JPH0772274B2 - 石油残油供給原料の長期高水素化転化方法 - Google Patents

石油残油供給原料の長期高水素化転化方法

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JPH0772274B2
JPH0772274B2 JP58252460A JP25246083A JPH0772274B2 JP H0772274 B2 JPH0772274 B2 JP H0772274B2 JP 58252460 A JP58252460 A JP 58252460A JP 25246083 A JP25246083 A JP 25246083A JP H0772274 B2 JPH0772274 B2 JP H0772274B2
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    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/24—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles
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Description

【発明の詳細な説明】 発明の背景 この発明は石油残油供給原料の長期高水素化転化方法、
特に一層低沸点の炭化水素液体生成物を製造するための
石油残油供給原料の接触的水素化転化方法、さらに特に
分離し減圧にした液体留分を、含有アスファルテン化合
物の下流処理装置中での析出を防止しかつ長期高転化運
転を提供するように処理する水素化転化方法に関するも
のである。
石油残油供給原料の沸騰床反応装置における接触水素化
はよく知られている。ヨハンソン（Johanson）の米国特
許第Re.25770号明細書には、沸騰床接触反応装置を用い
て触媒粒子を反応体の上昇流によりランダム運動状態に
保って、膨張触媒床中で524℃（975゜Ｆ）より高沸点の
物質を水素化転化して一層低沸点の留出物を生成する方
法が開示されている。360℃（680゜Ｆ）より高沸点の反
応体を反応帯域に再循環させることがアルパート（Alpe
rt）らの米国特許第3412010号明細書に開示されてい
る。このような重質部分の再循環により524℃＋（975゜
F+）物質の高転化レベルでの操作が可能となり、、再循
環物質が主として468℃（875゜Ｆ）より高沸点の物質か
らなる場合には一層高い反応装置空間速度でのこのよう
な操作が可能となる。また、石油残油供給原料の中程度
の転化により脱硫前にアスファルテンを除くことがウオ
ルク（Wolk）らの米国特許第3948756号明細書に開示さ
れている。石油残油に対する高い、すなわち75容量％を
越える水素化転化レベルにおける操作は、接触反応装置
からの減圧した蒸気流出物と液体流出物との混合が399
℃（750゜Ｆ）より低い温度への冷却条件下で可能であ
る場合には、長期にわてって行なうことができないとい
うことが、ウオルクらの米国特許第3338820号明細書に
開示されているように知られている。しかし、85容量％
を超える転化率の場合には、この装置でも長期操作が得
られないことが判明した。これらの高転化条件によって
メソ相中におけるアスファルテンの析出が起こり、これ
が下流装置を汚損し、さらに閉塞を起こすことさえあ
り、また反応装置に再循環させた場合にはこのようなア
スファルテンにより触媒床の凝集および非流動化が起こ
る。この発明は、このアスファルテン析出の問題に対す
る長期にわたって求められていた解決を意外にも有利に
提供する。
発明の概要 この発明は、524℃（975゜Ｆ）より高沸点の物質を少な
くとも25容量％含有する石油残油供給原料の水素化転化
による一層低沸点の炭化水素液体生成物の製造方法を提
供する。この方法では、供給原料を液相で水素と高温高
圧条件で沸騰床触媒反応帯域中で反応させ、反応流出物
質を蒸気部分と液体部分とに分離帯域で分離し、蒸気部
分と減圧した液体部分との混合が388℃（730゜Ｆ）の臨
界温度より低い冷却条件下で妨げられるという条件下で
前記蒸気部分を回収し、次いで前記液体部分を蒸留して
炭化水素液体生成物および468℃（875゜Ｆ）より高沸点
の残留物質を生成し、前記残留物質を反応帯域に再循環
させる。あるいはまた、液体から343℃（650゜Ｆ）より
低い標準沸点を有する炭化水素部分をガスストリッピン
グする程度を増加させることにより、減圧液体部分の臨
界温度を388℃（730゜Ｆ）から343℃（650゜Ｆ）に低下
させることができ、またこのような炭化水素部分を液体
部分のガスストリッピングにより除くことができる。こ
の方法によって新しい供給原料中の524℃＋（975゜F+）
物質を80〜98容量％の範囲で水素化転化する際に、反応
装置または下流工程の装置内でのアスファルテンの析出
を生じることなく、長期操作が可能となる。
さらに詳細には、この発明は、524℃（975゜Ｆ）より高
沸点の物質を少なくとも25容量％含有する石油残油供給
原料から一層低沸点の炭化水素液体生成物を製造するた
めの高転化方法において、（ａ）アスファルテンを含有
する石油残油供給原料を水素とともに、沸騰触媒床を有
する反応帯域に供給し、前記反応帯域を399〜482℃（75
0〜900゜Ｆ）の温度、70〜350kg/cm2ゲージ圧（1000〜5
000psig）の水素分圧に維持して液相反応を行ない、ガ
ス部分と液体部分との混合物を含有する水素化転化物質
を生成する反応段階；（ｂ）前記ガス部分を前記液体部
分から分離するとともに、前記液体部分の温度を388℃
（730゜Ｆ）より高く維持して前記液体部分に含まれる
アスファルテンの析出を防止する分離段階；（ｃ）前記
液体部分を14kg/cm2ゲージ圧（200psig）より低い圧力
に減圧し、この減圧液体部分から蒸気をフラッシュ蒸発
させかつ前記減圧液体部分をガスストリッピングすると
ともに、生成する液体部分の温度を343〜388℃（650〜7
30゜Ｆ）の臨界温度範囲内に維持して以後のアスファル
テンの析出を防止するフラッシュ蒸発・ストリッピング
段階；および（ｄ）段階（ｃ）からの前記液体部分を減
圧蒸留して468℃（875゜Ｆ）より低沸点の炭化水素液体
生成物および減圧塔底油物質を生成し、該減圧塔底油物
質の一部を前記反応帯域に再循環させる蒸留・再循環段
階を具えることを特徴とする石油残油供給原料の長期高
水素化転化方法である。減圧塔底油物質の一部を反応帯
域に再循環させて一層低い沸点の炭化水素液体生成物へ
の転化を増大させるのが有利である。
所要に応じて、この発明では２基の接触反応装置を直列
に連結して使用し、第２反応装置からの流出物質を相分
離し、生成する液体部分をこの発明に従って減圧し、処
理することができる。
従って、この発明の一つの好適例は、524℃（975゜Ｆ）
より高沸点の物質を少なくとも25容量％含有する石油残
油供給原料から一層低沸点の炭化水素液体生成物を製造
するための高転化方法において、（ａ）アスファルテン
を含有する石油残油供給原料を水素とともに、沸騰触媒
床を有する第１段階反応帯域に供給し、前記反応帯域を
399〜482℃（750〜900゜Ｆ）の温度、70〜350kg/cm2ゲ
ージ圧（1000〜5000psig）の水素分圧および0.1〜2.5Vf
/Hr/Vrの空間速度に維持して液相反応を行ない、ガス部
分と液体部分との混合物を含有する水素化転化物質を生
成する第１反応段階；（ｂ）前記ガス部分と液体部分と
の混合物を第２段階接触反応帯域に通してガス部分と液
体部分との混合物を含有する追加の水素化転化生成物を
生成する第２反応段階；（ｃ）前記ガス部分を前記液体
部分から分離するとともに、前記液体部分の温度を388
℃（730゜Ｆ）より高く維持して前記液体部分に含まれ
るアスファルテンの析出を防止する分離段階；（ｄ）前
記液体部分を14kg/cm2ゲージ圧（200psig）より低い圧
力に減圧し、この減圧液体部分から蒸気をフラッシュ蒸
発させかつ前記減圧液体部分をガスストリッピングする
とともに、生成する液体部分の温度を343〜388℃（650
〜730゜Ｆ）の臨界温度範囲内に維持して以後のアスフ
ァルテンの析出を防止するフラッシュ蒸発・ストリッピ
ング段階；および（ｅ）段階（ｄ）からの前記液体部分
を減圧蒸留して468℃（875゜Ｆ）より低沸点の炭化水素
液体生成物および減圧塔底油物質を生成し、該減圧塔底
油物質の一部を前記第１段階反応帯域に再循環させる蒸
留・再循環段階を具えることを特徴とする石油残油供給
原料の長期高水素化転化方法である。
この発明の第１の面における（ｃ）段階および第２の面
における（ｄ）段階において、生成する液体部分の温度
を343〜388℃（650〜730゜Ｆ）の臨界温度範囲内に維持
するのは次の理由からである。すなわち、水素分解され
たアスファルテンは重い分子であって、減圧液体中に含
まれている芳香族化合物のような極性物質の存在により
溶液として維持されている。しかし、前記減圧液体部分
の温度が343℃（650゜Ｆ）より低い場合には、減圧液体
中の軟質成分が前記液体中で凝縮し、凝縮した軽質成分
によって前記極性物質の濃度が希釈されるので、望まし
くないアスファルテンの沈殿が生じることがある。ま
た、前記極性物質は凝縮した軽質成分と接触して前記ア
スファルテンが前記液体中で適当に分散した状態を維持
できなくなる程度まで会合した状態になるので、望まし
くないアスファルテンの沈殿が生じることがある。前記
液体部分の温度が388℃（730゜Ｆ）より高い場合には、
減圧液体中の軽質成分が液体中で凝縮せず、アスファル
テンの望ましくない沈殿が生じることはないが、液体の
ある程度の望ましくない熱分解が起り、これに続くコー
クス形成が起る。
この発明の効果は、この発明の第１の面における（ｂ）
および（ｃ）の段階、ならびにこの発明の第２の面にお
ける（ｃ）および（ｄ）の段階において、必要な温度レ
ベルを維持することにより反応装置および下流装置にお
けるアスファルテンの析出を防止し、かつ長期にわたる
高転化操作、すなわち524℃＋（975゜F+）物質の85容量
％を超える高転化操作を達成できることにある。
発明の説明 この発明において意外にも確かめられたのは、石油残油
供給原料の高水素化転化レベルにおける満足できる長期
運転が沸騰触媒床反応装置で達成されるのは、反応装置
からの炭化水素蒸気および液体の流出物質混合物が下流
の回収帯域および分留帯域において臨界温度より低い温
度まで過度に冷却されるのを回避する対策を行なった場
合、および減圧蒸留残油再循環物質の適当な処理を行っ
た場合のみである、ということである。これらの要件が
満たされている場合には、新たな供給原料中に存在する
524℃＋（975゜F+）物質の消失に基づく80〜98容量％の
範囲の供給原料の水素化転化が、期間の決まっていない
長期にわたる沸騰床反応装置の運転において達成され
る。
この発明に用いることのできる広い接触反応条件は399
〜482℃（750〜900゜Ｆ）の温度、70〜350kg/cm2ゲージ
圧（1000〜5000psig）の水素分圧、および0.1〜2.5Vf/H
r/Vrの１時間当り液空間速度である。触媒交換率は通常
供給原料ｋ当り0.29〜5.7kgの触媒（供給原料バーレ
ル当り0.1〜2.0ポンド）とする必要がある。上述の高転
化レベルが維持される温度、圧力および触媒交換率の操
作条件は、供給原料の転化レベルが低転化条件下での操
作可能な条件における転化レベルから上述の増加したレ
ベルまで増加するので、単位転化物質量当りの費用増加
がたとえあるとしても著しく大きいものではないという
点で、実際的かつ経済的である。この発明を用いない場
合には、65〜75容量％の範囲の転化レベルにおいて上述
の処理装置の汚損および閉塞の問題を避けることができ
ず、80〜98容量％の所要の高転化レベルの運転を継続す
ることができない。
この発明は、少なくとも２重量％のアスファルテンを含
有する石油供給原料、または524℃＋（975゜Ｆ）留分が
少なくとも５重量％のラムスボトム残留炭素（RCR）を
含有する石油供給原料に対して有用である。このような
供給原料としてはアラスカ、アサバスカ、バチャクエ
ロ、コールドレイク、ロイドミンスター、オリノコおよ
びサウジアラビアの石油から得られる原油、常圧塔底油
および減圧塔底油物質があるが、これらに限定されるも
のではない。
上述の水素化転化方法では、各回収段階における蒸気生
成物は実質的にすべてオーバーヘッド蒸気生成物として
回収帯域を離れることができ、フラッシュ槽回収帯域内
では凝縮および還流が起こらない。生成物回収帯域内で
は断熱に近い条件下において冷却量を減少させて臨界温
度388℃（730゜Ｆ）より高い液体温度を維持することに
より、蒸気の内部凝縮程度を減少させる。適当なストリ
ッピングガスを用いて低圧液体用フラッシュ槽内の液体
をストリッピングして、343℃（650゜Ｆ）より低い標準
沸点の炭化水素物質を低圧液体からストリッピングする
ことにより、上述の蒸気の凝縮をさらに減少させること
ができる。
フラッシュ槽内の減圧液体の臨界温度とこの槽内で行な
うストリッピングの程度との間には、ストリッピングガ
スの上方への流速を増大させるか、あるいは理論棚数を
増加させるか、あるいはその両方によって一層有効な液
体のストリッピングを行なう場合には、液体の臨界温度
を低下させることができるという関係が存在する。低圧
フラッシュ槽の減圧液体部分のストリッピングは、減圧
液体の温度が388℃（730゜Ｆ）より低い場合には、減圧
液体が343℃（650゜Ｆ）より低い沸点の物質を25重量％
より少なく含有するようになるのに十分な程度まで行な
うのが好ましいことを確かめた。また、減圧液体の温度
が388℃（730゜Ｆ）より低い場合には、この温度がさら
に16.7℃（30゜Ｆ）低下するごとに343℃（650゜Ｆ）マ
イナス物質留分がすくなくとも12重量％減少するように
するのが好ましい。あるいはまた前記ストリッピング
は、減圧液体の温度が371℃（700゜Ｆ）より低い場合に
は、減圧液体が343℃（650゜Ｆ）より低い沸点の物質を
12重量％未満含有し、かつ減圧液体の温度がさらに27.8
℃（50゜Ｆ）低下するごとに343℃（650゜Ｆ）マイナス
物質留分が少なくとも６重量％減少するようになるのに
十分な程度まで行なうのが好ましい。減圧液体の温度が
343℃（650゜Ｆ）である場合には、この液体の343℃（6
50゜Ｆ）マイナス部分も６重量％未満にするのが好まし
い。スチーム、水素または窒素のような、プロセスに対
して不活性である任意の入手可能なストリッピングガス
を用いることができるが、通常スチームが好ましい。減
圧液体の臨界温度と該液体中の343℃（650゜Ｆ）未満部
分との間の関係は一般に第２図に示す通りである。
蒸気部分が存在しない場合には、反応帯域からの液体流
出物質を、アスファルテンを析出することなく、また液
体中のこのようなアスファルテンの析出によって起る汚
損または閉塞の問題を伴うことなく、冷却することがで
きる。388℃（730゜Ｆ）より低く冷却するのを回避する
ことにより、上述の特定した条件の場合は別として、蒸
気および液体の流出部分は、アスファルテンの析出と汚
損または閉塞の問題を全く起こすことなく、同一帯域内
で共存する。また、液体が存在しない場合には、蒸気部
分が冷却しても析出の問題は起こらない。このように、
この発明の基礎となる炭化水素物理化学の原理は、減圧
液体部分の温度、該液体中に存在する蒸気部分、および
液体部分の冷却という三つの条件に関して、減圧液体に
対するこれらの条件中の任意の２条件が共存しても析出
および操作困難が起こらないことである。しかし、これ
らの三つの条件が全部そろえば、石油残油供給原料の高
転化沸騰床操作において、アスファルテンの析出および
操作不能が起こる。
第１図のこの発明の石油残油供給原料の水素化転化方法
の工程図であり、この図に示すように、ライン10からの
アラビア産の軽質または中質の減圧蒸留残油のような重
質石油残油供給原料を圧縮機12で加圧し、予熱器14に通
して少なくとも260℃（500゜Ｆ）に加熱する。加熱した
供給原料をライン15を経て上昇流沸騰床接触反応装置20
に導入する。加熱水素を流れ16として供給し、また供給
原料とともに反応装置20に導入する。反応装置20は入口
整流板兼触媒支持格子21を具えているので、反応装置20
を通って上方に流れる供給原料液体およびガスは触媒床
22をその沈降高さより少なくとも10％、通常50％高く膨
張させ、触媒を液体中でランダム運動させる。この反応
装置は米国特許第Re.25770号明細書に記載されるものの
代表的なものであり、この反応装置内では反応体ガスお
よび触媒粒子の存在下に触媒床が膨張するような条件で
液相反応が起こる。
触媒床22の触媒粒子は通常比較的狭い粒度範囲を有して
いて、制御された液体およびガスの流れ条件下に触媒床
の均一な膨張を生じさせる。有用な触媒粒度範囲は、上
昇液体速度が0.46〜4.6m3/分／反応装置断面積m2（1.5
〜15ft3/分／反応装置断面積ft2）の場合には、６〜100
メッシュ（米国ふるい系列）であるが、触媒粒度として
は0.025〜0.33cm（0.010〜0.130インチ）径の押出品を
含めて粒度６〜60メッシュの粒子が好ましい。また本発
明者らは、80〜270メッシュの粒度範囲（0.005〜0.018c
m（0.002〜0.007インチ））の細かな粒度の触媒を供給
原料とともに用い、かつ新しい供給原料の容積/Hr/反応
装置容積（Vf/Hr/Vf）で表わされる液空間速度を0.1〜
2.5としたワンススルー型操作を用いることを意図す
る。この反応装置では、触媒粒子の密度、液体の上昇流
量、および上昇水素ガスの持上げ効果が触媒床の膨張お
よび操作における重要な因子である。触媒粒子の粒度お
よび密度ならびに液体およびガスの速度を制御し、操作
条件における液体粘度を考慮することにより、触媒床22
は膨脹して液体中において22aで示すような上側レベル
すなわち上側界面を示す。触媒床の膨脹は触媒床の沈降
したレベルすなわち静止レベルの少なくとも10％である
ことが必要であり、まれには100％を超えることもあ
る。
触媒床22中の水素化転化反応は有効な触媒の使用により
著しく容易となる。この発明において有用な触媒は、コ
バルト、モリブデン、ニッケルおよびタングステンおよ
びこれらの混合物からなる群から選ばれた活性化金属を
含有し、これをアルミナ、シリカおよびこれらの組合せ
からなる群から選ばれた担体物質上に堆積させた代表的
な水素化触媒である。細かな粒度の触媒を使用する場合
には、この触媒を供給原料に、スラリーにおけるよう
に、所望濃度になるように添加することにより、連結手
段24から反応装置に有効に導入することができる。触媒
はまた、適当な入口連結手段25を経て、0.29〜5.7kg触
媒/k供給原料（0.1〜2.0lb触媒／バーレル供給原料）
の割合で、定期的に反応装置20に直接加えることがで
き、使用ずみ触媒は適当な取り出し手段26を経て取り出
される。
普通、反応装置内の液体を固体物質の界面22aの上から
整流板格子21の下まで再循環させて、触媒を反応器内の
液体中でランダム運転状態に維持し、かつ有効な反応の
進行を容易にするのに十分な上昇液体速度にする必要が
ある。このような液体の再循環を、整流板格子21の下方
に配設した再循環ポンプ19まで延在する中央下降導管18
を用いて行なって、触媒床22を通る液体の順方向の制御
された上昇運動を確実にするのが好ましい。内部導管18
を通る液体の再循環はいくつかの機械的利点を有し、か
つ水素化転化反応装置において必要な外部高圧配管連結
部を減少させる傾向があるが、しかし、反応装置を上方
へ通る液体の再循環は反応装置の外部に配設された再循
環導管およびポンプによって行なうことができる。
沸騰触媒床反応装置系における良好な接触および均一な
（等温の）温度を確実に実現する前記反応装置系の操作
性は、上昇する液体およびガスの浮揚効果から生じる比
較的細かい触媒の周囲液体中におけるランダム運動に依
存するだけではなく、適当な反応条件を必要とする。反
応条件が不適当な場合には水素化転化の達成は不十分で
あり、この結果として液体の流れの不均一分布および操
作上の混乱が起こり、これにより通常過剰量のコークス
が触媒上に析出することとなる。種々の供給原料はアス
ファルテン前駆物質を多少含有しこの物質がタール状析
出物による表面被覆を起こすために再循環ポンプおよび
配管を含む反応装置系の操作性を悪化させる傾向がある
ことが判った。これらの析出物は通常軽質希釈剤によっ
て洗浄除去することができるが、反応床内の触媒は、こ
のようなアスファルテン物質の望ましくない析出を防止
しない限り、完全にコークスでおおわれた状態になり、
プロセスの早すぎる運転停止が必要になる。
この発明で使用する重質石油残油供給原料すなわちアス
ファルテンを少なくとも２重量％含有するものの場合に
は、反応装置20で用いる操作条件は399〜482℃（750〜9
00゜Ｆ）の温度、70〜350kg/cm2ゲージ圧（1000〜5000p
sig）の水素分圧および0.1〜2.5Vf/Hr/Vf（供給原料容
積/Hr/反応装置容積）の空間速度という広い範囲内にあ
る。好ましい条件は416〜454℃（780〜850゜Ｆ）の温
度、84〜197kg/cm2ゲージ圧（1200〜2800psig）の水素
分圧および0.20〜1.5Vf/Hr/Vrの空間速度である。通常
さらに好ましい条件は427〜449℃（800〜840゜Ｆ）の温
度および88〜176kg/cm2ゲージ圧（1250〜2500psig）の
水素分圧である。達成される供給原料の水素化転化はワ
ンススルー１段階操作の場合に少なくとも75容量％であ
る。
触媒反応装置20において、液体レベル23aの上には蒸気
空間23が存在し、液体およびガスの両部分を含有する塔
頂流はライン27により回収され、温度の高い相分離器28
に送られる。生成するガス状部分29は主として水素であ
り、これを熱交換器30で冷却し、気／液相分離器32に送
る。生成するガス状部分33をガス精製段階34に送る。ラ
イン35を流れる回収水素流を熱交換器30で加熱すること
ができ、次いで圧縮機36により導管37を経て再循環さ
せ、必要に応じてライン39からの補給水素とともに、加
熱器38で再加熱し、流れ16として反応装置20の底部に送
る。
温度の高い相分離器28から液体部分流40を取り出し、減
圧手段41で減圧して14kg/cm2ゲージ圧（200psig）より
低い圧力、好ましくは7kg/cm2ゲージ圧（100psig）より
低い圧力とし、次いでフラッシュ槽44に送る。普通、生
成する頂部からの蒸気45を分留工程50に送る。普通、窒
素またはスチームのようなストリッピングガスをライン
43から導入してフラッシュ槽44内の残存液体から343℃
（650゜Ｆ）より低い沸点の部分をほとんどすべてスリ
トッピングする。フラッシュ槽44における液体の滞留時
間は30分未満である。生成するストリッピングの終わっ
た液体はライン46によって分留塔50における常圧蒸留ま
たは減圧蒸留段階60のいずれか、または一部分づつをそ
れぞれに送ることができる。
相分離器段階32から得られる凝縮蒸気流もライン48で取
り出し、減圧手段49で減圧し、また分留段階50に送り、
そこから低圧蒸気流51を取り出す。この蒸気流を相分離
器52で相分離して低圧ガス53および液体流を得る。この
液体流はナフサ生成物流54と分留塔50への還流液55とに
なる。中間沸点範囲の留出液体生成物流（第１図の留分
液体）をライン56により取り出し、重質留出液体炭化水
素生成物流（第１図の重質留分）をライン58により取り
出す。
減圧蒸留段階60から、減圧軽油流を塔頂からライン62に
より取り出し、減圧塔底油流を塔底から取り出す。468
℃（875゜Ｆ）より高い標準沸点の減圧塔底油物質の一
部65をポンプ66により加圧し、加熱器67で再加熱し、反
応装置20に再循環させてさらに水素化転化を行って、例
えば一層低沸点の物質への80〜98容量％の転化を達成す
る。再循環468℃＋（875゜F+）物質対新しい供給原料の
容積比は0.2〜1.5の範囲にする必要がある。重質減圧ピ
ッチ物質をライン64により取り出して、所要に応じてさ
らに処理する。
第１図には液体部分フラッシュ槽44の代表的断面図が示
されており、ここで液体のストリッピング段階が行われ
る。減圧液体流はライン42を流れる。スチームのような
ストリッピングガスをライン43により供給してフラッシ
ュ槽内を上方に通して、343℃（650゜Ｆ）より低い標準
沸点の部分を追い出し、流出蒸気をライン45によって取
り出す。343℃（650゜Ｆ）より低い沸点の部分が除かれ
ているストリッピングの終った生成炭化水素液体をライ
ン46によって回収する。フラッシュ槽44内のストリッピ
ングガスの見かけの上方への速度は少なくとも0.009m/s
ec（0.03ft/sec）とする必要があり、0.012〜0.024m/se
c（0.04〜0.08ft/sec）とするのが好ましい。
また、この発明は２基の接触反応装置を直列の流れ配置
に連結して使用する石油残油供給原料の２段階接触転化
方法に有用である。第２段階反応装置からの流出流を相
分離し、得られる液体部分を低圧でフラッシュ蒸発さ
せ、次いでこの発明に従って処理する。水素化転化を増
加するために減圧塔底油物質の再循環を行う場合には、
第１段階反応装置に再循環させる。
この発明を水素化転化操作に関する次の実施例について
さらに詳細に説明する。しかし、この発明はこれらの実
施例に限定されるものではない。
実施例 アラビア産の軽質／中質減圧残油の70/30混合物からな
る減圧残油物質について高水素化転化操作を行なった。
供給原料の特性を表１に示す。
用いた反応条件およびこの操作で達成された転化レベル
を表２に示す。
液体フラッシュ槽で用いた条件および標準操作およびこ
の発明に従う条件を用いて得た結果を表３に示す。
この発明の低圧液体フラッシュ蒸発条件を用いることに
より、アスファルテン化合物を析出することなく円滑な
下流操作を達成することができた。残油の転化パーセン
トの結果を第３図に示す。また、この発明を用いた結果
として、4K／日（25bb／日）のプロセス開発装置の
満足な運転を連続44日間にわたり続けることに成功し
た。この発明の使用前には高転化操作のすべての試みに
おいて、70容量％の範囲にすぎない転化レベルの操作で
も数日を超えて続けることはできなかった。
【図面の簡単な説明】
第１図はこの発明の石油残油供給原料の水素化転化方法
の工程図、 第２図は減圧液体の臨界温度と液体中の343℃（650゜
Ｆ）未満留分との間の関係を示すグラフ、 第３図は石油残油供給原料の長期水素化転化の結果を示
すグラフである。 12……圧縮機 14……予熱器 18……中央下降導管（内部導管） 19……再循環ポンプ 20……沸騰床接触反応装置 21……格子 22……触媒床 22a……膨脹触媒の上側レベル（固体物質の界面） 23……蒸気空間 23a……液体レベル 24,25……連結手段 26……取り出し手段 28……相分離器 29……ガス状部分 30……熱交換器 32……相分離器 33……ガス状部分 34……ガス精製段階 36……圧縮機 38……加熱器 40……液体部分流 44……フラッシュ槽 45……頂部からの蒸気 50……分留段階（分留塔） 51……低圧蒸気流 52……相分離器 53……低圧ガス 54……ナフサ生成物流 55……還流液 60……減圧蒸留段階（減圧蒸留塔） 65……減圧塔底油物質の一部 66……ポンプ 67……加熱器
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (72)発明者 ゴバノン・ノングブリ アメリカ合衆国ペンシルベニア州18940ニ ユ−タウン・ポスト・オフイス・ボツクス 68タワ−ビユ−・ドライブ（番地なし) (56)参考文献 特公 昭47−43281（ＪＰ，Ｂ１) 米国特許3842122（ＵＳ，Ａ) 米国特許3948756（ＵＳ，Ａ)

Claims (11)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】524℃（975゜Ｆ）より高沸点の物質を少な
    くとも25容量％含有する石油残油供給原料から一層低沸
    点の炭化水素液体生成物を製造するための高転化方法に
    おいて、 （ａ） アスファルテンを含有する石油残油供給原料を
    水素とともに、沸騰触媒床を有する反応帯域に供給し、
    前記反応帯域を399〜482℃（750〜900゜Ｆ）の温度、70
    〜350kg/cm2ゲージ圧（1000〜5000psig）の水素分圧に
    維持して液相反応を行ない、ガス部分と液体部分との混
    合物を含有する水素化転化物質を生成する反応段階； （ｂ） 前記ガス部分を前記液体部分から分離するとと
    もに、前記液体部分の温度を388℃（730゜Ｆ）より高く
    維持して前記液体部分に含まれるアスファルテンの析出
    を防止する分離段階； （ｃ） 前記液体部分を14kg/cm2ゲージ圧（200psig）
    より低い圧力に減圧し、この減圧液体部分から蒸気をフ
    ラッシュ蒸発させかつ前記減圧液体部分をガスストリッ
    ピングするとともに、生成する液体部分の温度を343〜3
    88℃（650〜730゜Ｆ）の臨界温度範囲内に維持して以後
    のアスファルテンの析出を防止するフラッシュ蒸発・ス
    トリッピング段階；および （ｄ） 段階（ｃ）からの前記液体部分を減圧蒸留して
    468℃（875゜Ｆ）より低い沸点の炭化水素液体生成物お
    よび減圧塔底油物質を生成し、該減圧塔底油物質の一部
    を前記反応帯域に再循環させる蒸留・再循環段階 を具えることを特徴とする石油残油供給原料の長期高水
    素化転化方法。
  2. 【請求項２】減圧液体部分の温度が388℃（730゜Ｆ）よ
    り低い場合には、前記減圧液体部分が343℃（650゜Ｆ）
    より低い標準沸点の物質を25重量％未満含有しかつ388
    ℃（730゜Ｆ）より低い前記減圧液体部分の温度がさら
    に16.7℃（30゜Ｆ）低下するごとにそこに含有される34
    3℃（650゜Ｆ）マイナス物質留分が少なくとも12重量％
    減少するように、前記減圧液体部分の温度と該減圧液体
    部分のガスストリッピングとを組み合わせることによ
    り、前記アスファルテンのその後の析出を防止する特許
    請求の範囲第１項記載の方法。
  3. 【請求項３】減圧液体部分の温度が371℃（700゜Ｆ）よ
    り低い場合には、前記減圧液体部分が343℃（650゜Ｆ）
    より低い標準沸点の物質を12重量％未満含有しかつ371
    ℃（700゜Ｆ）より低い前記減圧液体部分の温度がさら
    に27.8℃（50゜Ｆ）減少するごとにそこに含有される34
    3℃（650゜Ｆ）マイナス物質留分が少なくとも６重量％
    減少するように、前記減圧液体部分の温度と該減圧液体
    部分のガスストリッピングとを組み合わせることによ
    り、前記アスファルテンのその後の析出を防止する特許
    請求の範囲第１項記載の方法。
  4. 【請求項４】減圧液体中の343℃（650゜Ｆ）より低い標
    準沸点の炭化水素物質が６重量％未満に維持されるよう
    に、前記減圧液体部分の温度と該減圧液体部分のガスス
    トリッピングとを組み合わせる特許請求の範囲第１項記
    載の方法。
  5. 【請求項５】標準沸点が343℃（650゜Ｆ）より低い炭化
    水素物質をほとんどすべて前記減圧炭化水素液体部分か
    らガスストリッピングする特許請求の範囲第１項記載の
    方法。
  6. 【請求項６】前記炭化水素液体物質をスチームでガスス
    トリッピングする特許請求の範囲第４項記載の方法。
  7. 【請求項７】前記炭化水素液体物質を窒素でガスストリ
    ッピングする特許請求の範囲第４項記載の方法。
  8. 【請求項８】前記ガスストリッピング後に残留する炭化
    水素液体の温度を343℃（650゜Ｆ）に維持する特許請求
    の範囲第５項記載の方法。
  9. 【請求項９】前記ガスストリッピングにおける前記減圧
    液体部分の滞留時間が30分未満である特許請求の範囲第
    ４項記載の方法。
  10. 【請求項１０】前記反応帯域の温度が416〜454℃（780
    〜850゜Ｆ）、水素分圧が84〜197kg/cm2ゲージ圧（1200
    〜2800psig）、かつ空間速度が0.2〜1.5Vf/Hr/Vrである
    特許請求の範囲第１項記載の方法。
  11. 【請求項１１】（ａ） アスファルテンを含有する石油
    残油供給原料を水素とともに、沸騰触媒床を有する第１
    段階反応帯域に供給し、前記反応帯域を399〜482℃（75
    0〜900゜Ｆ）の温度、70〜350kg/cm2ゲージ圧（1000〜5
    000psig）の水素分圧および0.1〜2.5Vf/Hr/Vrの空間速
    度に維持して液相反応を行ない、ガス部分と液体部分と
    の混合物を含有する水素化転化物質を生成する第１反応
    段階； （ｂ） 前記ガス部分と液体部分との混合物を第２段階
    接触反応帯域に通してガス部分と液体部分との混合物を
    含有する追加の水素化転化生成物を生成する第２反応段
    階； （ｃ） 前記ガス部分を前記液体部分から分離するとと
    もに、前記液体部分の温度を388℃（730゜Ｆ）より高く
    維持して前記液体部分に含まれるアスファルテンの析出
    を防止する分離段階； （ｄ） 前記液体部分を14kg/cm2ゲージ圧（200psig）
    より低い圧力に減圧し、この減圧液体部分から蒸気をフ
    ラッシュ蒸発させかつ前記減圧液体部分をガスストリッ
    ピングするとともに、生成する液体部分の温度を343〜3
    88℃（650〜730゜Ｆ）の臨界温度範囲内に維持して以後
    のアスファルテンの析出を防止するフラッシュ蒸発・ス
    トリッピング段階；および （ｅ） 段階（ｄ）からの前記液体部分を減圧蒸留して
    468℃（875゜Ｆ）より低沸点の炭化水素液体生成物およ
    び減圧塔底油物質を生成し、該減圧塔底油物質の一部を
    前記第１段階反応帯域に再循環させる蒸留・再循環段階 を具える特許請求の範囲第１項記載の方法。
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Families Citing this family (42)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4808298A (en) * 1986-06-23 1989-02-28 Amoco Corporation Process for reducing resid hydrotreating solids in a fractionator
US4883581A (en) * 1986-10-03 1989-11-28 Exxon Chemical Patents Inc. Pretreatment for reducing oxidative reactivity of baseoils
US4808289A (en) * 1987-07-09 1989-02-28 Amoco Corporation Resid hydrotreating with high temperature flash drum recycle oil
US5139646A (en) * 1990-11-30 1992-08-18 Uop Process for refractory compound removal in a hydrocracker recycle liquid
US5453177A (en) * 1994-01-27 1995-09-26 The M. W. Kellogg Company Integrated distillate recovery process
US6160026A (en) * 1997-09-24 2000-12-12 Texaco Inc. Process for optimizing hydrocarbon synthesis
US6454932B1 (en) * 2000-08-15 2002-09-24 Abb Lummus Global Inc. Multiple stage ebullating bed hydrocracking with interstage stripping and separating
FR2830869B1 (fr) * 2001-10-12 2004-07-09 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrodesulfuration comprenant une section de stripage et une section de fractionnement sous vide
US20040040893A1 (en) * 2002-08-27 2004-03-04 Hunt Harold R. Stripping process and apparatus
US7594990B2 (en) * 2005-11-14 2009-09-29 The Boc Group, Inc. Hydrogen donor solvent production and use in resid hydrocracking processes
ITMI20071044A1 (it) 2007-05-23 2008-11-24 Eni Spa Sistema e procedimento per l'idroconversione di oli pesanti
CA2772170C (fr) * 2009-10-08 2018-03-06 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydroconversion de charges lourdes carbonees integrant une technologie a lit bouillonnant et une technologie en slurry
FR2951735B1 (fr) * 2009-10-23 2012-08-03 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de residu integrant une technologie lit mobile et une technologie lit bouillonnant
EP2737027B1 (en) 2011-07-29 2018-12-26 Saudi Arabian Oil Company Hydrocracking process with interstage steam stripping
FR3021326B1 (fr) 2014-05-21 2017-12-01 Ifp Energies Now Procede de conversion d'une charge hydrocarbonee lourde integrant un desasphaltage selectif en amont de l'etape de conversion.
FR3033797B1 (fr) * 2015-03-16 2018-12-07 IFP Energies Nouvelles Procede ameliore de conversion de charges hydrocarbonees lourdes
FR3074699B1 (fr) 2017-12-13 2019-12-20 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydroconversion de charge hydrocarbonee lourde en reacteur hybride
FR3075810B1 (fr) 2017-12-21 2020-09-11 Ifp Energies Now Procede ameliore de conversion de residus integrant des etapes d’hydroconversion profonde et une etape de desasphaltage
FR3075809B1 (fr) 2017-12-21 2020-09-11 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges lourdes d’hydrocarbures avec recycle d’une huile desasphaltee
FR3083992B1 (fr) 2018-07-23 2020-07-24 Ifp Energies Now Catalyseur comalaxe issu de solutions a base d'heteropolyanions, son procede de preparation et son utilisation en hydroconversion de charges hydrocarbonees lourdes
HUE059805T2 (hu) 2018-09-25 2022-12-28 Eni Spa Eljárás nehézolaj-termékek hidro-konvertálására újrahasznosítással
FR3090685A1 (fr) 2018-12-20 2020-06-26 IFP Energies Nouvelles Procede d’hydroconversion de charges d’hydrocarbures lourdes mettant en œuvre un enchainement specifique de catalyseurs
FR3092263B1 (fr) 2019-02-06 2022-10-14 Ifp Energies Now Enceinte comprenant un fond de section decroissante et d’angle d’inclinaison variable avec des injections laterales de liquide pour limiter l’encrassement
FR3094984A1 (fr) 2019-04-12 2020-10-16 IFP Energies Nouvelles Reacteur triphasique avec coupelle de recycle de section decroissante et d’angle d’inclinaison variable
FR3094983B1 (fr) 2019-04-12 2024-01-19 Ifp Energies Now Reacteur triphasique avec coupelle de recycle tronconique a fort angle d’inclinaison
FR3097139A1 (fr) 2019-06-14 2020-12-18 IFP Energies Nouvelles Reacteur triphasique a compartiments verticaux en serie avec separateurs intermediaires et procede d’hydroconversion de charges petrolieres lourdes
FR3097138A1 (fr) 2019-06-14 2020-12-18 IFP Energies Nouvelles Reacteur triphasique a compartiments verticaux en serie et procede d’hydroconversion de charges petrolieres lourdes
FR3098522B1 (fr) 2019-07-10 2021-07-09 Axens Procédé de conversion d’une charge contenant de l’huile de pyrolyse
FR3098824B1 (fr) 2019-07-17 2021-09-03 Ifp Energies Now Procede de production d’olefines comprenant un hydrotraitement, un desasphaltage, un hydrocraquage et un vapocraquage
FR3101082B1 (fr) 2019-09-24 2021-10-08 Ifp Energies Now Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une séparation gaz/liquide améliorée
FR3101637B1 (fr) 2019-10-07 2021-10-22 Ifp Energies Now Procede de production d’olefines comprenant un desasphaltage, une hydroconversion, un hydrocraquage et un vapocraquage
FR3102772B1 (fr) 2019-11-06 2021-12-03 Ifp Energies Now Procede de production d’olefines comprenant un desasphaltage, un hydrocraquage et un vapocraquage
FR3104606B1 (fr) 2019-12-17 2021-11-19 Ifp Energies Now Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec un recyclage de l’hydrogène optimisé
FR3113062B1 (fr) 2020-07-30 2023-11-03 Ifp Energies Now Procédé d’hydroconversion de résidus à plusieurs étages d’hydroconversion intégrant une étape de désasphaltage
FR3113678B1 (fr) 2020-08-31 2022-08-12 Ifp Energies Now Bitumes comportant des bases bitumes non conventionnelles
FR3125059A1 (fr) 2021-07-08 2023-01-13 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit hybride bouillonnant-entraîné d’une charge hydrocarbonee lourde comprenant le mélange de ladite charge avec un précurseur de catalyseur contenant un additif organique
FR3125057A1 (fr) 2021-07-08 2023-01-13 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit hybride bouillonnant-entraîné d’une charge hydrocarbonee lourde comprenant le prémélange de ladite charge avec un additif organique
FR3130836A1 (fr) 2021-12-20 2023-06-23 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit bouillonnant ou hybride bouillonnant-entraîné d’une charge comportant une fraction plastique
FR3133197A1 (fr) 2022-03-01 2023-09-08 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit bouillonnant ou hybride bouillonnant-entraîné d’une charge comportant une fraction d’huile végétale ou animale
FR3133618A1 (fr) 2022-03-17 2023-09-22 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit bouillonnant ou hybride bouillonnant-entraîné d’une charge comportant une fraction d’huile de pyrolyse de plastiques et/ou de combustibles solides de recuperation
FR3141184A1 (fr) 2022-10-21 2024-04-26 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion d’une charge plastique promue par du soufre et en presence d’un catalyseur bi-fonctionnel silico-aluminique
FR3141183A1 (fr) 2022-10-21 2024-04-26 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion d’une charge plastique promue par du soufre et en presence d’un catalyseur bi-fonctionnel zeolithique

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3842122A (en) 1972-12-29 1974-10-15 Hydrocarbon Research Inc Treating tar sands bitumen
US3948756A (en) 1971-08-19 1976-04-06 Hydrocarbon Research, Inc. Pentane insoluble asphaltene removal

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1974057A (en) * 1931-12-11 1934-09-18 Tide Water Oil Company Two stage method of hydrogenation
US3215617A (en) * 1962-06-13 1965-11-02 Cities Service Res & Dev Co Hydrogenation cracking process in two stages
US3224959A (en) * 1962-08-07 1965-12-21 Texaco Inc Hydroconversion of hydrocarbons with the use of a tubular reactor in the presence of hydrogen and the recycling of a portion of the tar-like viscous residue

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3948756A (en) 1971-08-19 1976-04-06 Hydrocarbon Research, Inc. Pentane insoluble asphaltene removal
US3842122A (en) 1972-12-29 1974-10-15 Hydrocarbon Research Inc Treating tar sands bitumen

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Publication number Publication date
CA1238599A (en) 1988-06-28
JPS59133291A (ja) 1984-07-31
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