JPH08911B2 - 液体留分の超臨界蒸気抽出を用いる炭化水素液体の水素化転化方法 - Google Patents

液体留分の超臨界蒸気抽出を用いる炭化水素液体の水素化転化方法

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JPH08911B2
JPH08911B2 JP59030455A JP3045584A JPH08911B2 JP H08911 B2 JPH08911 B2 JP H08911B2 JP 59030455 A JP59030455 A JP 59030455A JP 3045584 A JP3045584 A JP 3045584A JP H08911 B2 JPH08911 B2 JP H08911B2
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    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
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    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
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Description

【発明の詳細な説明】 （発明の背景） この発明は炭化水素液体の水素化転化方法に関し、と
くに重質炭化水素液体および石油残油供給原料の接触的
水素化転化により一層低い沸点の炭化水素液体とガス生
成物を製造する水素化転化方法に関する。就中、この発
明はその場で（in−situ）超臨界（supercritical）溶
媒蒸気抽出を用いて反応装置液体留分を溶解し残留する
ラムスボトム残留炭素（RCR）および金属含有化合物を
除きそれらが下流処理装置内で析出することを防止し供
給原料の高転化を達成するような水素化転化方法に関す
る。
石油残油供給原料から一層低い沸点の液体生成物を製
造するような水素化転化方法においては、通常、液体生
成物からRCR含有および金属含有化合物の相当の部分を
除いて長期運転を保証することが必要である。超臨界蒸
気を用いる炭化水素物質の溶媒抽出は一般に知られてい
る。例えば、超臨界蒸気溶媒を用いる石炭固体物質の抽
出はワイズ（Wise）の米国特許第3558468号明細書に示
されるが、水素化転化方法に組み込んで接触的に水素化
転化された液体留分の超臨界蒸気抽出を行うことは開示
しない。又、水素化転化前の超臨界蒸気抽出方法を用い
る石油残油供給原料の抽出はダービーシア（Derbyshir
e）らの米国特許第4354922号およびオーデー（Audeh）
らの米国特許第4354928号明細書に示される。しかし、
この発明は接触水素化転化反応に続いてその場での超臨
界溶媒蒸気抽出を用いてアスフアルテンの望ましくない
析出を避け長期の高水素化転化運転を重質炭化水素液体
供給原料とくにラムスボトム残留炭素（RCR）物質およ
び金属含有化合物の含量の高い該供給原料について行な
うことを可能にする。
（発明の要約） この発明は、石油残油のような重質炭化水素液体供給
原料の接触水素化転化方法において、このような水素化
転化の後に残留するラムスボトム残留炭素（RCR）物質
および金属含有化合物を反応装置流出液液体留分のオン
ライン超臨界溶媒蒸気抽出により除く炭化水素の水素化
転化方法を提供する。この発明の方法は、沸騰触媒床を
含み416〜460℃（780〜860゜F）の温度と70〜352kg/cm2
ゲージ圧（1000〜5000psig）の水素分圧に維持した反応
帯域に炭化水素液体供給原料を水素とともに供給して液
相水素化転化反応を行ないガスおよび液体留分の混合物
を含有する水素化転化された流出物質を与え；前記炭化
水素流出物質を第１分離帯域でガス留分および液体留分
物質に分離し；前記液体留分を、前記第２分離帯域中の
前記液体留分に加えられる溶媒蒸気の臨界温度より高い
温度に維持された第２反応帯域に送って炭化水素液体留
分を溶解抽出し、RCR物質および金属含有化合物残留物
を残存抽出蒸気からほとんど分離し、前記溶媒蒸気は12
1〜232℃（250〜450゜F）の標準沸点を有し；前記残留
物を少量の高沸点残油とともに前記第２分離帯域から回
収し；超臨界溶媒蒸気および溶解液体を含有する残存抽
出蒸気を前記第２分離帯域から回収し圧力を減じ軽質溶
媒留分を残存重質液体留分から分離し；前記軽質溶媒蒸
気留分の一部を前記第２分離帯域に再循環させてこの帯
域に加える超臨界溶媒蒸気を供給し；および前記溶媒留
分および液体留分の残りの部分を蒸留して炭化水素液体
およびガス生成物を生成し、方法から前記炭化水素溶液
およびガス生成物を回収することを具える。
この発明の水素化転化方法は二つの実施態様のいずれ
かで実施することができる。一つの態様は、単一の水素
化転化反応段階に引続いて液体留分の最大抽出とRCR、
金属高含有重質スラリー物質の排除および重質油生成物
の一部の転化向上を目的とする反応帯域への再循環を用
いる。この態様は通常運転上問題が起こる可能性がある
高RCR高金属含有供給原料に高水素化転化を実施する場
合主として有用である。二番目の態様は水素化転化およ
び第１の分離帯域での炭化水素液体留分の適度の抽出、
および高RCR、高金属含有重質スラリー物質の反応帯域
への再循環、および高品位重質油を接触水素化脱流反応
装置に送り水素化分解し目的の一層軽質の炭化水素生成
物を転化することを用いる。代わりに、第２分離帯域で
液体抽出に必要な超臨界溶媒蒸気の少なくとも一部を第
１分離帯域で製造し第２分離帯域に排出させその中で気
化させることができる。
この方法は石油の全原油、常圧蒸留残油および減圧蒸
留残油物質、タールサンドおよびけつ岩油から得られる
ビチユーメンを含めて、炭化水素液体供給原料の水素化
転化に有用である。RCRおよび金属の含量の高い化合物
を反応帯域炭化水素流出物液体留分から有効に除いて供
給原料の高水素化転化を達成し一層低い沸点の炭化水素
液体およびガス生成物を製造し得るようにすることはこ
の方法の一つの利点である。
（発明の記述） この発明において、約524℃（975゜F）より高い標準
沸点の物質少なくとも約50容量％を含有する石油残油の
ような重質炭化水素供給原料の接触水素化転化から得ら
れる液体留分を超臨界溶媒蒸気抽出を用いて分離する該
供給原料の水素化転化方法を第１図によつて述べる。図
示のように、重質のアラビア減圧蒸留残油またはBachaq
uero減圧ボトムスのような石油残油供給原料を10で供給
し、12で加圧し、予熱器14を経て送り少なくとも約260
℃（500゜F）に加熱する。15で加熱供給原料流を上昇流
沸騰床接触反応装置20に導入する。13の水素を16で加熱
し、次いで17で反応装置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を有し、反応装置20内を上昇
する供給原料液体およびガスが触媒床22を少なくとも約
10％だけ、また通常約50％を越える程度だけ触媒床の沈
降高さの上に膨脹させて、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号明細書中
に記載される反応装置の代表的なものであり、この中で
液相反応が反応体ガスと触媒床の膨脹するような粒子触
媒の存在下で起こる。
該床22の触媒粒子は通常制御した液体およびガス流れ
の条件下均一な床の膨脹がおこるように比較的狭い粒度
範囲を有する。上昇液体速度が反応装置断面積の平方メ
ートル当たり毎分約0.46〜4.6m3（1.5〜15ft3/分/ft2）
の場合、有用な触媒粒度範囲は約６〜100メツシユ（米
国ふるい系列）であるが、触媒の大きさが約0.025〜0.3
3cm（0.010〜0.130インチ）直径の押出物を含む６〜60
メツシユの大きさであることが好ましい。また、80〜27
0メツシユの大きさ（0.005〜0.018cm（0.002〜0.007イ
ンチ））の微細な大きさの触媒を供給原料と共に加えて
用い、反応装置の体積あたり時間あたり新しい供給原料
の体積（Vf/hr/Vr）が0.1〜2.5程度の液体空間速度を用
いるワンススルー型水素化転化の実施もこの発明に含ま
れる。反応装置において、触媒粒子の密度、液体上昇流
量、および上昇水素ガスの持上げ効果は、触媒床の膨脹
および作動における重要な要因である。触媒粒子の大き
さおよび密度並びに液体およびガス速度を制御し、且つ
運転条件における液体の粘度を考慮することにより、触
媒床22は膨脹して液体中で22aで示すような上方準位す
なわち界面を有する。触媒床膨脹は、少なくとも約10％
であることが必要で、まれには床の沈降すなわち静的準
位の100％を超えることがある。
固体界面22aの上から整流板格子21の下への反応装置
液体の再循環は、十分な上方への液体速度を達成して、
触媒を液体中でランダム運動に保ち、有効な反応を促進
するのに通常必要である。このような液体再循環は、整
流板21の下方に設けた再循環ポンプ19に延在する中央下
降導管18を用いて、接触床22を通る液体の正の、制御さ
れた上昇運動を保証することが好ましい。内部導管18を
経る液体の再循環は若干の機械的利点を有し、水素化転
化反応装置において必要な外部高圧配管接続を減少し得
るが、反応装置を通る液体の再循環を、反応装置外部に
設けた再循環導管およびポンプにより行なうこともでき
る。
床22における水素化転化反応は、有効な触媒の使用に
より著しく促進される。この発明に有用な触媒は、コバ
ルト、モリブデン、ニツケルおよびタングステンおよび
それらの混合物よりなる群の中から選ばれた活性化金属
を、アルミナ、シリカ、およびそれらの組み合わせより
なる群の中から選ばれた支持物質上に析出させたものを
含む代表的な水素化触媒である。微細粒触媒を使用する
場合、それは所望の濃度で、スラリーのような形で、供
給原料に加えることにより接続部24で反応装置に有効に
導入することができる。触媒はまた周期的に直接反応装
置20に適当な入口接続手段25を経て約0.3〜5.7kg触媒/k
l供給原料（0.1〜2.0ポンド／バーレル）の速度で加え
ることができ、使用ずみ触媒は適当な回収手段26を経て
回収する。
沸騰触媒床反応装置系のその中での良好な接触と均一
（等温的）温度を保証する運転性は、上昇液体およびガ
スの浮揚効果から生じる、周囲液体中での比較的小さな
触媒のランダム運動のみに依存せず、適当な反応条件も
必要である。反応条件が不適当な場合、水素化転化が不
十分であり、液体の流れの不均一分布と作動上の混乱が
起こり、通常触媒上に過剰のコークス生成を起こす。種
々の供給原料が多少のアスフアルテン前駆物質を含有
し、それがタール状析出物のプレートアウトの元とな
り、再循環ポンプおよび配管を含む反応装置系の運転性
をさらに悪化させる傾向があることが知られている。こ
れらの析出物は通常一層軽質の希釈剤物質により洗い去
ることができるが、反応装置床の触媒が完全にコークス
で包まれることがあり、このようなアスフアルテン物質
の望ましくない析出を防止しない場合、方法の早期運転
停止の已むなきに到る。
この発明の重質石油残油供給原料、すなわち約10〜22
重量％のRCR含有物質および全金属少なくとも約0.02重
量％を含有するもの、に対し、反応装置20において用い
る運転条件は、416〜460℃（780〜860゜F）の広い温度
範囲、70〜352kg/cm2ゲージ圧（1000〜5000psig）の水
素分圧、0.1〜2.5Vf/hr/vr（供給原料体積／時間／反応
装置体積）の空間速度、減圧ボトムス物質対供給原料の
再循環比0.4〜0.7の範囲という広い範囲である。421〜4
54℃（790〜850゜F）の温度、84〜211kg/cm2ゲージ圧
（1200〜3000psig）の水素分圧、および0.20〜1.5Vf/hr
/Vrの空間速度が好ましい。通常一層好ましい条件は、4
27〜449℃（800〜840゜F）の温度および88〜197kg/cm2
ゲージ圧（1250〜2800psig）の水素分圧である。達成さ
れる供給原料水素化転化はワンススルー単一段階型運転
に対し少なくとも約75容量％であり、単一または２段階
反応装置運転で90〜98容量％が好ましい。
接触反応装置20において、蒸気空間23が液体準位22a
上にあり、液体およびガス留分の両方を含有する頂部流
れを27で除き、熱相分離器28に送る。得られるガス状部
分29は主として水素であり、これを熱交換器30で冷却
し、ガス／液体相分離器32に送る。得られるガス状留分
31をガス精製段階34に送る。回収水素流35を熱交換器30
で加温することができ、圧縮機35aを経て加熱器16で再
加熱し、流れ17として反応装置20の底部に再循環させ、
必要に応じて35bで補給水素を補給する。又、分離器32
から液体留分33を回収し、以下に詳述するように精留塔
50に送る。
第１分離器28から液体留分36を回収し、熱交換器37で
11〜45℃（20〜80゜F）だけ冷却し、第２分離器38に導
入し、この分離器を399〜416℃（750〜780゜F）の温度
と分離器28の圧力より約3.5〜11kg/cm2低い圧力に維持
して液体の何ら顕著な熱分解が起らないようにする。第
２分離器38において、この分離器28にある液体の温度よ
り約８〜28℃（15〜50゜F）低い臨界温度を有する超臨
界溶媒蒸気留分40をこの分離器内の液体に加えて、液体
を有効に溶解し、高度に抽出する。標準沸点範囲121〜2
32℃（250〜450゜F）を有する炭化水素留分は、分離器
−抽出器38内の液体抽出に良好な超臨界溶媒蒸気を提供
する。40において超臨界溶媒蒸気を加える量対第２分離
器38の液体の量の重量比は、約１〜５の範囲内であるこ
とが必要であり、２〜４が好ましい。分離器38はその下
端部38aで一層小さい直径を有して、ほとんどすべてのR
CRおよび金属含有物質を含有する流れ39をこの分離器38
から容易に回収できるようにすることが好ましい。
超臨界溶媒を含有する抽出された液体留分を41でほと
んど蒸気の形で除き、41aで圧力を減じ、フラツシユ槽4
2でフラツシユさせ、ガスおよび油蒸気を残存重質油留
分から分離するようにする。フラツシユ槽42の圧力は通
常分離器38の圧力の約70％より小さくすることが必要で
あり、前記圧力の30〜60％が好ましい。槽42から43の蒸
気部分を通常冷却器43aで凝縮させ、一部43bを超臨界溶
媒蒸気として分離器38に再循環させ、残りを精留装置50
に送る。液体留分44はさらに45で圧力を減じ、第２フラ
ツシユ槽46に送ることが好ましい。フラツシユ槽46から
の塔頂蒸気47は通常冷却器47aで凝縮させ、一部47bも溶
媒蒸気として再循環させ、残りを精留装置50に送る。液
体留分48を回収し、通常減圧蒸留器58に送る。
そうでない場合、分離器38における抽出用超臨界溶媒
蒸気に必要な121〜232℃（250〜450゜F）の沸点範囲の
油留分を精留塔50の軽質油留分から分離することができ
る。精留装置50から、ガス生成物を51で除き、油生成物
留分を52で除く。超臨界溶媒の供給に必要な、好ましく
は標準沸点範囲149〜182℃（300〜360゜F）を有する部
分53を除き、54で加圧し、55で所望の過臨界温度に加熱
し、超臨界蒸気流40として分離器38に再循環させる。方
法の開始状件の間とか、所要に応じて、若干の補給溶媒
留分を53aで加えることができる。分離器−抽出器38か
ら、ほとんどすべてのRCRおよび金属含有化合物を含む
重質油物質を39で回収し廃棄する。又、精留装置50から
ボトムス流56を生成物として回収する。減圧蒸留装置58
から軽質炭化水素液体生成物留分を57で除き減圧ボトム
ス物質を59で回収する。減圧ボトムス物質の一部59aは
反応装置20に再循環させ、さらに転化させて一層低沸点
の炭化水素生成物にすることが好ましい。再循環減圧ボ
トムス物質59a対供給原料流10の容量比は約0.4〜0.7で
あることが必要である。
この発明の他の例を第２図に示す。図において抽出に
用いる超臨界溶媒蒸気留分は、少なくとも一部第１熱分
離器で生成させ、第２分離器−抽出器装置に排出し、こ
の第２分離器を第１分離器より約56℃（100゜F）高い温
度および14〜42kg/cm2（200〜600psig）低い圧力に維持
する。第２分離器に要する上昇温度は、所要に応じて外
部加熱により維持する。
第２図に示すように、再循環水素流13を加熱器14の供
給原料上昇流れに加えることができる。その他、反応装
置20の運転は第１図例の場合と同様に行なう。供給原料
を反応装置20で416〜449℃（780〜840゜F）の温度およ
び127〜211kg/cm2ゲージ圧（1800〜3000psig）の水素分
圧および0.4〜2.5Vf/hr/Vrの空間速度で接触水素化転化
反応し、次いで反応装置流出液流れ27を冷却器27aで冷
却し、通常343〜371℃（650〜700゜F）の温度に維持し
た第１相分離器60に送る。この分離器の塔頂蒸気流61は
主として水素および他のガス並びに軽質油蒸気からな
り、73で追加した水素とともに以下に述べるような第２
段階反応装置74に送る。第１分離器60からの液体留分62
を第２分離器64に流し、この分離器を、105〜176kg/cm2
ゲージ圧（1500〜2500psig）の圧力および399〜427℃
（750〜800゜F）の温度に維持し、この際通常分離器に
装着した電気加熱コイルのような外部加熱手段を使用す
る。343〜427℃（650〜800゜F）の範囲の臨界温度を有
する液体留分は、第２分離器64で気化し、その中で高圧
下超臨界溶媒蒸気を発生する。この超臨界溶媒蒸気は、
第２分離器64内の液体物質の大部分を溶解し高度に抽出
するが、ニツケルおよびバナジウム含有化合物のような
ほとんどすべての固体およびRCR高含量物質のほとんど
の部分を含有する重質液体スラリー物質は残し、このス
ラリー物質は65で回収する。この重質スラリー物質は通
常方法から廃棄するが、所要に応じてその一部を反応装
置20に再循環させ、さらに水素化転化させる。
分離器64内の抽出された炭化水素液体および超臨界溶
媒蒸気を63で蒸気の形で回収し、フラツシユ槽66中一層
低圧に63aにおいてフラツシユして、油蒸気および溶解
ガスを重質油留分から分離する。蒸気留分67をフラツシ
ユ槽66から除き、第２接触反応装置74に送る。第２分離
器64内で発生する超臨界溶媒蒸気を補給する必要がある
場合、蒸気部分68を68aで冷却し、69で加圧し、55aで再
加熱し、分離器64にその中で引き続き抽出を行なう超臨
界溶媒蒸気として再循環させる。
フラツシユ段階66から、液体留分70を回収し、71で再
加圧し、流れ72として補給水素73とともに第２沸騰床接
触反応装置74に導入する。この反応装置の運転は第１段
階反応装置20のそれときわめて類似する。第２段階反応
装置74の適当な反応条件は416〜438℃（780〜820゜F）
の温度、127〜176kg/cm2ゲージ圧（1800〜2500psig）の
水素分圧および0.4〜2.0Vf/hr/Vrの空間速度である。
反応装置74から、流出液を相分離および精留段階に送
り、第１図の場合と同様に処理する。詳しく述べれば、
反応装置流出液流れ75を相分離器76に送り、それから得
られる蒸気留分77を78で冷却し、相分離器80に送り、こ
れから蒸気部分81を水素精製系34に送る。又、分離器80
から液体留分82を回収し、83で圧力を減じ、分離器76か
ら回収した液体留分79とともに精留装置84に送る。
精留装置84から、軽質炭化水素ガス生成物を85で、中
間沸点範囲の留出液生成物流を86で、ボトム液体生成物
を87で回収する。所要に応じて、精留装置84からの重質
油87の一部を減圧蒸留88に送り、軽質留分をさらに除
く。又、フラツシユ段階66から、重質油留分70の一部70
aを減圧蒸留88に送ることができる。減圧蒸留段階88か
ら、減圧軽油流を89で除き、精留装置ボトムス液体流87
と合することができる。減圧ボトムス物質を89aで回収
し、一部89bを反応装置20に再循環させ、一層低沸点の
液体生成物にさらに転化させることができる。
このようにして、この発明は二つの独立接触反応段階
を有する炭化水素液体の水素化転化方法において、第２
図に示すように、超臨界蒸気抽出段階を二つの水素化転
化反応段階の間に設けて、第１段階からの流出液から、
それが第２段階の反応装置へさらに水素化転化のために
送られる前に、ほとんどすべての金属含有化合物および
高沸点のRCR含有残油のほとんどの部分を除くようにす
る炭化水素液体の水素化転化方法に有利に用いることが
できる。このような２段階水素化転化方法において、第
２段階反応装置への供給原料はかくしてRCR含有アスフ
アルテンおよび金属含有化合物をほとんど含まない。こ
の方法の配列によつて第２段階反応装置の触媒寿命を改
善し、且つ生成物の品質を改善することができる。重質
油を減圧蒸留から第１段階反応装置に選択的に再循環さ
せることにより、残油の水素化転化および液体生成物収
率を改善することもできる。
また、この発明は、第３図に一般的に示すように、第
２段階が固定床接触反応装置である、重質炭化水素液体
の２段階反応方法に有利に用いることができる。第３図
について説明すると、第１段階反応装置20は第１図の場
合と同様に運転し、接触的か非接触的型かのいずれかで
よい。反応装置20から、反応装置流出液物質27が第１分
離器28に流れ、この分離器は通常約427〜454℃（800〜8
50゜F）の温度と105〜281kg/cm2ゲージ圧（1500〜4000p
sig）の水素分圧に保たれる。第１分離器28から、水素
および他の軽質ガスおよび油蒸気からなる塔頂流29を30
で冷却し、第２分離器32に送る。第１分離器28からのス
ラリー液体留分36を冷却し、第２分離器38に流し、この
分離器38を399〜438℃（750〜820゜F）の温度と約84〜2
67kg/cm2ゲージ圧（1200〜3800psig）の圧力に維持す
る。第１分離器からの液体は、通常37で中間冷却を行な
つて、第２分離器38を所望の371〜416℃（700〜780゜
F）の温度に維持し、その内部での液体の熱分解を防止
するようにすることが必要である。
スラリー液体の超臨界溶媒蒸気抽出は第２分離器38で
行なう。方法から取り出した標準沸点約149〜182℃（30
0〜360゜F）の液体留分は、第２分離器38の好ましい温
度388〜416℃（730〜780゜F）で良好な超臨界溶媒抽出
流体を発生する。超臨界油蒸気留分ならびに抽出物質を
蒸気の形で41で回収し、圧力を減じて蒸気留分を分離し
て出し、次いで凝縮させ、加圧して所望の超臨界温度に
加熱して、超臨界溶媒蒸気を生成させ、これを分離器−
抽出器38に導入して、この分離器内で524℃＋（975゜F
＋）留分の部分も含めて、この分離器内の炭化水素液体
の部分を溶解抽出する。詳細に述べると、この超臨界蒸
気を溶解液体とともに蒸気流41として除き、適当な低圧
条件でフラツシユ槽42でフラツシユし、油蒸気からの若
干の残油を含む重質油を析出させる。油蒸気部分43bを
冷却器43cで冷却し液体の形に凝縮させ、次いで54で加
圧し、55で加熱し、第２分離器38に再循環させてその中
での液体の抽出に必要な超臨界溶媒蒸気を供給する。第
２分離器38から排出する重質液体流39は金属含有化合物
および若干の残存524℃＋（975゜F＋）液体留分からな
る。この重質油流39aは加熱器14を経て反応装置20に再
循環させさらに水素化転化を行なうことが好ましい。
フラツシユ段階42からの重質油留分44および蒸気流43
ならびに液体流33を追加水素73aとともに第２反応装置9
0に送り、さらに接触脱硫処理を行ない、硫黄と窒素化
合物を除く。反応装置90は通常固定触媒床型反応装置で
ある。反応装置90で用いる触媒としてアルミナ支持体上
のコバルト−モリブデンのような任意の既知水素化脱硫
触媒を用いることができる。反応装置90の反応条件は39
3〜438℃（740〜820゜F）の温度および105〜197kg/cm2
ゲージ圧（1500〜2800psig）の水素分圧である。
反応装置90からの流出液91を冷却器92で冷却し、相分
離器94に送り、これから得られる蒸気部分93を水素精製
系96に送る。液体留分95を回収し、精製系96からの再循
環水素99とともにハイドロクラツカー100に送り、重質
留分を一層軽質の炭化水素留分にクラツキングする。有
用な水素化分解条件は416〜438℃（780〜820゜F）の温
度と127〜197kg/cm2ゲージ圧（1800〜2800psig）の圧力
である。ハイドロクラツカー100から、流出液101を精留
装置102に送り、この装置から炭化水素ガス生成物を103
で回収し、中間沸点範囲の留出液生成物流を104で、ボ
トム液体生成物を105で回収する。524℃＋（975゜F＋）
留分は水素化分解段階100でほとんど除かれるので、減
圧蒸留段階は通常必要でない。
所要に応じて、フラツシユ段階42からの重質油の一部
44aを第１段階反応装置20に再循環させ残油の転化およ
び液体生成物の収率を改善することができる。また、10
5で回収したボトムス物質の一部105aを反応装置90に再
循環させ、524℃（975゜F）より低い沸点の物質への水
素化転化を少なくとも約90容量％、好ましくは92〜98容
量％のように改善することができるのが好ましい。
石油水素化転化方法に対する中間超臨界抽出段階の利
点は、非常に有効なRCRおよび金属除去を第２分離器−
抽出器38でその場で達成することである。かくして、第
２段階反応装置90への供給原料のRCR物質および金属含
量が低いので、第２段階反応装置の触媒活性および生成
物の品質が著しく改善される。
この発明を石油水素化転化の以下の実施例によりさら
に詳細に説明するが、これらによつてこの発明の範囲が
限定されるものではない。
実施例１ 約20重量％のRCR、0.075重量％の全金属を含有する石
油残油供給原料物質を水素とともに沸騰触媒床反応装置
を有する接触水素化転化方法に供給した。得られた水素
化流出液物質を反応装置から相分離器に送り、これから
液体留分を回収し、冷却して第２分離器−抽出器を送つ
た。超臨界状件にある炭化水素溶媒蒸気留分を第２分離
器の液体に加えて、その中の炭化水素液体留分を溶解抽
出し、重質アスフアルテンおよび金属含有化合物の有効
な分離を行なつた。得られた抽出蒸気を回収し、一層低
圧でフラツシユして、抽出段階に再循環させる所望の溶
媒留分を回収し、得られた液体留分を回収し、蒸留して
所望の液体生成物を得た。
この超臨界蒸気抽出運転の結果を表１に示す。
上記結果に基づき、第２分離器内で超臨界蒸気による
抽出後、RCRおよび金属含有化合物がほとんど除かれる
ので、この分離器を出る流出蒸気流は約２重量％未満の
RCR物質および50ppm未満の金属含量を含有するというこ
とが注目される。分離器ボトムス流は、反応装置流出液
流中のほとんどすべてのRCRおよび金属を含有する。
実施例２ 約20重量％のRCR物質および0.075重量％の全金属を含
有する石油減圧蒸留残油物質を水素とともに、２段階接
触水素化転化方法の第１段階沸騰触媒床反応装置に供給
した。得られた水素化流出液物質を反応装置から熱相分
離器に送り、これから液体留分を回収し、冷却し第２分
離器−抽出器に送つた。超臨界状件にある炭化水素溶媒
蒸気留分を第２分離器内の液体に加えて、その中の炭化
水素液体留分を溶解抽出し、重質アスフアルテンおよび
金属含有化合物を分離した。得られた抽出蒸気を回収
し、一層低圧でフラツシユして抽出段階に再循環させる
所望の溶媒留分を回収した。得られた液体留分物質を回
収し、熱分離器からの蒸気留分と合わせ、第２接触反応
装置に送りさらに水素化転化反応を行ない、次いで相分
離および蒸留段階に送つた。
この超臨界抽出運転の結果を表２に示す。
上記結果にもとづき、第２分離器においてRCRおよび
金属含有化合物がほとんど除かれるので、この分離器を
出る流出蒸気流は約8.0重量％未満のRCR物質および約80
ppm以下の金属を含むということが注目される。分離器
ボトムス流は、反応装置流出液流中のほとんどすべての
RCRおよび金属を含有する。
【図面の簡単な説明】
第１図はこの発明に従う液体留分の超臨界蒸気抽出を用
いる、炭化水素液体の水素化転化方法の工程図、 第２図は２段階水素化転化反応帯域およびこの２段階の
間に設けた別の超臨界蒸気抽出段階を用いるこの発明の
他の例を示す工程図、 第３図はこの発明に従う、二つの反応段階の間に設けた
超臨界蒸気抽出段階を有する、２段階の接触反応を有す
る石油水素化転化方法を示す工程図である。 12……圧縮機、14……予熱器 16……予熱器、18……中央下降導管 19……再循環ポンプ、20……沸騰床接触反応装置 21……入口整流板兼触媒支持格子 22……触媒床、22a……固体界面 23……蒸気空間、23a……液体準位 25……入口接続手段、26……回収手段 27a……冷却器、28……相分離器（第１分離器） 29……ガス状部分、30……熱交換器 32……ガス／液体相分離器、33……液体留分 34……ガス精製段階、35a……圧縮機 36……液体留分、37……熱交換器 38……第２分離器、39……RCRおよび金属を含有する流
れ 40……超臨界溶媒蒸気留分、42……フラツシユ槽 43a……冷却器、46……第２フラツシユ槽 47a……冷却器、50……精留塔 54……圧縮機、55a……熱交換器 58……減圧蒸留器、60……第１相分離器 62……液体留分、64……第２分離器 66……フラツシユ槽、68a……冷却器 69……圧縮機、71……圧縮機 74……第２接触反応装置、76……相分離器 78……冷却器、80……相分離器 84……精留装置、88……減圧蒸留装置 90……第２反応装置、92……冷却器 94……相分離器、96……水素精製系 100……ハイドロクラツカー、102……精留装置。

Claims (9)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】約524℃（975゜F）より高い標準沸点の物
    質少なくとも約50容量％を含有する重質炭化水素液体供
    給原料の高水素化転化により一層低い沸点の炭化水素液
    体およびガス生成物を製造し、且つその際水素化転化後
    に供給原料中に残留するラムスボトム残留炭素（RCR）
    物質および金属含有化合物を液体留分から超臨界溶媒抽
    出により除く炭化水素液体の水素化転化方法において、 前記方法が、 （ａ） 沸騰触媒床を含み416〜460℃（780〜860゜F）
    の温度と70〜352kg/cm2ゲージ圧（1000〜5000psig）の
    水素分圧に維持した反応帯域に炭化水素液体供給原料を
    水素とともに供給して液相水素化転化反応を行ないガス
    および液体留分の混合物を含有する水素化転化された流
    出物質を与え； （ｂ） 前記炭化水素流出物質を第１分離帯域でガス留
    分および液体留分物質に分離し； （ｃ） 前記液体留分を、第２分離帯域中の前記液体留
    分に加えられる溶媒蒸気の臨界温度より高い温度に維持
    された第２分離帯域に送って炭化水素液体留分を溶解抽
    出し、RCR物質および金属含有化合物残留物を残存抽出
    蒸気からほとんど分離し、前記溶媒蒸気は121〜232℃
    （250〜450゜F）の標準沸点を有し； （ｄ） 前記残留物を少量の高沸点残油とともに前記第
    ２分離帯域から回収し； （ｅ） 超臨界溶媒蒸気および溶解液体を含有する残存
    抽出蒸気を前記第２分離帯域から回収し圧力を減じ軽質
    溶媒留分を残存重質液体留分から分離し； （ｆ） 前記軽質溶媒蒸気留分の一部を前記第２分離帯
    域に再循環させてこの帯域に加える超臨界溶媒蒸気を供
    給し；および （ｇ） 前記溶媒留分の残りの部分および液体留分を蒸
    留して炭化水素液体およびガス生成物を生成し、前記炭
    化水素溶液およびガス生成物を回収することを特徴とす
    る炭化水素液体の水素化転化方法。
  2. 【請求項２】前記超臨界溶媒蒸気が取り出され、且つ前
    記蒸気が前記第２分離帯域内の液体温度より８〜28℃
    （15〜50゜F）低い臨界温度を有する特許請求の範囲第
    １項記載の方法。
  3. 【請求項３】前記超臨界溶媒蒸気留分を前記第２分離帯
    域中の液体に１〜5/1の重量比の範囲で加える特許請求
    の範囲第１項記載の方法。
  4. 【請求項４】前記液体留分を第１および第２分離帯域の
    間で冷却して前記第２分離帯域を前記第１分離帯域より
    11〜45℃（20〜80゜F）低い温度で運転するようにする
    特許請求の範囲第１項記載の方法。
  5. 【請求項５】前記反応帯域を421〜454℃（790〜850゜
    F）の温度および84〜211kg/cm2ゲージ圧（1200〜3000ps
    ig）の水素分圧に維持する特許請求の範囲第４項記載の
    方法。
  6. 【請求項６】前記重質炭化水素液体供給原料が10〜22重
    量％のRCR物質および少なくとも0.02重量％の全金属を
    含む石油残湯物質である特許請求の範囲第１項記載の方
    法。
  7. 【請求項７】前記第２分離帯域に加える前記溶媒蒸気の
    少なくとも一部を前記第１分離帯域で凝縮させ前記第２
    分離帯域中に排出させる特許請求の範囲第１項記載の方
    法。
  8. 【請求項８】約524℃（975゜F）より高い標準沸点の物
    質少なくとも約50容量％を含有する重質炭化水素液体供
    給原料の高水素化転化により一層低い沸点の炭化水素液
    体およびガス生成物を製造し、且つその際残留するラム
    スボトム残留炭素（RCR）物質および金属含有化合物を
    液体留分から超臨界溶媒抽出により除く炭化水素液体の
    水素化転化方法において、 前記方法が、 （ａ） 沸騰触媒床（22）を含み、416〜460℃（780〜8
    60゜F）の温度と70〜352kg/cm2ゲージ圧（1000〜5000ps
    ig）の水素分圧に維持した第１反応帯域（20）に炭化水
    素液体供給原料（10）を水素（13）とともに供給して液
    相水素化転化反応を行いガスおよび液体留分の混合物を
    含有する水素化転化された流出物質（27）を与え； （ｂ） 前記炭化水素流出物質（27）を第１分離帯域
    （60）で分離してガス留分（61）および液体留分（62）
    を提供し； （ｃ） 前記液体留分（62）を、第２分離帯域中の前記
    液体留分（62）に加えられる溶媒蒸気（68）の臨界温度
    より高い温度に維持された第２分離帯域（64）に送って
    炭化水素液体留分（62）を溶解抽出し、RCR物質および
    金属含有化合物残留物を残存抽出蒸気からほとんど分離
    し、前記溶媒蒸気は121〜232℃（250〜450゜F）の標準
    沸点を有し； （ｄ） 前記金属含有残留物（65）を少量の高沸点残油
    とともに前記第２分離帯域（64）から回収し； （ｅ） 超臨界溶媒蒸気および溶解液体を含有する残存
    抽出蒸気（63）を前記第２分離帯域（64）から回収し圧
    力を減じ軽質溶媒留分（67、68）を残存重質液体留分
    （70）から分離し； （ｆ） 前記軽質溶媒蒸気留分の一部（68）を前記第２
    分離帯域（64）に再循環させてこの帯域に加える超臨界
    溶媒蒸気を供給し； （ｇ） 前記第１分離帯域（60）からの前記ガス留分
    （61）並びに前記第２分離帯域（64）からの前記軽質溶
    媒留分（67）および前記液体留分（70）の一部を水素
    （73）とともに第２接触反応帯域（74）に送りさらに水
    素化転化反応を行なって蒸気および液体留分を含む第２
    流出物質（75）を提供し； （ｈ） 前記第２流出流を蒸気（77）および液体（79、
    82）留分に分離し、前記液体留分（82、79）を精留し、
    液体留分（70）の残りの部分（70a）および精留装置ボ
    トムス液体流（87）を蒸留して増加した収量の低沸点炭
    化水素液体およびガス生成物を形成し、炭化水素液体お
    よびガス生成物を回収することを特徴とする石油残油の
    水素化転化方法。
  9. 【請求項９】約524℃（975゜F）より高い標準沸点の物
    質少なくとも約50容量％を含有する石油残油供給原料の
    高水素化転化により一層低い沸点の炭化水素液体および
    ガス生成物を製造し、且つその際ラムスボトム残留炭素
    （RCR）物質および金属含有化合物を液体留分から超臨
    界溶媒抽出により除く石油残油供給原料の高水素化転化
    方法において、 前記方法が、 （ａ） 416〜460℃（780〜860゜F）の温度と70〜352kg
    /cm2ゲージ圧（1000〜5000psig）の水素分圧に維持さ
    れ、沸騰触媒床（22）を有する反応帯域（20）に10〜22
    重量％のRCR物質および少なくとも0.02重量％の全金属
    を含む石油残油供給原料（10）を水素（13）とともに供
    給して液相水素化転化反応を行ないガスおよび液体留分
    の混合物を含有する水素化転化された流出物質（27）を
    与え； （ｂ） 前記炭化水素流出物質（27）を第１分離帯域
    （28）でガス留分（29）および液体留分（36）に分離
    し； （ｃ） 前記液体留分（36）を冷却しこれを第２分離帯
    域（38）に送り溶媒蒸気を加えこの帯域の温度をこの帯
    域（38）内の前記液体留分（36）に加える121〜232℃
    （250〜450゜F）の標準沸点範囲を有する溶媒蒸気の臨
    界温度より８〜28℃（15〜50゜F）高い温度に維持して
    ほとんどすべての炭化水素液体留分溶解抽出しその中で
    RCR物質および金属含有化合物残留物を残存抽出蒸気か
    らほとんど分離し； （ｄ） 前記金属含有残留物を少量の高沸点残油（39）
    とともに前記第２分離帯域（38）から回収し、前記金属
    含有残留物を反応帯域（20）に再循環し； （ｅ） 超臨界溶媒蒸気および溶解液体を含有する残存
    抽出蒸気（41）を前記第２分離帯域（38）から回収し圧
    力を減じ軽質溶媒留分（43）を残存液体留分（44）から
    分離し； （ｆ） 前記軽質溶媒留分（43）の一部（43b）を前記
    第２分離帯域（38）に再循環させてこれに加える超臨界
    溶媒蒸気を供給し； （ｇ） 前記軽質溶媒部留分（43）の残部と重質液体留
    分（44）を合わせてこの合体した流れを水素（73a）と
    ともに393〜438℃（740〜820゜F）の温度と105〜197kg/
    cm2ゲージ圧（1500〜2800psig）の水素分圧に維持した
    第２接触反応帯域（90）に送りさらに水素化転化と脱硫
    反応を行なって液体およびガス留分を含有する炭化水素
    流出物質（91）を与え； （ｈ） 前記炭化水素流出物質（91）を第３分離帯域
    （94）でガス留分（93）および液体留分（95）に分離
    し；および （ｉ） 炭化水素液体およびガス生成物を回収すること
    を特徴とする石油残油の水素化転化方法。
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2001082518A1 (fr) * 2000-04-24 2001-11-01 Temco Japan Co., Ltd. Brouillage d'un dispositif sans fil

Families Citing this family (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3442506A1 (de) * 1984-11-22 1986-05-22 Union Rheinische Braunkohlen Kraftstoff AG, 5000 Köln Verfahren zur aufarbeitung von kohlenstoff enthaltenden abfaellen und biomasse
US4778586A (en) * 1985-08-30 1988-10-18 Resource Technology Associates Viscosity reduction processing at elevated pressure
FR2586938B1 (fr) * 1985-09-06 1989-10-20 Commissariat Energie Atomique Procede et dispositif pour l'extraction de constituants par un fluide supercritique
FR2588877B1 (fr) * 1985-10-17 1988-01-15 Inst Francais Du Petrole Procede de desasphaltage comportant une recuperation d'energie lors de la separation huile desasphaltee-solvant de desasphaltage
US4818371A (en) * 1987-06-05 1989-04-04 Resource Technology Associates Viscosity reduction by direct oxidative heating
US4808289A (en) * 1987-07-09 1989-02-28 Amoco Corporation Resid hydrotreating with high temperature flash drum recycle oil
FR2764902B1 (fr) * 1997-06-24 1999-07-16 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape de conversion en lit bouillonnant et une etape d'hydrocraquage
US7034084B2 (en) * 2002-07-08 2006-04-25 Bridgestone Corporation Process and apparatus for the hydrogenation of polymers under supercritical conditions
US7809538B2 (en) 2006-01-13 2010-10-05 Halliburton Energy Services, Inc. Real time monitoring and control of thermal recovery operations for heavy oil reservoirs
US7832482B2 (en) 2006-10-10 2010-11-16 Halliburton Energy Services, Inc. Producing resources using steam injection
US7770643B2 (en) 2006-10-10 2010-08-10 Halliburton Energy Services, Inc. Hydrocarbon recovery using fluids
JP5852749B2 (ja) 2011-12-22 2016-02-03 ユーオーピー エルエルシー Ｕｚｍ−３９アルミノシリケートゼオライトを用いた芳香族化合物の転化反応
CN104379505A (zh) 2011-12-22 2015-02-25 环球油品公司 Uzm-39硅铝酸盐沸石
WO2013096072A2 (en) 2011-12-22 2013-06-27 Uop Llc Layered conversion synthesis of zeolites
US8609921B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Aromatic transalkylation using UZM-44 aluminosilicate zeolite
WO2014093416A1 (en) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Dehydrocyclodimerization using uzm-39 aluminosilicate zeolite
US8623321B1 (en) 2012-12-12 2014-01-07 Uop Llc UZM-44 aluminosilicate zeolite
WO2014093467A1 (en) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Conversion of methane to aromatic compounds using a catalytic composite
US8609911B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Catalytic pyrolysis using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8889939B2 (en) 2012-12-12 2014-11-18 Uop Llc Dehydrocyclodimerization using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8618343B1 (en) 2012-12-12 2013-12-31 Uop Llc Aromatic transalkylation using UZM-39 aluminosilicate zeolite
US8609910B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Catalytic pyrolysis using UZM-39 aluminosilicate zeolite
WO2014093440A1 (en) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Conversion of methane to aromatic compounds using uzm-44 aluminosilicate zeolite
US8609919B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Aromatic transformation using UZM-44 aluminosilicate zeolite
CA2972203C (en) 2017-06-29 2018-07-17 Exxonmobil Upstream Research Company Chasing solvent for enhanced recovery processes
CA2974712C (en) 2017-07-27 2018-09-25 Imperial Oil Resources Limited Enhanced methods for recovering viscous hydrocarbons from a subterranean formation as a follow-up to thermal recovery processes
CA2978157C (en) 2017-08-31 2018-10-16 Exxonmobil Upstream Research Company Thermal recovery methods for recovering viscous hydrocarbons from a subterranean formation
KR102201310B1 (ko) * 2017-09-12 2021-01-11 주식회사 엘지화학 용매 분리방법 및 분리장치
CA2983541C (en) 2017-10-24 2019-01-22 Exxonmobil Upstream Research Company Systems and methods for dynamic liquid level monitoring and control
JP6849574B2 (ja) * 2017-11-07 2021-03-24 株式会社神戸製鋼所 混合装置

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4354922A (en) 1981-03-31 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Processing of heavy hydrocarbon oils

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2875149A (en) * 1955-11-18 1959-02-24 Texas Co Treatment of residual asphaltic oils with light hydrocarbons
US2847353A (en) * 1955-12-30 1958-08-12 Texas Co Treatment of residual asphaltic oils with light hydrocarbons
US2943050A (en) * 1957-12-03 1960-06-28 Texaco Inc Solvent deasphalting
US3507777A (en) * 1968-01-25 1970-04-21 Exxon Research Engineering Co Cracking process
JPS5410539A (en) * 1977-06-24 1979-01-26 Matsushita Electric Works Ltd Door
US4358365A (en) * 1981-04-24 1982-11-09 Uop Inc. Conversion of asphaltene-containing charge stocks

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4354922A (en) 1981-03-31 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Processing of heavy hydrocarbon oils

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2001082518A1 (fr) * 2000-04-24 2001-11-01 Temco Japan Co., Ltd. Brouillage d'un dispositif sans fil

Also Published As

Publication number Publication date
JPS59193990A (ja) 1984-11-02
CA1226236A (en) 1987-09-01
US4478705A (en) 1984-10-23
MX164692B (es) 1992-09-17

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