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Procédé et dispositif perfectionnés pour le transport' et la circulation de matières solides granulaires.
La présente invention concerne un procédé et un dispo- sitif perfectionnés pour le transport et la circulation de ma- tières solides granulaires de grosseur de grain discrète.
Les caractéristiques nouvelles de l'invention offrent une importance particulière dans es systèmes de transformation d'hydrocarbures, notamment des systèmes où un catalyseur gra- nulaire solide d'une grosseur de grain relativement grande est déplacé en un cycle continu entre une zone de réaction et une zone de régénération.
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L'invention peut être appliquée avantageusement dans différents procédés de transformation d'hydrocarbures faisant usage d'un tel catalyseur granulaire solide, par exemple frac- tionnement, déshydrogénation, aromatisation, rectification et analogues. Dans ces procédés de transformation d'hydrocarbures et dans les procédés analogues, il s'accumule sur le catalyseur, à la suite des réactions qui se produisent pendant le contact avec la charge d'hydrocarbures, un corps de contamination car- boné ou hydrocarboné appelé "coke", qui se forme en tant que sous-produit de telles réactions, d'où diminution de l'activi- té du catalyseur. Par conséquent, on soumet généralement et périodiquement le catalyseur usé à une régénération par la com- bustion du coke déposé, dans l'air ou autre gaz contenant de l'oxygène.
Dans les systèmes dans lesquels le catalyseur est employé sous la forme d'un lit fixe, la régénération est ef- fectuée en détournant le courant d'hydrocarbures de ce lit après un temps de fonctionnement déterminé et en mettant ce lit en contact avec le gaz régénérateur. Dans d'autres systè- mes connus, le catalyseur est transporté de la zone ou vase de réaction, dans lequel l'opération de transformation de 1(hydro- carbure a lieu, vers une étuve ou une zone de régénération séparée, où a lieu la combustion du coke, le catalyseur régé- néré étant finalement ramené vers la réaction principale pour y être utilisé.
La présente invention concerne ce dernier type de fonctionnement, qui fait usage de catalyseur en mouvement.
Plusieurs méthodes sont actuellement en usage dans l'industrie pour le transport du catalyseur lors de son cycle de déplacement entre les zones de réaction et de régénération.
Comme, d'une façon générale, le catalyseur doit être transporté au cours du cycle d'opérations d'un niveau inférieur vers un
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niveau supérieur, il convient de prévoir des moyens pour assu- rer cette élévation. Dans certaines installations connues et d'un emploi étendu , il est fait usage de transporteurs méca- niques, tels que des élévateurs à godets,tandis que dans d'au- tres systèmes, par exemple ceux qui utilisent un catalyseur très finement divisé ou pulvérisé, la matière peut être aisé- ment "fluidifiée" par une dispersion relativement homogène dans un véhicule gazeux, et est manipulée dans cet état "flui- difié".
La "fluidification" désigne la caractéristique présen- tée par des solides finement divisés et qui, lorsqu'ils sont suspendus dans un courant gazeux ascendant animé d'une vitesse relativement faible,forment un lit agité continu à un niveau relativement bien défini, lit qui ressemble à un liquide en ébullition et qui présente des propriétés d'écoulement sembla- bles aux liquides ordinaires. Des granules grossières n'ont pas plu être fluidifiées de cette manière.
On a proposé d'em- ployer des dispositifs pneumatiques pour l'élévation et le transport en masse de catalyseurs à gros grain par exemple en granules ou pastilles, sans que les dispositifs proposés aient pu arriver à un fonctionnement favorable au point de vue indus- triel à ce jour, cela en raison de difficultés propres à la manipulation de ces matières à gros grain par des méthodes es- sayées, ainsi que par suite de l'érosion du matériel qui en résulte et/ou du fait de grandes pertes de catalyseur dues à l'usure.
Les raisons pour lesquelles les méthodes établies et adoptées pour la manipulation de matières solides plus finement divisées ou pulvérisées, ne sont pas directement applicables aux granules de grosseur relativement plus grande, résident non seulement dans la différence de finesse même, mais sont aussi déterminées par certaines différences fondamentales dans les propriétés et le comportement des deux matières, en présence
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de courants gazeux. Ces différences proviennent des dissem- blances dans la dynamique de particules individuelles en fonc- tion de la grosseur de grain ainsi que des différences dans le comportement de la masse globale de telles particules. Pour la compréhension de la présente invention, on notera et l'on fera ressortir ci-après quelques-unes des caractéristiques de tels systèmes fluide-solide.
La dynamique de/systèmes composés de particules de ma- tière solide et d'un fluide a été étudiée d'une manière plus approfondie au cours de dernières années, et l'on a pu mettre en évidence certaines propriétés de tels systèmes. Bien que l'on ait fait des observations importantes, celles-ci n'ont pas été coordonnées et expliquées pleinement d'une façon satis- faisante. On peut prouver formellement par la mathématique et démontrer expérimentalement que le comportement d'une parti- cule est influencé incontestablement par le trajet libre moyen qui lui est offert dans le milieu fluide, et qui est déterminé dans la plus grande mesure par la grosseur des particules et la concentration de la matière solide.
Ainsi, on a démontré qu'avec des systèmes gaz-solide comportant des fines particules, et notamment lorsque celles-ci offrent une diversité de grosseur, on peut obtenir une fluidification régulière par une admission contrôlée de gaz à ces particules à des vitesses relativement peu élevées, tandis que dans le cas de particules plus grandes, comme celles de l'ordre correspondant à un tamis de 60 mailles (standard américain), le gaz passe aisément à travers le lit à ces mêmes vitesses, sans déranger notablement les particules du lit et que, à mesure que la vitesse du gaz augmente au-delà de celle pour laquelle le lit reste stationnaire, on obtient, au lieu d'une dispersion des particules dans le gaz, seulement une rupture désordonnée de la continuité et un rebondissement de parties distinctes du lit, qui se déplacent par à-coup,
ce que
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l'on nomme "le cognement".
Il a été parfaitement reconnu que la réduction des di- mensions linéaires d'une particule a pour effet une augmenta- tion considérable de la surface libre globale, la surface totale de la masse subdivisée obtenue augmentant approximativement en raison directe de la réduction des dimensions linéaires de la particule initiale.
Comme le degré de subdivision considéré produit des par- ticules d'une dimension qui atteint ou se rapproche des dimen- sions colloïdales, une telle augmentation de la surface par unité de masse (surfaces spécifiques) met en jeu certaines influences d'énergie dont les surfaces sont le siège, ce qui affecte d'une manière significative le comportement d'un en- semble de telles particules en tant que masse globale ou sa suspension dans un fluide.
Il apparait maintenant que, à un degré de subdivision considérablement inférieur au degré colloïdal, ces propriétés @ de matières, dues à une surface spécifique élevée peuvent exer- cer des influences importantes. On possède de nombreuses preu- ves que certaines forces résiduelles entre particules, présentes dans des systèmes qui ne sont pas susceptibles de fluidifica- tion régulière, sont nettement absentes des systèmes suscepti- bles de fluidification régulière.
La différence dans le comportement de particules solides de différents ordres de grandeurs peut être jugée théoriquement en partant d'autres considérations et être démontée autrement d'une manière simple. Conformément à la loi de Stokes, pour une matière solide d'une composition donnée, les autres facteurs étant constants, la vitesse finale ou maximum atteinte par une particule en chute libfe dans un fluide tranquille varie avec le carré du rayon des particules. Cette vitesse maximum ou final:
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représente la vitesse du gaz, nécessaire pour soutenir une par- ticule individuelle du solide, sans lui permettre de tomber ni de s'élever, et correspond à la "vitesse de support de par- ticules".
Bien que l'on ne prétende pas que les valeurs calcu- lées d'après la formule de Stokes soient quantitativement re- présentatives pour les systèmes solide-fluide du type consi- déré, on voit aisément, à titre de mesure qualitative approxi- mative, qu'une différence de un à dix dans les grosseurs de particules implique une différence,dans la vitesse de support, de l'ordre de un à cent ; or, les différences de cet ordre ont été observées. A mesure que la subdivision des particules est poussée davantage, on atteint des ordres de grandeur où les espaces entre particules sont relativement minimes, de sorte que le gaz se trouve emprisonné et ne peut traverser l'ensemble de la masse qu'en déplaçant les particules.
Ceci peut être at- tribué pour une grande part à la durée d'apaisement relative- ment longue de particules finement divisées formant une masse, avant qu'elle n'atteigne le stade d'un lit à niveau stable.
Dans le cas des particules de grosseur importante et discrète, par exemple de l'ordre de 1 mm. et plus, la stabilisation du lit ne demande pas un temps appréciable. Etant donné ces proprié tés fondamentales caractéristiques pour les matières solides pul vérisées et finement divisées, celles-ci peuvent être aisément fluidifiées aux vitesses de gaz modérées et, une fois la flui- dification accomplie, les dispersions obtenues peuvent être manipulées comme des liquides ordinaires en ce qui concerne leur caractéristiques d'écoulement.
D'autre part, et même si cela n'est peut-être pas impossible théoriquement, la transforma- tion de ces particules de grosseur relativement importante en une masse fluidifiée en vue de permettre leur manipulation comme fluides ne peut pas être effectuée pratiquement par les procédés connus, et de telles particules de grosseur importante nepeuvent
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pas être manipulées par des méthodes prévues pour la manipu- lation de particules plus finement divisées.
Par conséquent, un des objectifs importants de la pré- sente invention réside dans la prévision d'un dispositif et d'un procédé efficaces pour la manipulation de telles matiè- res solides granulaires à grosseur de grain relativement im- portante, à l'état non fluidifié. L'invention concerne prin- ' cipalement l'élévation, par un milieu gazeux, de telles ma- tières granulaires employées comme catalyseur, ou autres ma- tières de contact dans les procédés de transformation d'hy- drocarbures.
Grâce aux caractéristiques nouvelles de l'inven- tion, un catalyseur granulaire à grosseur de grain discrète, comme défini plus haut, est élevé efficacement par des fluides de transport gazeux au cours d'un processus régulier et dans des conditions d'écoulement uniformes voulues, tout en per- mettant des vitesses d'écoulement relativement élevées du catalyseur. De plus, ceci s'effectue sans donner lieu à une usure rapide du catalyseur et avec un minimum d'érosion du matériel.
Les matières solides auxquelles l'invention se rapporte sont celles à grosseur de particule moyenne de l'ordre passant par un tamis de 14 mailles (standard américaine, et plus, et comprenant des grosses granules de cette grandeur, ainsi que les globules commerciales typiques et pastilles moulées de 2 à 5 mm. et plus. L'invention concerne en outre des ma- tières d'une certaine densité, celles qui ont une densité apparente globale d'au moins 20 lbs par foot cubique, à l'état non spécialement tassé.
Les particules de l'ordre de grandeur et de densité sus-indiqué se distinguent en outre par la propriété de découler librement à l'état de masse non fluidifiée,lorsqu'elles sont déchargées d'un réservoir ou tré- mie, contrairement aux matières pulvérisées légères ou plus fi
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nement divisées qui, notamment lorsqu'elles présentene grande diversité de grosseurs de grain, tendant à s'agglomérer et à se tasser et ne s'écoutent pas librement à moins d'être amenées à l'état fluidifié et tre manipulées comme des liquides en mouvement.
Les difficultés inhérentes à la manipulation et au transport pneumatique de matières solides relativement lourdes et de grande grosseur de grain, comme celle de l'ordre préci- té, sont surmontées, conformément à la présente invention, grâce à la manière particulière prévue pour assurer la mise en contact de telles matièressolides avec un véhicule gazeux d'élévation et de transport, et au contrôle .et la coordina- tion des conditions dans lesquelles s'effectue l'élévation pneumatique de ces matières, y compris notamment la vitesse du courant gazeux transporteur, la concentration des matiè- res solides dans ce courant et les pressions qui règnent dans l'ensemble du système . Ces facteurs doivent être maintenus dans des limites parfaitement définies, comme il sera exposé plus clairement ci-après.
Grâce aux conditions contrôlées et coordonnées créées par l'invention, la masse des particules est élevée et est amenée à progresser régulièrement, comme un courant relativement concentré, en un écoulement sensiblement rectiligne exempt de remous et de turbulence dans les parti- cules.
Conformément à un aspect de l'invention, lorsque celle-ci est appliquée à l'élévation d'un catalyseur ou d'une autre matière de contact, la chute de pression qui se produit lors de l'élévation de la matière est cooronnée avec celle qui règne lors du passage de la matière à travers la partie restan- te du système, où la matière solide se déplace ou est déplacée à travers une zone de réaction ou une zone de régénération, ou les deux, sous la forme d'un lit dense, compact et non turbu-
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lent. Dans le mode d'exécution préféré, et sauf en ce qui con- cerne l'élévation de la matière solde par le courant gazeux, l'écoulement de celle-ci dans les autres parties de son cir- cuit s'effectue par grqvité.
Un avantage particulièrement important de l'invention, en ce qui concerne son application aux procédés de transforma- tion catalytique d'hydrocarbures, résulte des vitesses de cir- relativement culation/élevées de la masse de catalyseur, qui peuvent y être appliquées, permettant ainsi une marche efficace et économique de tels procédés avec les rapports catalyseurs-huile élevés voulus .
Le rôle des caractéristiques nouvelles de l'invention et les autres avantages de celle-ci ressortiront de la descrip- tion ci-après considérée en rapport avec les dessins annexés qui en représentent une réalisation pratique, appliquée à un système de transformation catalytique d'hydrocarbures.
Dans les dessins annexés, la figure 1 est une vue d'élévation schématique d'un mode d'exécution d'un système comportant la présente invention (certaines parties étant bri- sées et rèprésentées en coupe).
La figure 2 est un schéma de circuit d'une variante.
Les figures 3 à 5 sont des vues à plus grande échelle de la partie "élévation" de la figure 2.
Dans la disposition selon la figure 1, un vase de réadtion est superposé à une étuve 2, ce¯.qui permet un écoule- ment libre du catalyseur entre ces deux capacités à travers un conduit de communication 3. Tant dans le vase de réaction 1 que dans l'étuve 2, le catalyseur descend par gravité sous la forme d'un lit solide et compact. Dans le mode de fonctionnement classique, le lit de catalyseur contenu dans le vase 1 est mis en contact avec les hydrocarbures à fractionner ou à transfor- mer d'une autre manière, par le passage de ces hydrocarbures à travers le vase de réaction en équi-courant ou en contre-
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courant par rapport au lit de catalyseur qui se déplace de haut en bas.
Dans le mode d'exécution de la figure 1, les hydrocarbures, se trouvant par exemple à l'état vaporisé, sont introduits par une conduite 4, tandis que les produits de transformation sous forme de vapeurs sont évanués du vase 1 par la conduite 5, qui communiquer comme il est connu en soi, avec un système de condensation et de distillation (non représenté). De la vapeur d'eau pour le traitement ou du gaz ad formant joint peuvent être Anis au niveau supérieur du vase 1 par une conduite 6. Au-dessous du niveau d'évacuation des va- peurs d'hydrocarbures, du vase 1, on prévoit des moyens pour débarrasser le catalyseur descendant des produits vaporeux adhérents, par exemple par admission d'un gaz purificateur tel que la vapeur d'eau ou un gaz inerte par la conduite 7.
Le catalyseur ainsi purifié, déchargé du vase 1, pas-= par gravité à travers le conduit 3 dans l'étuve 2, où il est mis en contact avec un gaz contenant de l'oxygène, en vue de régénérer le catalyseur par la combustion du coke formé dans celui-ci lors de son utilisation dans la réaction de transformation d'hydrocarbures qui a été effectuée précédem- ment dans le vase 1. Dans l'étuve, l'admission du gaz frais contenant de l'oxygène et l'évacuation des produits de la combustion peuvent s'effectuer à plusieurs niveaux, consti- tuant ainsi une série de phases de régénération, des moyens de refroidissement étant prévus pour éviter des températures excessives dans l'étuve. On peut tout aussi bien utiliser des étuves d'autres types.
Dans le cas représenté dans la figure 1, on a prévu une seule zone pour l'admission de gaz régénérateur, lequel pénètre par la conduite 8, les gas brû- lés évant évacués par la conduite 9. Au-dessus de la zone de combustion de l'étuve, on a prévu un évent de contrôle par soupape de décompression automatique 10, qui maintient la
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pression à ce niveau à une valeur légèrement supérieure à celle de la conduite d'échappement de gaz brûles 9, afin d'empêcher plus efficacement l'entrée de ces gaz dans le conduit 3.
Le catalyseur régénéré déchargé de l'étude 2 s'écoule par gravité à travers un tube 11 vers une chambre de trans- fert 12 dans laquelle il forme un lit enfermé, ce cataly- seur remplissant la chambre 12 ou formant dans celle-ci un angle de talus statique normal comme représenté notamment en 13 (fig.3). Un tuyau d'élévation 14 part d'un point situé au-dessous du niveau supérieur du lit de catalyseur dans la chambre de transfert 12. Le catalyseur faisant partie du lit contenu dans cette chambre est refoulé dans ce tuyau à l'aide d'un courant de gaz dirigé à travers le lit à l'aide d'une conduite 15 et d'un ajutage 16.
Le point de décharge ou débouché du tuyau d'éléva- tion se trouve à une certaine hauteur au-dessus du vase de réaction 12 Ainsi, et comme montré dans le dessin, le tuyau d'élévation 14 décharge vers une chambre de dégagement 17 dont le gaz d'élévation est évacué par un tuyau supérieur 18, tandis que le catalyseur solide libéré de l'influence du gaz élévateur retombe par gravité pour former un lit soutenu par le fond de la chambre de dégagement 17. Partant de ce lit, le catalyseur revient à la partie supérieur du vase 1, vers lequel il s'écoule par gravité à travers un conduit 19, qui agit également comme support creux étanche. On prévoit des moyens pour séparer les fines particules d'avec le gaz dégagé, par exemple sous la forme d'un séparateur dit "cyclone" dé- signé par 20 et qui communique avec le tuyau de décharge su- périeur 18.
L'entrée de vapeurs d'hydrocarbures du vase 1 dans le conduit 19 est empêchée par l'introduction d'un gaz formant joint dans ce conduit, de préférence de la vapeur d'
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eau, qui pénètre dans le partie supérieure du vase 1 par le tuyau 6.
Au lieu de placer le vase de réaction au-dessus de l'étuve, comme montré dans la figure 1, on peut inverser cette disposition. En outre, le vase et l'étuve peuvent être situés côté à côte, avec prévision d'élévateurs pneumatiques distincts pour élever le catalyseur jusqu'à des zones d'alimentation si- tuées respectivement au-dessus des parties supérieures du vase de réaction et de l'étuve respectivement. Un schéma de circuit correspondant à cette dernière disposition est représenté dans la figure 2. La direction d'écoulement du catalyseur est indi- quée par les flèches. Le catalyseur déchargé du vase 1 passe dans une chambre de transfert 12a, d'où il est refoulé dans le tuyau d'élévateur 14a, pour parvenir dans la chambre de séparation 17a.
Le catalyseur s'écoule ensuite par gravité vers l'étuve 2 et à travers celui-ci, tandis que le cataly- seur régénéré est déchargé vers une chambre de transfert analogue 12b, d'où il est transporté à travers le tuyau élé- vateur 14b vers la chambre de dégagement 17b, et est déchargé de celle-ci pour revenir par gravité dans la partie supérieure (Eu vase 1.
On décrira maintenant plus particulièrement le sys- tème transporteur montré à plus grande échelle dans les figures 3 à 5. Le système représenté peut être utilisé avec n'importe quelle disposition, à savoir, vase de réaction, et étuve soit superposés soit côte à côte. On a indiqué plus haut que l'embouchure du tuyau élévateur pénètre jusqu'au-dessous du niveau supérieur du lit de catalyseur dans la chambre de trans- fert 12. Ceci est une particularité importante pour assurer des vitesses d'écoulement de catalyseur requises avec un mi- nimum de consommation de gaz, ainsi que le maintien d'un cou- de catalyseur rant concentré/se dirigeant de bas en haut à travers le tuayau
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élévateur.
La chambre de transfert 12 peut avoir n'importe quelle forme voulue, mais doit présenter une section trans- versale suffisante pour permettre l'écoulement voulu du cata- lyseur du conduit 11 vers la chambre de transfert 12, par la prévision d'un espace suffisant entre la périphérie du tuyau d'élévation 14 et la paroi de la chambre.
L'ajutage 16 est monté dans un organe fileté 21 de sorte que l'ajutage peut être relevé ou abaissé, ce qui permet de contrôler l'intervalle prévu en 22 entre l'embouchure du tuyau élévateur 14 et le débouché de l'ajutage 16. Le réglage de-cet intervalle fournit un moyen de contrôler la vitesse de circu- la tion du catalyseur à travers le système. On comprendra que la vitesse à laquelle le catalyseur est extrait de l'enceinte de traitement, que ce soit le vase de réaction ou l'étuve, à tra- vers le conduit 11, dépend de la vitesse à laquelle le cataly- seur est dirigé vers le tuyau élévateur par l'ajutage 16.
Le soutirage du catalyseur du lit contenu dans la chambre 12 per- met une nouvelle arrivée de catalyseur vers cette chambre, ce qui constitue un contrôle de la vitesse de déplacement:.du catalyseur dans les parties d'amont du système; les différents conduits 19,3 et 11 ne contiennent ni soupape d'étranglement ni autres éléments restrictifs. Il va de soi que la réserve de catalyseur disponible pour être introduite dans le conduit 11 doit être au moins égale à celle déterminée par la vitesse à la- quelle le catalyseur est extrait du lit par le courant gazeux.
Afin de maintenir un écoulement libre du catalyseur à travers le conduit 11, lapression dans ce conduit doit être contrôlée de façon à empêcher le gaz d'y monter dans une quanti- té suffisante pour gêner notablement le passage du catalyseur par ce conduit. Ceci peut être réalisé par exemple grâce à la prévision d'une branche d'étanchéité en communication avec le conduit 11, comme montré en 23, et dans laquelle on introduit
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un gaz formant joint à une vitesse déterminée à travers un tuyau 24 contrôlé par la soupape, maintenant aini la pression dans le conduit 11 à une valeur approximativement égale ou lé- gèrement supérieure à celle qui existe dans la chambre 12.
Comme il n'existe pas de différence de pression importante entre le débouché de 1?ajutage 16 et le débouché du conduit 11, toute la quantité de gaz introduite par cet ajutage 16 se diri- gera vers le haut dans le tuyau élévateur, en entrainant les particules de catalyseur qui se présentent sur son trajet dans l'intervalle entre l'ajutage et l'embouchure du tuyau éléva- teur. Il convient de noter que la relation entre l'ajutage et le tuyau élévateur est telle qu'elle détermine une force propulsive positive et directive, contrairement aux disposi- tions qui dépendent principalement de l'aspiration déterminée par les différences de hauteur correspondant à la vitesse, entre des points du trajet du courant de fluide.
L'introduction d'un gaz formant joint dans la btanche d'étanchéité 23 ne sera pas toujours nécessaire, vu que le système peut être disposé de manière que la pression dans la partie inférieure de l'enceinte de traitement qui communique avec la chambre de transfert 12 soit égale ou légèrement su- périeure à celle de cette chambre, auquel cas le gaz élévateur ne passera pas en dérivation de cette chambre dans le conduit.
Le mode d'exécution de la figure 1 peut fonctionner de cette manière. Par exemple, si la pression dans la partie inférieure de l'étuve à proximité de l'entrée de gaz régénérateur 8 est maintenue à une valeur d'environ 9 lbs. par inch carré et qu'il existe une chute de pression d'environ 1 lb. par in¯ch carré entre ce point et l'embouchure de l'élévateur , les con- ditions de fonctionnement peuvent être contrôlées de façon à obtenir la pression voulue d'environ 8 lbs par inch carré à l'embouchure du tuyau élévateur. Si l'on fait fonctionner
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le système élévateur de façon à obtenir une chute de pres- sion totale de 7 lbs par inch carré dans le tuyau élévateur 14 la pression dans la chambre de dégagement 17 sera légè- rement supérieure à la pression atmosphérique et sera par exemple de 1 lb par inch carré.
Les parties restantes du sys- tème peuvent être établies de façon à assurer un équilibre de pression. Ainsi, on peut introduire de la vapeur d'eau par le tuyau 6, pour maintenir la pression en ce point à 12 lbs. par inch carré, une partie de cette vapeur se diri- geant vers le haut dans la branche à joint constituée par le conduit 19, en direction de la cuve de dégagement 17. L'autre partie de la vapeur descend à travers le vase de réaction 1.
Les vapeurs d'hydrocarbures peuvent être introduites à travers le tuyau 4 de façon à déterminer une pression de 11 lbs. par inch carré, et être évacuées par le tuyau 5 à une pression d'environ 6 lbs. Le gaz de purification introduit à travers le tuyau 7 peut également agir comme gaz d'étanchéité et sera donc introduit à une pression légèrement supérieure, par exem- ple 6,5 lbs. Les gaz brûlés peuvent être évacués de l'étude 2 par le tuyau 9 à une pression de 9 lbs. par inch carré, de sorte que la vapeur pénétrant à travers le tuyau 7 s'écoule dans deux directions et est évacuée en partie avec les vapeurs d'hydrocarbures par le tuyau 5 et en partie par la soupape de décompression 10 qui, étant réglée pour fonctionner à une pression d'environ 6,3 lbs., empêche l'admission de vapeur vers la zone de combustion de l'étuve.
Lorsque le gaz employé n'est pas incompatible avec la réaction effectuée dans l'enceinte de traitement située le plus bas, qui communique avec le tube élévateur, la pression dans cette enceinte peut même être légèrement inférieure à celle de l'élévateur, de sorte qu'une faible quantité de gaz élévateur remonte avantageusement à travers le conduit 11, pour assurer
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l'équilibre de pression voulu. Cette quantité de gaz doit être maintenue suffisamment réduite,de façon à ne pas gêner ni empêcher dans une mesure importante l'écoulement continu et ininterrompu du catalyseur vers le bas à travers le tube 11.
Comme indiqué plus haut, le tube élévateur 14 ali- mente la chambre de dégagement 17, où le gaz élévateur se sé- pare du catalyseur. La paroi supérieure de la chambre de dé- gagement 17 doit être située à une hauteur suffisante au- dessus de l'ouverture de décharge du tube 14 de façon que le jet jaillissant de catalyseur ne vienne pas frapper violemment cette paroi, compte tenu de la réduction de la vitesse déter- minée par la différence des sections transversales du tube et élévateur 14/de la chambre 17. Le catalyseur séparé du gaz élévateur dans la chambre 17 retombe de façon à former un lit compact et dense, dont le catalyseur est soutiré par le tube 19, en se dirigeant par gravité vers l'enceinte de traitement voulue, qui peut être le vase de réaction ou l'étuve.
Les dimensions relatives des divers éléments du sys- tème élévateur présentent une importance considérable en vue du maintien des vitesses d'écoulement de catalyseur voulues et d'un transport régulier du catalyseur, exempt de "cogne- ment" et de remous. Par exemple, pour présenter la valeur requise, l'espace entre la périphérie du tube élévateur et la paroi latérale delà chambre de transfert doit avoir une largeur non inférieure au diamètre du tube élévateur. Lorsque ce dernier est situé au centre de la chambre 10, ce qui est préférable pour l'uniformité de la répartition, cette chambré aura une dimension latérale non inférieure, approximativement, à trois fois le diamètre de ce tube.
La configuration de la chambre 12 n'a que relativement peu d'importance, pourvu que l'on observe l'intervalle requis et que l'on maintienne une
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Profondeur de lit adéquate dans cette chambre. Le tube d'élé- vation doit pénétrer dans la chambre 12 jusqu'à u# profondeur telle que le lit de catalyseur contenu dans cette chambre par- vienne à au moins plusieurs inches au-dessus de l'embouchure de ce tube.
En ce qui concerne la chambre de dégagement 17, et à titre de règle empirique, la section transversale de cette chambre doit être légèrement supérieure à celle de la chambre de transfert. Une chambre de dégagement ayant une largeur approximativement égale à 5 ou 6 fois le diamètre du tube élévateur sera suffisante pour réaliser une souplesse de fonc- tionnement parfaite. En considérant la différence des sections du tube élévateur et de la chambre de dégagement d'une part, et les vitesses envisagées dans le système élévateur d'autre part, comme il sera indiqué dans la suite, la paroi supérieu- re de la chambre 17 sera en général suffisamment hors de l'at- teinte du catalyseur si elle se situe à 5 - 6 feet ou plus au-dessus du débouché du tube 14.
Le diamètre du tube élévateur proprement dit ainsi que le diamètre de l'ajutage à gaz 16 et le rapport entre eux seront déterminés en tenant compte de la quantité de cataly- seur à mettre en circulation et la chute de pression admissi- ble dans le tube élévateur en considérant les détails de la marche du traitement, comme il sera plus clairement exposé ci-après. De même, la longueur de l'intervalle 22 doit être également réglée ou mise au point en conséquence, pour assu- rer la vitesse de circulation de catalyseur élevée requise avec des vitesses d'écoulement de gaz les plus favorables vers le tube élévateur, cela du point de vue rendement et de la marche économique du procédé.
En établissant le projet d'un système de transforma- tion d'hydrocarbures, le nombre de différentes variables en
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rapport entre elles permet une grande élasticité dans le choix de la construction et dans le fonctionnement de la partie de traitement de l'appareillage, ainsi que des moyens de transfert et de transport qui en font partie. Dans l'établissement d'une construction particulière et dans le choix de ses conditions de fonctionnement, on ne peut pas ignorer les considérations économiques. Afin de simplifier la présentation des divers facteurs entrant en ligne de compte conformément à l'inven- tion, et dans un but d'analyse, il sera tenu compte plus par- ticulièrement des facteurs à considérer dans la conception du système transporteur destiné à une installation de transforma- tion d'hydrocarbures de construction déterminée.
Dès que la partie de traitement du système comprend un vase de réaction et une étuve de régénération dont la conception et le fonc- tionnement sont déjà déterminés, certaines restrictions se rapportant à la conception et à la construction de la partie de transport seront également résolues. Par exemple, la hau- teur minimum du tube élévateur sera aisément fixée en tenant compte de la hauteur de la partie de traitement du système, comprenant le vase de réaction et l'étuve de régénération et des trémies d'alimentation pour ces capacités. Là où le vase de réaction et l'étuve de régénération sont superposés, on constatera que, dans le cas d'une installation de capacité donnée quelconque, cette disposition demande une hauteur d'é- lévation plus grande que là où le vase et létuve sont dis - posés côte à côte.
Les proportions totales de catalyseur re- quises pour une opération de traitement donnée joueront éga- lement un rôle important dans le choix des dimensions du sys- tème d'élévation pneumatique et des quantités de gaz nécessai- res dans celui-ci. Bien que le facteur chute de pression, qui se présente dans les enceintes de réaction et de régénération du système ne soit pas directement déterminant et permette une latitude considérable en vue de la compensation ou de la coor-
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dination en dehors de L'appareillage d'élévation et organes connexes., l'ordre de grandeur d'une telle chute de pression exerce une influence mportante sur les rapports entre la partie de transport et la partie de traitement au système ce dont il convient de tenir compte.
Pour obtenir le fonction nement équilibré voulu, les différences de pression existan- tes peuvent être prises en considération lors de la concep- tion et du choix des conditions de fonctionnement appropriées dans le système d'élévation et/ou dans les tuyauteries d'ali- mentation et de transfert reliant les différentes parties de l'appareil de traitement, ainsi que dans les tuyaux de trans- fert prévus entre la partie de traitement de l'appareil et le système d'élévation proprement dit.
Les chutes de pression dans la partie de traitement du système peuvent également être variées pour n'importe quelle valeur de charge dhydro- carbures ou de gaz régénérateur voulue en choisissant la direction d'écoulement relative de tels fluides à travers le vase de réaction et l'étuve de régénération respective- ment et la manière d'admission de ces fluides dans ces capa- cités.
Les caractéristiques de la marche du procédé étant variables et la disposition du vase de réactionet du régé- nérateur étant fixe (mais susceptible de correction selon les nécessités de la coordination ultérieure), certains facteurs qui interviennent dans la conception du système d'élévation peuvent donc être dans une large mesure déter- minés par cet état de chose, y compris la hauteur minimum approximative de la hauteur d'élévation, la vitesse de cir-
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culation requise du catalyseur et le facteur "élastique" représenté par la chute de pression..
La vitesse de circula- tion du catalyseur est, comme il a été déterminé, une fonction directe de la concentration moyenne du catalyseur dans le tube élévateur et de la vitesse d'écoulement,linéaire moyen- ne du catalyseur dans ce tube, c'est-à-dire que la vitesse d'écoulement du catalyseur exprimée en 1bs par seconde et par foot carré de section transversale de l'élévateur est égale au produit de la vitesse d'écoulement linéaire moyen- ne du catalyseur en feet par seconde, par la concentration du catalyseur en Ibs par foot cube. On a constaté toutefois qu'au delà de certaines vitesse de catalyseur, la rapidité de l'usure de ce dernier augmente notablement avec la vites- se de sorte que, pour réaliser un fonctionnement pratique et efficace, il convient de ne pas dépasser certains vites- ses.
Ainsi, on a constaté avec un catalyseur commercial de fractionnement courant que-, aux vitesse- d'écoulement moyen- nes du catalyseur dans l'élévateur d'environ. 5 feet par seconde jusqu'à environ 10 à 15 feet par seconde, la rapi- dité de l'usure est extrêmement faible et ne nécessite qu'une rapidité de remplacement du catalyseur très réduite par rap- port à celle ordinairement pratiquée pour maintenir l'équi- libre dans l'activité catalytique. Lorsque la vitesse du catalyseur est portée jusque environ 20 à 25 feet par se- conde, la vitesse de l'usure augmente, mais non suffisamment pour diminuer l'intérêt que présentent de telles vitesses.
Au delà d'une vitesse de catalyseur d'environ 30 feet par seconde, la rapidité de l'usure augmente considérablement et n'est en général-pas à conseiller pour un fonctionnement
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industriel pratique. D'autre part, aux faibles vitesses de catalyseur, par exemple au-dessous de 3 feet par seconde, on ne peut pas obtenir un écoulement régulier et uniforme et le "cognement" du catalyseur qui en résulte provoque une forte usure du catalyseur et des chocs contre l'appareillage.
On a constaté également que, pour obtenir-un écoulement efficace du catalyseur dans l'élévateur tout en réalisant la. faible rapidité d'usure requise, la concentration du cataly- seur dans l'élévateur doit être contrôlée pour assurer un courant relativement concentré de catalyseur dans cet éléva- teur ce qui comme il a été déterminé pour la plupart des types des catalyseurs généralement connus, implique des concentra- tions égales à 10%-40% de la densité globale apparente du catalyseur.
En se basant sur différents types industriels de catalyseurs, ayant une densité globale apparente allant d'environ 40 à environ 55 lbs par foot cube, la concentration minimum dans l'élévateur ne doit pas être inférieure, pour un transfert efficace du catalyseur, à 3-4 Ibs par foot cube.
Des concentrations allant jusque 18 à 20 Ibs. par foot cube constituent pratiquement une limite supérieure,. bien que non nécessairement la limite maximum des possibilités de fonction- nement.
Pour déterminer les conditions de fonctionnement les plus avantageuses pour l'élévateur et en plus de l'attention avec laquelle on doit considérer la vitesse et la concentra- tion du catalyseur, il convient également de tenir compte de l'importance que présente la chute de pression par unité de longueur.
La partie de l'énergie fournie par le courant
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gazeux en vue d'effectuer le mouvement ascendant du cataly- seur et qui est dépensée dans l'élévateur, est répartie le long du trajet linéaire suivi par le catalyseur, ce qui est représenté par la chute de pression qui existe aux niveaux successifs de L'élévateur. On a également constaté que, lorsque les conditions de fonctionnement sont telles que la chute de pression moyenne par foot linéaire de hauteur dans l'élévateur est trop faible, la quantité de gaz d'élévation nécessaire pour déplacer une masse de catalyseur donnée aug- mente notablement avec réduction'correspondante- du rende- ment du procédé.
D'autre part, des chutes de pression moyen- nes extrêmement élevées peuvent avoir pour effet une agita- tion ou un manque d'uniformité localisé dans l'allure de l'écoulement sous la forme de zones de forte et de faible concentration qui tendent à augmenter la friction contre les parois et la friction entre particules ou les deux.
Il a été trouvé empiriquement que l'on peut réaliser des conditions d'écoulement satisfaisantes et une application efficace du gaz élévateur à un travail utile lorsque la chute de pression moyenne dans l'élévateur est maintenue à une valeur non inférieure à 2 Ibs et est de préférence d'au moins 3 Ibs par foot carré et par foot de hauteur d'élévateur.
Au-dessus d'environ 20 à 25 lbs par foot carré et par foot de hauteur de tube élévateur, on rencontre dans la pratique des difficultés dans le contrple et outre l'usure plus rapide du catalyseur à laquelle il convient de s'attendre, on constate qu'une élévation efficace et régu- lière du catalyseur est de plus en plus difficile à réaliser
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Les rapports réciproques des divers facteurs précités ressortiront des exeples ci-après, qui montrent l'effet des conditions variables dans une opération d'élévation typique (les données sont basées sur un tube élévateur de diamètre fixe, fonctionnant avec l'air à la température ambiante en vue de l'élévation de catalyseur pastillé d'une densité global le d'environ 55 lbs par foot cube et d'un diamètre de grain moyen d'environ 0,1 inch.)
Les termes "densité globale" ou "densité globale apparente" du catalyseur ou autre granulai- re, employée dans la présente, se rapportent au poids d'une colonne légèrement tassée d'un volume standard d'une telle matière, exprimé en lbs par foot cube. Les valeurs données pour la vitesse du gaz dans le tableau ci-après et en d'au- tres endroits de la description se rapportent à la "vitesse superficielle" mesurée par l'écoulement du gaz dans un tube vide.
TABLE I
EMI23.1
<tb> Circulation <SEP> mas- <SEP> Chute <SEP> de <SEP> pression <SEP> Vitesse <SEP> de <SEP> Vitesse <SEP> du <SEP> Concentration
<tb>
<tb>
<tb> si <SEP> que <SEP> en <SEP> Tons/ <SEP> lbs/foot <SEP> carré/ <SEP> l'air <SEP> foot/ <SEP> . <SEP> catalyseur <SEP> de <SEP> catalyseur
<tb>
<tb>
<tb> hr/foot <SEP> carré <SEP> foot <SEP> sec. <SEP> foot/sec. <SEP> lbs/foot <SEP> cube.
<tb>
<tb> de <SEP> section <SEP> trans-
<tb>
<tb>
<tb> versale
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1. <SEP> 180 <SEP> 19,9 <SEP> 16 <SEP> 5 <SEP> 18,4
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2. <SEP> 180 <SEP> 6,0 <SEP> 49 <SEP> 25 <SEP> 3,68
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 3.
<SEP> 180 <SEP> 10,8 <SEP> 26 <SEP> 10 <SEP> 9,2
<tb>
A titre d'un- exemple d'une marche typique basée sur les considérations ci-dessus (dans une installation pratique con- çue pour la circulation du catalyseur du type indiqué à la vitesse d'environ 700 tons par heure à une température de travail de l'ordre de 900 à 1000 F) le diamètre du tube élé-
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vateur en utilisant des quantités non excessives de gaz d'élé- vation peuvent se tenir dans les limites d'environ 20 à 36 inchs, ce qui nécessite une alimentation au gaz d'élévation d'environ 4000 à 12.000 feet cubes standard par minute.
Par exemple, à une vitesse de catalyseur moyenne d'environ 10 feet par seconde dans un tube élévateur de 200 feet auquel le gaz d'élévation, sous forme d'air est fourni à la vitesse de 8. 000 feet cube standard par minute, la chute de pression totale sera d'environ 12 lbs par inch carré.
D'autre part, en considérant une installation plue petite fonctionnant à la même température indiquée avec une circulation de 100 tons de catalyseur par heure, on utilise- ra des tubes élévateurs d'un diamètre d'environ 7 à 12 inchs ce qui représente approximativement le même rapport de la section transversale à la capacité que dans l'installation plus grande. Pour un tube de 10 inchs et une vitesse moyenne de catalyseur d'environ 13 feet par seconde fonctionnant avec une chute de pression d'environ 11,5 Ibs par inch carré, il sera nécessaire de faire circuler environ 1000 feet cubes standard de gaz par minute en prenant l'air comme base.
Pour maintenir les vitesses d'écoulement voulues pour n'importe quelles conditions de fonctionnement données, on doit réaliser non seulement une alimentation adéquate et con- tinue en catalyseur dans la chambre de transfert 12, mais il importe également qu'un intervalle d'une certaine hauteur minimum soit prévu entre le débouché de l'ajutage de déchar- ge de gaz. élévateur 16 et l'emboucure du tube élévateur 14, afin de permettre un écoulement libre et continu du catalyseur
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vera le trajet du courant gazeux à une vitesse suffisante pour remplacer continuellement le catalyseur refoulé par le courant gazeux.
Le diamètre de l'ajutage à gaz peut être égal ou infé- rieur à celui du tube élévateur et peut même être légèrement supérieur dans certains cas. Toutefois, dans le cas de larges ajutages dont le,, diamètre approche ou dépasse celui du tube élévateur, on obtient une plus grande variation dans la chute de pression et il se forme une zone de chute de pression éle- vée dans la partie inférieure du tube. Les ajutages de très faible diamètre nécessitent des vitesses de gaz accruea dans l'ajutage afin de fournir la quantité de gaz d'élévation nécessaire d'où une dissipation coûteuse d'énergie à la suite d'un frottement accru dans l'ajutage ainsi qu'en raison des pertes de pression lors de la détente dans la chambre.
Toutefois de très petits ajutages peuvent nécessiter des com- presseurs coûteux de forte puissance à groupes moteurs d'un coût élevé. En tenant compte de toutes ces consitdérations, onpeut employer des ajutages d'admission de gaz d'un diamètre allant depuis 1/4 de celui du tube élévateur.jusqu'à une dimension égale à celle de ce dernier, le rapport préféré se situant entre environ 1/3 à 2/3 du diamètre du tube élé- vateur.
Ayant choisi ainsi le rapport entre le diamètre de l'ajutage d'admission de gaz et celui du tube élévateur, on peut faire varier l'intervalle entre l'ajutage et l'embouchu- re du tube élévateur dans de larges limites, en partant d'une valeur minimum. Ci-après des exemples des dispositions appro-
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priées : tube élévateur d'un diamètre de 12 inches avec un ajutage d'un diamètre de 4 incheset un intervalle de 24 Q mètre; une petite installation d'élévation peut comprendre un tube élévateur d'u diamètre de 3 inchs, un ajutage à gaz d'un diamètre de 3 inchs et un intervalle de 5 ou 7 inchs.
Bien que dans l'exposé des vitesses d'écoulement ci- dessus, on ait envisagé l'emploi de l'air comme base d'illus- tration, on conçoit que n'importe quel gaz (ce terme compre- nant des vapeurs ainsi que des gaz véhiculant des liquides en suspension, où le gaz constitue la phase continue) peut être utilisé pour autant qu'il n'exerce pas un effet préju- diciable sur la matière solide transportée.
Ainsi on peut employer des gaz inetes où des gaz récupérés à partir des élé- ments de l'installation, par exemple des gaz de combustion ou des hydrocarbures gazeux, Lorsque le fluide gazeux utilisé est incompatible avec l'opération qui succède au cycle de circulation du catalyseur, il convient deprévoi, en plus de la séparation du gaz d'élévation dans la chambre de dégagement des moyens pour purifier le catalyseur ainsi que pour empêcher par un joint hermétique, la pénétration du gaz incompatible dans l'installation de traitement.
REVENDICATIONS.
**ATTENTION** fin du champ DESC peut contenir debut de CLMS **.
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Improved method and apparatus for the transport and circulation of granular solids.
The present invention relates to an improved method and apparatus for conveying and circulating granular solids of discrete grain size.
The novel features of the invention are of particular importance in hydrocarbon processing systems, particularly systems where a solid granular catalyst of a relatively large grain size is moved in a continuous cycle between a reaction zone and. a regeneration zone.
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The invention can be applied advantageously in various hydrocarbon conversion processes making use of such a solid granular catalyst, for example fractionation, dehydrogenation, aromatization, rectification and the like. In these and analogous hydrocarbon conversion processes, it accumulates on the catalyst, as a result of the reactions which occur during contact with the hydrocarbon feedstock, a carbon or hydrocarbon contaminant called "Coke", which forms as a by-product of such reactions, resulting in decreased activity of the catalyst. Therefore, the spent catalyst is generally and periodically subjected to regeneration by combustion of the deposited coke, in air or other oxygen-containing gas.
In systems in which the catalyst is employed in the form of a fixed bed, the regeneration is effected by diverting the hydrocarbon stream from this bed after a determined operating time and by contacting this bed with the gas. regenerator. In other known systems, the catalyst is transported from the reaction zone or vessel, in which the hydrocarbon conversion operation takes place, to a separate oven or regeneration zone, where it takes place. combustion of the coke, the regenerated catalyst finally being returned to the main reaction for use therein.
The present invention relates to the latter type of operation, which makes use of a moving catalyst.
Several methods are currently in use in industry for the transport of the catalyst during its cycle of movement between the reaction and regeneration zones.
As, in general, the catalyst must be transported during the cycle of operations from a lower level to a
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higher level, means should be provided to ensure this elevation. In some known and widely used installations, use is made of mechanical conveyors, such as bucket elevators, while in other systems, for example those which use very finely divided or pulverized catalyst. , the material can be easily "fluidized" by a relatively homogeneous dispersion in a gaseous vehicle, and is handled in this "fluidized" state.
"Fluidization" refers to the characteristic exhibited by finely divided solids which, when suspended in an ascending gas stream at a relatively low velocity, form a continuous stirred bed at a relatively well defined level, which bed. looks like a boiling liquid and exhibits flow properties similar to ordinary liquids. Coarse granules did not like being thinned in this way.
It has been proposed to employ pneumatic devices for the elevation and mass transport of coarse-grained catalysts, for example in granules or pellets, without the proposed devices having been able to achieve a favorable operation from the industrial point of view. triel to date, this because of the difficulties inherent in the handling of these coarse-grained materials by tried methods, as well as because of the erosion of the material which results from it and / or because of the great losses of catalyst due to wear.
The reasons why the established and adopted methods for handling more finely divided or pulverized solids are not directly applicable to relatively larger granules, not only lie in the difference in fineness itself, but are also determined by some. fundamental differences in the properties and behavior of the two materials, in the presence
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gas streams. These differences arise from dissimilarities in the dynamics of individual particles as a function of grain size as well as from differences in the behavior of the overall mass of such particles. For the understanding of the present invention, some of the characteristics of such fluid-solid systems will be noted and brought out below.
The dynamics of systems composed of particles of solid matter and of a fluid have been studied in greater depth in recent years, and it has been possible to demonstrate certain properties of such systems. Although important observations have been made, these have not been co-ordinated and fully explained in a satisfactory manner. We can formally prove by mathematics and demonstrate experimentally that the behavior of a particle is undoubtedly influenced by the mean free path which is offered to it in the fluid medium, and which is determined to the greatest extent by the size of the particles. and the concentration of solid matter.
Thus, it has been demonstrated that with gas-solid systems comprising fine particles, and in particular when these offer a variety of sizes, it is possible to obtain regular fluidization by controlled admission of gas to these particles at relatively low speeds. while in the case of larger particles, such as those of the order corresponding to a 60 mesh sieve (American standard), the gas passes easily through the bed at these same speeds, without noticeably disturbing the particles in the bed and that, as the gas velocity increases beyond that at which the bed remains stationary, instead of a dispersion of the particles in the gas, only a disorderly rupture of the continuity and a rebound of parts is obtained. separate from the bed, which move jerkily,
what
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we call it "knocking".
It has been fully recognized that the reduction in the linear dimensions of a particle results in a considerable increase in the overall free area, the total area of the resulting subdivided mass increasing approximately as a direct result of the reduction in linear dimensions. of the initial particle.
As the degree of subdivision considered produces particles of a dimension which reaches or approaches colloidal dimensions, such an increase in the area per unit mass (specific areas) brings into play certain energy influences, including surfaces are the seat, which significantly affects the behavior of a set of such particles as a bulk mass or its suspension in a fluid.
It now appears that, at a degree of subdivision considerably less than the colloidal degree, these material properties due to a high specific surface area can exert important influences. There is ample evidence that certain residual forces between particles, present in systems which are not susceptible to regular fluidization, are clearly absent from systems susceptible to regular fluidization.
The difference in the behavior of solid particles of different orders of magnitude can be judged theoretically from other considerations and otherwise be dismantled in a simple way. According to Stokes' law, for a solid matter of a given composition, the other factors being constant, the final or maximum speed reached by a falling particle libfe in a still fluid varies with the square of the radius of the particles. This maximum or final speed:
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represents the gas velocity, necessary to support an individual particle of the solid, without allowing it to fall or rise, and corresponds to the "particle carrier velocity".
Although it is not claimed that the values calculated according to the Stokes formula are quantitatively representative for solid-fluid systems of the type under consideration, it is readily seen, as an approximate qualitative measure , that a difference of one to ten in particle sizes implies a difference in the speed of support on the order of one to one hundred; however, differences of this order have been observed. As the subdivision of the particles is pushed further, orders of magnitude are reached where the spaces between particles are relatively small, so that the gas becomes trapped and can only pass through the whole mass by moving the particles. .
This can be attributed in large part to the relatively long settling time of finely divided particles forming a mass, before it reaches the stage of a level bed.
In the case of particles of large and discrete size, for example of the order of 1 mm. and more, the stabilization of the bed does not require an appreciable time. Given these fundamental properties characteristic of pulverized and finely divided solids, these can be readily fluidized at moderate gas velocities and, once fluidification is accomplished, the resulting dispersions can be handled like ordinary liquids in with regard to their flow characteristics.
On the other hand, and although this may not be theoretically impossible, the transformation of these relatively large particles into a fluidized mass to enable them to be handled as fluids cannot be practically accomplished by known methods, and such large-sized particles cannot
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not be handled by methods intended for handling more finely divided particles.
Therefore, one of the important objects of the present invention is to provide an efficient device and method for handling such relatively large grain size granular solids in the state. not fluidized. The invention relates mainly to the elevation, by a gaseous medium, of such granular materials employed as catalysts, or other contact materials in the processes of conversion of hydrocarbons.
By virtue of the novel features of the invention, a discrete grain size granular catalyst, as defined above, is effectively elevated by gaseous transport fluids in a regular process and under desired uniform flow conditions. while allowing relatively high flow rates of the catalyst. In addition, this is done without giving rise to rapid wear of the catalyst and with a minimum of erosion of the material.
The solids to which the invention relates are those of average particle size of the order passing through a sieve of 14 mesh (American standard, and above, and comprising coarse granules of this size, as well as typical commercial globules and Molded pellets from 2 to 5 mm. and larger The invention further relates to materials of a certain density, those which have an overall bulk density of at least 20 lbs per cubic foot, when not especially. Cup.
Particles of the order of magnitude and density indicated above are further distinguished by the property of freely flowing in the state of an unflushed mass, when they are unloaded from a tank or hopper, unlike materials. light spray or more fi
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finely divided which, in particular when they present a great diversity of grain sizes, tend to agglomerate and settle and do not flow freely unless they are brought into the fluidized state and be handled like liquids in movement.
The difficulties inherent in the handling and pneumatic conveying of relatively heavy and large grain size solids, such as that in the above order, are overcome, in accordance with the present invention, by the particular manner provided for ensuring the safety. contacting such solid materials with a gaseous lifting and transport vehicle, and controlling and coordinating the conditions under which the pneumatic lifting of these materials takes place, including in particular the velocity of the gas carrier stream , the concentration of solids in this stream and the pressures in the system as a whole. These factors must be kept within perfectly defined limits, as will be explained more clearly below.
By virtue of the controlled and coordinated conditions created by the invention, the mass of the particles is high and is caused to progress steadily, like a relatively concentrated stream, in a substantially rectilinear flow free from eddies and turbulence in the particles.
In accordance with one aspect of the invention, when this is applied to the rise of a catalyst or other contact material, the pressure drop that occurs upon the rise of the material is coordinated with that which prevails when the material passes through the remaining part of the system, where the solid material moves or is displaced through a reaction zone or a regeneration zone, or both, in the form of a dense, compact and non-turbulent bed
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slow. In the preferred embodiment, and except for the elevation of the remaining material by the gas stream, the flow thereof into the other parts of its circuit is by gravity.
A particularly important advantage of the invention, as regards its application to the processes of catalytic transformation of hydrocarbons, results from the relatively high flow rates of the catalyst mass, which can be applied thereto, thus allowing efficient and economical operation of such processes with the desired high catalyst-to-oil ratios.
The role of the new characteristics of the invention and the other advantages thereof will emerge from the description below considered in connection with the appended drawings which represent a practical embodiment thereof, applied to a system for the catalytic transformation of hydrocarbons. .
In the accompanying drawings, Figure 1 is a schematic elevational view of one embodiment of a system embodying the present invention (some parts broken away and shown in section).
Figure 2 is a circuit diagram of a variant.
Figures 3 to 5 are views on a larger scale of the "elevation" part of Figure 2.
In the arrangement according to FIG. 1, a recovery vessel is superimposed on an oven 2, cē. Which allows free flow of the catalyst between these two capacitors through a communication duct 3. Both in the reaction vessel 1 that in oven 2, the catalyst descends by gravity in the form of a solid and compact bed. In the conventional mode of operation, the bed of catalyst contained in the vessel 1 is brought into contact with the hydrocarbons to be fractionated or otherwise transformed, by passing these hydrocarbons through the reaction vessel in equilibrium. -current or counter-
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current relative to the catalyst bed moving up and down.
In the embodiment of FIG. 1, the hydrocarbons, being for example in the vaporized state, are introduced through a pipe 4, while the transformation products in the form of vapors are evacuated from the vessel 1 through the pipe 5 , which communicate as it is known per se, with a condensing and distillation system (not shown). Water vapor for the treatment or gas ad forming a seal can be anis at the upper level of vessel 1 via a pipe 6. Below the level of discharge of the hydrocarbon vapors, vessel 1, one provides means for ridding the descending catalyst of adherent vaporous products, for example by admitting a purifying gas such as water vapor or an inert gas through line 7.
The catalyst thus purified, discharged from the vessel 1, passes by gravity through the pipe 3 into the oven 2, where it is contacted with a gas containing oxygen, in order to regenerate the catalyst by combustion coke formed therein during its use in the hydrocarbon conversion reaction which was carried out previously in vessel 1. In the oven, the admission of fresh gas containing oxygen and the evacuation of the combustion products can take place at several levels, thus constituting a series of regeneration phases, cooling means being provided to prevent excessive temperatures in the oven. It is equally possible to use ovens of other types.
In the case shown in FIG. 1, a single zone has been provided for the admission of regenerating gas, which enters through line 8, the burnt gas being discharged through line 9. Above the combustion zone oven, there is provided a control vent by automatic decompression valve 10, which maintains the
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pressure at this level to a value slightly higher than that of the burnt gas exhaust pipe 9, in order to more effectively prevent the entry of these gases into the pipe 3.
The regenerated catalyst discharged from Study 2 flows by gravity through tube 11 to a transfer chamber 12 in which it forms an enclosed bed, this catalyst filling chamber 12 or forming therein a normal static slope angle as shown in particular at 13 (fig. 3). A riser pipe 14 starts from a point located below the upper level of the catalyst bed in the transfer chamber 12. The catalyst forming part of the bed contained in this chamber is discharged into this pipe using a flow of gas directed through the bed by means of a pipe 15 and a nozzle 16.
The discharge point or outlet of the riser pipe is at a certain height above the reaction vessel 12 Thus, and as shown in the drawing, the riser pipe 14 discharges to a relief chamber 17 whose the lift gas is discharged through an upper pipe 18, while the solid catalyst released from the influence of the lift gas falls back by gravity to form a bed supported by the bottom of the release chamber 17. Starting from this bed, the The catalyst returns to the upper part of the vessel 1, towards which it flows by gravity through a pipe 19, which also acts as a sealed hollow support. Means are provided for separating the fine particles from the evolved gas, for example in the form of a so-called "cyclone" separator denoted by 20 and which communicates with the upper discharge pipe 18.
The entry of hydrocarbon vapors from the vessel 1 into the conduit 19 is prevented by the introduction of a gas forming a seal in this conduit, preferably vapor of
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water, which enters the upper part of vessel 1 through pipe 6.
Instead of placing the reaction vessel above the oven, as shown in figure 1, this arrangement can be reversed. In addition, the vessel and the oven can be located side by side, with provision for separate pneumatic elevators to elevate the catalyst to feed zones located respectively above the upper parts of the reaction vessel and. of the oven respectively. A circuit diagram corresponding to the latter arrangement is shown in Figure 2. The direction of flow of the catalyst is indicated by the arrows. The catalyst discharged from the vessel 1 passes into a transfer chamber 12a, from where it is discharged into the elevator pipe 14a, to reach the separation chamber 17a.
The catalyst then flows by gravity to and through oven 2, while the regenerated catalyst is discharged to a similar transfer chamber 12b, from where it is transported through the riser pipe. 14b towards the release chamber 17b, and is discharged from the latter to return by gravity to the upper part (Eu vase 1.
The conveyor system shown on a larger scale will now be described more particularly in Figures 3 to 5. The system shown can be used with any arrangement, namely, reaction vessel, and oven either stacked or side by side. . It has been stated above that the mouth of the riser pipe penetrates to below the upper level of the catalyst bed in the transfer chamber 12. This is an important feature to ensure the required catalyst flow rates with minimum gas consumption, as well as maintaining a concentrated stream of catalyst / running from bottom to top through the pipe
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elevator.
The transfer chamber 12 can be of any desired shape, but should be of sufficient cross section to allow the desired flow of the catalyst from the conduit 11 to the transfer chamber 12, by providing a space. sufficient between the periphery of the riser pipe 14 and the wall of the chamber.
The nozzle 16 is mounted in a threaded member 21 so that the nozzle can be raised or lowered, which makes it possible to control the gap provided at 22 between the mouth of the riser pipe 14 and the outlet of the nozzle 16 Adjusting this interval provides a means of controlling the rate of flow of catalyst through the system. It will be understood that the rate at which the catalyst is extracted from the treatment chamber, whether it is the reaction vessel or the oven, through line 11, depends on the rate at which the catalyst is directed. to the elevator pipe through the nozzle 16.
The withdrawal of the catalyst from the bed contained in the chamber 12 allows a new arrival of catalyst to this chamber, which constitutes a control of the speed of movement: of the catalyst in the upstream parts of the system; the various conduits 19, 3 and 11 do not contain a throttle valve or other restrictive elements. It goes without saying that the reserve of catalyst available to be introduced into line 11 must be at least equal to that determined by the rate at which the catalyst is withdrawn from the bed by the gas stream.
In order to maintain a free flow of catalyst through conduit 11, the pressure in this conduit must be controlled so as to prevent gas from rising therein in an amount sufficient to significantly impede the passage of catalyst through this conduit. This can be achieved for example by providing a sealing branch in communication with the duct 11, as shown at 23, and into which is introduced
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gas forming a gasket at a determined velocity through a pipe 24 controlled by the valve, thereby maintaining the pressure in the pipe 11 at a value approximately equal to or slightly greater than that which exists in the chamber 12.
As there is no significant pressure difference between the outlet of the nozzle 16 and the outlet of the duct 11, all the quantity of gas introduced by this nozzle 16 will flow upwards in the riser pipe, causing particles of catalyst present in its path in the gap between the nozzle and the mouth of the riser pipe. It should be noted that the relation between the nozzle and the lifting pipe is such that it determines a positive and directive propulsive force, unlike the arrangements which depend mainly on the suction determined by the height differences corresponding to the speed , between points in the path of the fluid stream.
The introduction of a gas forming gasket into the seal 23 will not always be necessary, since the system can be arranged so that the pressure in the lower part of the treatment chamber which communicates with the chamber. transfer 12 is equal to or slightly greater than that of this chamber, in which case the lifting gas will not pass by bypass from this chamber into the duct.
The embodiment of Figure 1 can operate in this manner. For example, if the pressure in the lower part of the oven near the regenerator gas inlet 8 is maintained at a value of about 9 lbs. per square inch and that there is a pressure drop of approximately 1 lb. For each inch square between this point and the elevator mouth, the operating conditions can be controlled to achieve the desired pressure of about 8 lbs per square inch at the elevator pipe mouth. If we operate
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the elevator system so as to obtain a total pressure drop of 7 lbs per square inch in the elevator pipe 14 the pressure in the relief chamber 17 will be slightly higher than atmospheric pressure and will be for example 1 lb per square inch. square inch.
The remaining parts of the system can be set up to ensure a pressure balance. Thus, we can introduce water vapor through pipe 6, to maintain the pressure at this point at 12 lbs. per square inch, a part of this vapor going upwards in the branch with joint formed by the duct 19, in the direction of the release tank 17. The other part of the vapor goes down through the reaction vessel 1.
Hydrocarbon vapors can be introduced through pipe 4 so as to determine a pressure of 11 lbs. per square inch, and be vented through hose 5 at a pressure of approximately 6 lbs. The purification gas introduced through pipe 7 can also act as a seal gas and will therefore be introduced at a slightly higher pressure, for example 6.5 lbs. The burnt gases can be evacuated from study 2 through pipe 9 at a pressure of 9 lbs. per square inch, so that the vapor entering through the pipe 7 flows in two directions and is discharged partly with the hydrocarbon vapors through the pipe 5 and partly through the pressure relief valve 10 which, being adjusted to operating at a pressure of approximately 6.3 lbs., prevents the admission of steam to the combustion zone of the oven.
When the gas employed is not incompatible with the reaction carried out in the treatment chamber situated at the lowest, which communicates with the riser tube, the pressure in this chamber may even be slightly lower than that of the riser, so that a small amount of lifting gas advantageously rises through the conduit 11, to ensure
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the desired pressure balance. This quantity of gas must be kept sufficiently small so as not to impede or prevent to a significant extent the continuous and uninterrupted flow of the catalyst downwards through the tube 11.
As noted above, the riser tube 14 feeds the release chamber 17, where the lift gas separates from the catalyst. The upper wall of the release chamber 17 must be located at a sufficient height above the discharge opening of the tube 14 so that the jet of catalyst does not strike this wall violently, taking into account the reduction of the speed determined by the difference in the cross sections of the tube and riser 14 / of the chamber 17. The catalyst separated from the lift gas in the chamber 17 falls back to form a compact and dense bed, from which the catalyst is withdrawn through tube 19, moving by gravity towards the desired treatment chamber, which may be the reaction vessel or the oven.
The relative dimensions of the various elements of the elevator system are of great importance in maintaining the desired catalyst flow rates and smooth catalyst transport free of "knock" and swirl. For example, to have the required value, the space between the periphery of the elevator tube and the side wall of the transfer chamber should have a width not less than the diameter of the elevator tube. When the latter is located in the center of the chamber 10, which is preferable for the uniformity of the distribution, this chamber will have a lateral dimension not less than, approximately, three times the diameter of this tube.
The configuration of chamber 12 is of relatively little importance, provided that the required interval is observed and a constant
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Adequate bed depth in this room. The riser tube should enter chamber 12 to a depth such that the bed of catalyst contained therein reaches at least several inches above the mouth of this tube.
With regard to the clearance chamber 17, and as a rule of thumb, the cross section of this chamber should be slightly larger than that of the transfer chamber. A clearance chamber having a width approximately equal to 5 or 6 times the diameter of the riser tube will be sufficient to achieve perfect flexibility of operation. Considering the difference in the sections of the lifting tube and the clearance chamber on the one hand, and the speeds envisaged in the lifting system on the other hand, as will be indicated below, the upper wall of the chamber 17 will generally be sufficiently out of reach of the catalyst if it is 5-6 feet or more above the outlet of tube 14.
The diameter of the lifting tube itself as well as the diameter of the gas nozzle 16 and the relation between them will be determined taking into account the quantity of catalyst to be circulated and the admissible pressure drop in the tube. elevator by considering the details of the course of the treatment, as will be more clearly explained below. Likewise, the length of gap 22 must also be adjusted or tuned accordingly, to provide the required high catalyst flow rate with the most favorable gas flow rates to the riser tube. from the point of view of yield and the economic running of the process.
When planning a hydrocarbon transformation system, the number of different variables in
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The relationship between them allows great elasticity in the choice of construction and in the operation of the treatment part of the apparatus, as well as of the transfer and transport means which form part of it. In establishing a particular construction and in choosing its operating conditions, one cannot ignore economic considerations. In order to simplify the presentation of the various factors taken into account in accordance with the invention, and for the purpose of analysis, particular account will be taken of the factors to be considered in the design of the conveyor system intended for a transport system. a specific construction hydrocarbon processing plant.
As soon as the processing part of the system comprises a reaction vessel and a regeneration oven, the design and operation of which have already been determined, certain restrictions relating to the design and construction of the transport part will also be resolved. For example, the minimum height of the riser tube will be easily set taking into account the height of the processing part of the system, including the reaction vessel and the regeneration oven and feed hoppers for these capacities. Where the reaction vessel and the regeneration oven are superimposed, it will be seen that, in the case of an installation of any given capacity, this arrangement requires a height of elevation greater than where the vessel and the oven are arranged side by side.
The total proportions of catalyst required for a given processing operation will also play an important role in determining the dimensions of the pneumatic lift system and the amounts of gas required therein. Although the pressure drop factor, which occurs in the reaction and regeneration chambers of the system is not directly determining and allows considerable latitude for compensation or coordination.
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The order of magnitude of such a pressure drop exerts a major influence on the relationship between the transport part and the treatment part of the system. to take into account.
To achieve the desired balanced operation, existing pressure differences can be taken into account when designing and selecting the appropriate operating conditions in the elevation system and / or supply piping. ment and transfer connecting the different parts of the treatment apparatus, as well as in the transfer pipes provided between the treatment part of the apparatus and the elevation system itself.
Pressure drops in the process portion of the system can also be varied for any desired amount of hydrocarbon or regenerator gas feed by choosing the relative direction of flow of such fluids through the reaction vessel and the pressure vessel. the regeneration oven respectively and the manner of admission of these fluids into these capacities.
The characteristics of the operation of the process being variable and the arrangement of the reaction vessel and of the regenerator being fixed (but subject to correction according to the needs of the subsequent coordination), certain factors which intervene in the design of the lifting system may therefore be to a large extent determined by this state of affairs, including the approximate minimum height of the elevation height, the speed of cir-
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culation required of the catalyst and the "elastic" factor represented by the pressure drop.
The flow rate of the catalyst is, as has been determined, a direct function of the average catalyst concentration in the riser tube and the average linear flow rate of the catalyst in this tube, i.e. that is, the catalyst flow rate expressed in 1bs per second per square foot of elevator cross section is equal to the product of the average linear flow rate of the catalyst in feet per second, by the concentration of the catalyst in Ibs per cubic foot. However, it has been found that beyond certain catalyst speeds, the speed of wear of the latter increases appreciably with speed so that, in order to achieve practical and efficient operation, certain speeds should not be exceeded. - his.
Thus, it has been found with a common commercial fractionation catalyst that at average flow rates of the catalyst in the elevator of about. 5 feet per second to about 10 to 15 feet per second, the rate of wear is extremely low and requires only a much reduced rate of catalyst replacement compared to that ordinarily practiced to maintain 'equilibrium in catalytic activity. When the speed of the catalyst is increased to about 20 to 25 feet per second, the rate of wear increases, but not enough to diminish the value of such speeds.
Above a catalyst speed of about 30 feet per second, the rate of wear increases considerably and is generally not advisable for operation.
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practical industrial. On the other hand, at low catalyst speeds, for example below 3 feet per second, a smooth and uniform flow cannot be obtained and the resulting "knock" of the catalyst causes heavy wear of the catalyst and shocks against the switchgear.
It has also been found that, in order to achieve efficient flow of the catalyst through the elevator while achieving the. low rate of wear required, the concentration of catalyst in the elevator must be controlled to ensure a relatively concentrated stream of catalyst through that elevator which as has been determined for most types of generally known catalysts, involves concentrations equal to 10% -40% of the bulk bulk density of the catalyst.
Based on different industrial types of catalysts, having bulk bulk density ranging from about 40 to about 55 lbs per cubic foot, the minimum elevator concentration should not be less, for efficient catalyst transfer, than 3. -4 Ibs per cubic foot.
Concentrations ranging up to 18 to 20 Ibs. per cubic foot is practically an upper limit. although not necessarily the maximum limit of the operational possibilities.
In order to determine the most advantageous operating conditions for the elevator and in addition to the care with which one must consider the speed and the concentration of the catalyst, it is also necessary to take into account the importance of the fall of the catalyst. pressure per unit length.
The part of the energy supplied by the current
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gas in order to effect the upward movement of the catalyst and which is expended in the elevator, is distributed along the linear path followed by the catalyst, which is represented by the pressure drop which exists at successive levels of L elevator. It has also been found that when the operating conditions are such that the average pressure drop per linear foot of height in the elevator is too low, the amount of lift gas required to displace a given mass of catalyst increases. notably with a corresponding reduction in the yield of the process.
On the other hand, extremely high mean pressure drops can result in localized agitation or inconsistency in the pattern of flow in the form of areas of high and low concentration which tend. increasing the friction against the walls and the friction between particles or both.
It has been found empirically that satisfactory flow conditions and efficient application of the lift gas to useful work can be achieved when the average pressure drop across the lift is maintained at a value not less than 2 Ibs and is preferably at least 3 lbs per square foot and per foot of elevator height.
Above about 20 to 25 lbs per square foot and per foot of riser tube height, there are practical difficulties in checking and in addition to the faster catalyst wear than to be expected, it is found that an efficient and regular raising of the catalyst is more and more difficult to achieve
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The interrelationships of the various factors mentioned above will become apparent from the examples below, which show the effect of varying conditions in a typical lifting operation (data is based on a fixed diameter riser tube, operated with air at temperature ambient for elevation of pelletized catalyst with an overall density of approximately 55 lbs per cubic foot and an average grain diameter of approximately 0.1 inch.)
The terms "bulk density" or "bulk bulk density" of the catalyst or other granular material as used herein refer to the weight of a lightly packed column of a standard volume of such material, expressed in lbs per. foot cube. The values given for gas velocity in the table below and elsewhere in the description refer to the "surface velocity" measured by the flow of gas through an empty tube.
TABLE I
EMI23.1
<tb> Circulation <SEP> mas- <SEP> Drop <SEP> of <SEP> pressure <SEP> Speed <SEP> of <SEP> Speed <SEP> of <SEP> Concentration
<tb>
<tb>
<tb> if <SEP> than <SEP> in <SEP> Tons / <SEP> lbs / foot <SEP> square / <SEP> air <SEP> foot / <SEP>. <SEP> catalyst <SEP> from <SEP> catalyst
<tb>
<tb>
<tb> hr / foot <SEP> square <SEP> foot <SEP> sec. <SEP> foot / sec. <SEP> lbs / foot <SEP> cube.
<tb>
<tb> of <SEP> section <SEP> trans-
<tb>
<tb>
<tb> versale
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1. <SEP> 180 <SEP> 19.9 <SEP> 16 <SEP> 5 <SEP> 18.4
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2. <SEP> 180 <SEP> 6,0 <SEP> 49 <SEP> 25 <SEP> 3.68
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 3.
<SEP> 180 <SEP> 10.8 <SEP> 26 <SEP> 10 <SEP> 9.2
<tb>
As an example of a typical operation based on the above considerations (in a practical installation designed for the circulation of the catalyst of the type indicated at the rate of about 700 tons per hour at an operating temperature of the order of 900 to 1000 F) the diameter of the ele-
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The elevator using non-excessive amounts of lift gas can be kept within the limits of about 20 to 36 inches, requiring a lift gas supply of about 4000 to 12,000 standard cubic feet per minute.
For example, at an average catalyst speed of about 10 feet per second in a 200 foot riser tube to which lift gas, in the form of air, is supplied at the rate of 8,000 standard cubic feet per minute, the total pressure drop will be approximately 12 lbs per square inch.
On the other hand, considering a smaller plant operating at the same indicated temperature with a circulation of 100 tons of catalyst per hour, riser tubes with a diameter of about 7 to 12 inches will be used which represents approximately the same ratio of cross section to capacity as in the larger installation. For a 10 inch tube and an average catalyst velocity of about 13 feet per second operating at a pressure drop of about 11.5 lbs per square inch, it will be necessary to circulate about 1000 standard cubic feet of gas per. minute taking air as a base.
In order to maintain the desired flow rates for any given operating condition, not only must an adequate and continuous supply of catalyst be made to transfer chamber 12, but it is also important that an interval of one. a certain minimum height is provided between the outlet of the gas discharge nozzle. elevator 16 and the mouth of the elevator tube 14, in order to allow a free and continuous flow of the catalyst
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The path of the gas stream will travel at a speed sufficient to continually replace the catalyst discharged by the gas stream.
The diameter of the gas nozzle may be equal to or smaller than that of the riser tube and may even be slightly larger in some cases. However, in the case of large nozzles the diameter of which approaches or exceeds that of the riser tube, a greater variation in pressure drop is obtained and a region of high pressure drop forms in the lower part of the tube. tube. Very small diameter nozzles require increased gas velocities in the nozzle to provide the necessary amount of lift gas resulting in costly dissipation of energy as a result of increased friction in the nozzle as well as 'due to pressure losses during expansion in the chamber.
However, very small nozzles may require expensive high power compressors with high cost motor units. With all of these considerations in mind, gas inlet nozzles with a diameter from 1/4 that of the riser tube to a dimension equal to that of the riser can be employed, the preferred ratio being between approximately 1/3 to 2/3 of the diameter of the riser tube.
Having thus chosen the ratio between the diameter of the gas inlet nozzle and that of the riser tube, the interval between the nozzle and the outlet of the riser tube can be varied within wide limits, starting from of a minimum value. Below are examples of the appropriate provisions
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required: 12 inch diameter riser tube with 4 inch diameter nozzle and interval of 24 meters; a small elevation installation may include a 3 inch diameter elevator tube, a 3 inch diameter gas nozzle, and a 5 or 7 inch gap.
Although in the discussion of flow velocities above it has been contemplated the use of air as the basis of illustration, it is understood that any gas (this term including vapors as well as that gases conveying liquids in suspension, where the gas constitutes the continuous phase) can be used as long as it does not exert a detrimental effect on the solid material transported.
Thus, inert gases can be used where gases recovered from the elements of the installation, for example combustion gases or gaseous hydrocarbons, When the gaseous fluid used is incompatible with the operation which follows the circulation cycle of the catalyst, in addition to the separation of the lift gas in the release chamber, means should be provided for purifying the catalyst as well as for preventing, by means of a hermetic seal, the penetration of the incompatible gas into the treatment plant.
CLAIMS.
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