JP2743280B2 - 水素処理された流出物の流れの分離方法 - Google Patents
水素処理された流出物の流れの分離方法Info
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- JP2743280B2 JP2743280B2 JP1075273A JP7527389A JP2743280B2 JP 2743280 B2 JP2743280 B2 JP 2743280B2 JP 1075273 A JP1075273 A JP 1075273A JP 7527389 A JP7527389 A JP 7527389A JP 2743280 B2 JP2743280 B2 JP 2743280B2
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- C10G49/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen-generating compounds, not provided for in a single one of groups C10G45/02, C10G45/32, C10G45/44, C10G45/58 or C10G47/00
- C10G49/22—Separation of effluents
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Description
【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は水素処理された流出物の流れの分離方法に関
するものである。
するものである。
石油精製技術においては、一般に、意図されたプロセ
スが遂行された後に分離する必要がある多くの生成物が
得られる。水素の存在下で遂行される精製プロセスの場
合には、通常そのプロセスの反応段階に再循環される水
素の除去および回収に付随する問題が存在する。それ
故、水素処理された張込油の反応器流出物は、常態で気
体の生成物、常態で液体の生成物および未転化の張込油
の他に、いつも水素を含んでいる。
スが遂行された後に分離する必要がある多くの生成物が
得られる。水素の存在下で遂行される精製プロセスの場
合には、通常そのプロセスの反応段階に再循環される水
素の除去および回収に付随する問題が存在する。それ
故、水素処理された張込油の反応器流出物は、常態で気
体の生成物、常態で液体の生成物および未転化の張込油
の他に、いつも水素を含んでいる。
反応器流出物の分離の点に対して長年にわたり、多く
の注意が払われてきた。反応器の流出物は通常比較的高
い圧力（適用される水素転化プロセスの種類によって20
バールという低い圧力から200バールを越える圧力まで
変化する）およびかなり高い温度（水素転化プロセスの
種類によって150℃という低い温度から400℃を越す温度
まで変化する）において得られるので、関係する装置全
体の注意深い制御と熱収支の利用が非常に重要であるこ
とは明らかである。
の注意が払われてきた。反応器の流出物は通常比較的高
い圧力（適用される水素転化プロセスの種類によって20
バールという低い圧力から200バールを越える圧力まで
変化する）およびかなり高い温度（水素転化プロセスの
種類によって150℃という低い温度から400℃を越す温度
まで変化する）において得られるので、関係する装置全
体の注意深い制御と熱収支の利用が非常に重要であるこ
とは明らかである。
概して流出物分離プロセス／水素回収の技術の現状
は、所謂４つのセパレータ系を中心にして開発されてお
り、この系はホットセパレータ（高温高圧で運転され
る）、コールドセパレータ（高圧低温で運転される）、
ホットフラッシュ（高温低圧で運転される）およびコー
ルドフラッシュ（低温低圧で運転される）からなる。セ
パレータ系に関する従来技術の探究は、1979年に発行さ
れた米国特許第4,159,937号明細書に開示されている。
は、所謂４つのセパレータ系を中心にして開発されてお
り、この系はホットセパレータ（高温高圧で運転され
る）、コールドセパレータ（高圧低温で運転される）、
ホットフラッシュ（高温低圧で運転される）およびコー
ルドフラッシュ（低温低圧で運転される）からなる。セ
パレータ系に関する従来技術の探究は、1979年に発行さ
れた米国特許第4,159,937号明細書に開示されている。
本明細書では、1968年に発行された米国特許第3,402,
122号明細書が参照されており、その中には、ブラック
オイル反応生成物の流出物から吸収媒体を回収するため
に用いられる４つのセパレータの構想が詳しく開示され
ている。顕著な特色は、ホットフラッシュ凝縮液の受器
によって、凝縮したホットフラッシュ蒸気から吸収媒体
を回収することばかりでなく、コールドセパレータを使
用して分離した後に反応器へ再循環させる水素の濃度を
増大させるために、コールドフラッシュから得られるコ
ールドフラッシュ液を上記コールドセパレータ中に導入
することを包含している。
122号明細書が参照されており、その中には、ブラック
オイル反応生成物の流出物から吸収媒体を回収するため
に用いられる４つのセパレータの構想が詳しく開示され
ている。顕著な特色は、ホットフラッシュ凝縮液の受器
によって、凝縮したホットフラッシュ蒸気から吸収媒体
を回収することばかりでなく、コールドセパレータを使
用して分離した後に反応器へ再循環させる水素の濃度を
増大させるために、コールドフラッシュから得られるコ
ールドフラッシュ液を上記コールドセパレータ中に導入
することを包含している。
さらに、４つのセパレータを使用する類似の分離技術
に関する米国特許第3,371,029号明細書もその中に引用
されている。ホットセパレータの液相がホットフラッシ
ュ帯域中を通過する間に、ホットセパレータの蒸気は凝
縮されてコールドセパレータ中に導入される。ホットフ
ラッシュ帯域の蒸気は凝縮され、コールドセパレータの
液相と混合され、そしてコールドフラッシュ帯域中に導
入される。コールドセパレータを使用して分離される水
素の量を増大させるために、コールドフラッシュの液相
の一部がコールドセパレータへ再循環される。コールド
フラッシュ液相の残りはホットフラッシュの液相と混合
されてから、所望の生成物を回収するために分留され
る。
に関する米国特許第3,371,029号明細書もその中に引用
されている。ホットセパレータの液相がホットフラッシ
ュ帯域中を通過する間に、ホットセパレータの蒸気は凝
縮されてコールドセパレータ中に導入される。ホットフ
ラッシュ帯域の蒸気は凝縮され、コールドセパレータの
液相と混合され、そしてコールドフラッシュ帯域中に導
入される。コールドセパレータを使用して分離される水
素の量を増大させるために、コールドフラッシュの液相
の一部がコールドセパレータへ再循環される。コールド
フラッシュ液相の残りはホットフラッシュの液相と混合
されてから、所望の生成物を回収するために分留され
る。
米国特許第4,159,937号明細書に記載された方法は、
付加的な熱交換器によってコールドセパレータの液相温
度を上昇させ、そしてその液相をそれよりも幾分温かい
コールドフラッシュ帯域（第三分離帯域という）中に導
入する４つのセパレータ系を基にしていることが当然注
目される。このような「ウォームフラッシュ（warm fla
sh）」の使用は、回収段階中に貴重な水素の損失を減ら
すために、ホットセパレータの蒸気相と混合した後で、
かつ混合した流れに熱交換処理を施す前に、第三の分離
帯域から液相の少なくとも一部がコールドセパレータ
（第二分離帯域）へ再循環するのを許す。
付加的な熱交換器によってコールドセパレータの液相温
度を上昇させ、そしてその液相をそれよりも幾分温かい
コールドフラッシュ帯域（第三分離帯域という）中に導
入する４つのセパレータ系を基にしていることが当然注
目される。このような「ウォームフラッシュ（warm fla
sh）」の使用は、回収段階中に貴重な水素の損失を減ら
すために、ホットセパレータの蒸気相と混合した後で、
かつ混合した流れに熱交換処理を施す前に、第三の分離
帯域から液相の少なくとも一部がコールドセパレータ
（第二分離帯域）へ再循環するのを許す。
米国特許第3,586,619号明細書に記載された方法にお
いては、熱分解プロセスのための装入原料としてホット
セパレータの液相を使用する前に、その液相中にかなり
の量の水素を溶解させることを目指している条件の下で
運転されるホットセパレータの蒸気相へ向かうコールド
フラッシュ帯域から出た液体の再循環の流れが使用され
る。これを成し遂げるためには、ホットセパレータを幾
分高い温度で運転しなければならないものと考えられ
る。
いては、熱分解プロセスのための装入原料としてホット
セパレータの液相を使用する前に、その液相中にかなり
の量の水素を溶解させることを目指している条件の下で
運転されるホットセパレータの蒸気相へ向かうコールド
フラッシュ帯域から出た液体の再循環の流れが使用され
る。これを成し遂げるためには、ホットセパレータを幾
分高い温度で運転しなければならないものと考えられ
る。
やはり米国特許第4,159,937号明細書中に引用されて
いる米国特許第3,371,030号明細書には、真空塔と連係
して運転されるホットセパレータ、コールドセパレータ
およびホットフラッシュ帯域（メッシュブランケットが
備えられている）が記載されている。真空塔から回収し
た重質の真空蒸留ガスオイルは、洗浄油として作用させ
るために、メッシュブランケットの上でホットフラッシ
ュ帯域中に再導入される。コールドセパレータの液体は
ホットフラッシュ蒸気と混合されてから、そのプロセス
の製品として回収される。
いる米国特許第3,371,030号明細書には、真空塔と連係
して運転されるホットセパレータ、コールドセパレータ
およびホットフラッシュ帯域（メッシュブランケットが
備えられている）が記載されている。真空塔から回収し
た重質の真空蒸留ガスオイルは、洗浄油として作用させ
るために、メッシュブランケットの上でホットフラッシ
ュ帯域中に再導入される。コールドセパレータの液体は
ホットフラッシュ蒸気と混合されてから、そのプロセス
の製品として回収される。
上に述べたことから、関係するセパレータ段階の温度
および圧力について要求される条件を最適にすることは
別として、水素の溶解損失を最小限に抑える可能性に対
して多くの注目が集められてきており、そしてこの損失
がコールドフラッシュ帯域あるいは、好ましくはウォー
ムフラッシュ帯域のいずれかを経て、コールドセパレー
タの液相の一部をコールドセパレータ帯域へ再循環させ
ることによって達成できることは明らかである。しかし
ながら、水素に富む洗浄油の再循環は、なお、機械設
備、必要とするエネルギーおよび処理しようとする大量
の流れを収容するための大規模のセパレータ容器におい
て避けることができない費用の増大を招くかなりの大き
さの洗浄油ポンプを必要とする。
および圧力について要求される条件を最適にすることは
別として、水素の溶解損失を最小限に抑える可能性に対
して多くの注目が集められてきており、そしてこの損失
がコールドフラッシュ帯域あるいは、好ましくはウォー
ムフラッシュ帯域のいずれかを経て、コールドセパレー
タの液相の一部をコールドセパレータ帯域へ再循環させ
ることによって達成できることは明らかである。しかし
ながら、水素に富む洗浄油の再循環は、なお、機械設
備、必要とするエネルギーおよび処理しようとする大量
の流れを収容するための大規模のセパレータ容器におい
て避けることができない費用の増大を招くかなりの大き
さの洗浄油ポンプを必要とする。
驚くべきことに、ホットセパレータを特定の条件下で
運転するときには、洗浄油（再循環）の流れを使用しな
いで４つのセパレータ系を運転することができ、その結
果水素溶液の損失を著しく低減できることがここに発見
された。本発明によるセパレータの運転はまた、優れた
熱の統合体系をもたらし、そしてこの体系は一般に装置
の熱交換に必要な熱交換表面積を減少させる。
運転するときには、洗浄油（再循環）の流れを使用しな
いで４つのセパレータ系を運転することができ、その結
果水素溶液の損失を著しく低減できることがここに発見
された。本発明によるセパレータの運転はまた、優れた
熱の統合体系をもたらし、そしてこの体系は一般に装置
の熱交換に必要な熱交換表面積を減少させる。
したがって本発明は、水素の存在の下に昇温昇圧下で
遂行される炭化水素質装入原料の処理から生ずる水素、
常態で液体の炭化水素質成分および常態で気体の炭化水
素質成分を含む混合相の炭化水素質流出物を多段セパレ
ータ系で分離する方法において、この方法が、 ｉ）第一の分離帯域において前記流出物を第一の液相
（L1）および第一の蒸気相（V1）に分離し、 ii）得られた第一の蒸気相を25〜85℃の温度に冷却して
から、その冷却された蒸気相を、実質的に第一の分離帯
域の圧力に維持されている第二の分離帯域において、第
二の液相（L2）および第二の水素富有蒸気相（V2）に分
離し、 iii）実質的に第一の分離帯域の温度に維持されている
第三の分離帯域において、前記第一の液相を、60バール
よりも低い圧力において、第三の液相（L3）および第三
の蒸気相（V3）に分離し、次いで iv）実質的に第二の分離帯域の温度に維持されている第
四の分離帯域において、前記第二の液相を、60バールよ
りも低い圧力において、少なくとも一部が生成物として
回収される第四の液相（L4）および第四の蒸気相（V4）
に分離し、そして以上の方法において前記第一の分離帯
域を、200〜350℃の温度の下に、かつ前記流出物のうち
の25〜75重量％が第一の蒸気相（V1）の形で得られるよ
うな方法で運転することによって、遂行される前記分離
方法に関するものである。
遂行される炭化水素質装入原料の処理から生ずる水素、
常態で液体の炭化水素質成分および常態で気体の炭化水
素質成分を含む混合相の炭化水素質流出物を多段セパレ
ータ系で分離する方法において、この方法が、 ｉ）第一の分離帯域において前記流出物を第一の液相
（L1）および第一の蒸気相（V1）に分離し、 ii）得られた第一の蒸気相を25〜85℃の温度に冷却して
から、その冷却された蒸気相を、実質的に第一の分離帯
域の圧力に維持されている第二の分離帯域において、第
二の液相（L2）および第二の水素富有蒸気相（V2）に分
離し、 iii）実質的に第一の分離帯域の温度に維持されている
第三の分離帯域において、前記第一の液相を、60バール
よりも低い圧力において、第三の液相（L3）および第三
の蒸気相（V3）に分離し、次いで iv）実質的に第二の分離帯域の温度に維持されている第
四の分離帯域において、前記第二の液相を、60バールよ
りも低い圧力において、少なくとも一部が生成物として
回収される第四の液相（L4）および第四の蒸気相（V4）
に分離し、そして以上の方法において前記第一の分離帯
域を、200〜350℃の温度の下に、かつ前記流出物のうち
の25〜75重量％が第一の蒸気相（V1）の形で得られるよ
うな方法で運転することによって、遂行される前記分離
方法に関するものである。
本発明は特に、流出物のうちの40〜60重量％が第一の
蒸気相（V1）の形で得られるように、第一の分離帯域を
運転する、混合相の炭化水素質流出物の分離方法に関す
るものである。
蒸気相（V1）の形で得られるように、第一の分離帯域を
運転する、混合相の炭化水素質流出物の分離方法に関す
るものである。
特定のどの理論にも拘束されないことを望んで言え
ば、常態で液体の流出物の幾分多い量を第一の蒸気相
（V1）内に導入すると、洗浄油を必要としないで第二の
蒸気相（V2）中で回収できる水素の量に極めて有益な効
果が得られ、第四のセパレータ中で生成させるべき洗浄
油の実質的な量に影響を及ぼさないものと考えられる。
ば、常態で液体の流出物の幾分多い量を第一の蒸気相
（V1）内に導入すると、洗浄油を必要としないで第二の
蒸気相（V2）中で回収できる水素の量に極めて有益な効
果が得られ、第四のセパレータ中で生成させるべき洗浄
油の実質的な量に影響を及ぼさないものと考えられる。
本発明の混合相分離方法を施すべき流出物は、中間留
出油範囲および／またはそれを越える沸点範囲を有し、
かつ本発明方法を使用することによって分離できる少な
くとも幾種かの生成物を生ずるあらゆる水素転化プロセ
スによって得ることができる。好適な流出物は、原油、
常圧蒸留留出油、真空蒸留留出油、脱アスファルト油お
よびタールサンド並びに頁岩油に由来する油のような炭
化水素質装入原料の接触水素転化によって得られる流出
物からなる。
出油範囲および／またはそれを越える沸点範囲を有し、
かつ本発明方法を使用することによって分離できる少な
くとも幾種かの生成物を生ずるあらゆる水素転化プロセ
スによって得ることができる。好適な流出物は、原油、
常圧蒸留留出油、真空蒸留留出油、脱アスファルト油お
よびタールサンド並びに頁岩油に由来する油のような炭
化水素質装入原料の接触水素転化によって得られる流出
物からなる。
一般に、水素転化および水添分解は、本発明にしたが
って処理すべき流出物を生成させるのに適したプロセス
である。所望ならば、主要な水素転化プロセスまたは水
添分解プロセスに先立って、（水添）脱金属および／ま
たは（水添）脱硫を遂行してもよい。また、水素仕上受
プロセス流の流出物は本発明方法を利用して都合よく仕
上げることができる。
って処理すべき流出物を生成させるのに適したプロセス
である。所望ならば、主要な水素転化プロセスまたは水
添分解プロセスに先立って、（水添）脱金属および／ま
たは（水添）脱硫を遂行してもよい。また、水素仕上受
プロセス流の流出物は本発明方法を利用して都合よく仕
上げることができる。
水素転化プロセスおよび水添分解プロセスは、触媒の
使用と昇温昇圧下における水素の存在を含むようなプロ
セスについて、通常の条件下で遂行できる。所望の生成
物の種類に応じて、処理条件を調整することができる。
通常の運転条件は250〜450℃の温度および35〜200バー
ルの圧力、好ましくは300〜425℃の温度および45〜175
バールの圧力からなる。
使用と昇温昇圧下における水素の存在を含むようなプロ
セスについて、通常の条件下で遂行できる。所望の生成
物の種類に応じて、処理条件を調整することができる。
通常の運転条件は250〜450℃の温度および35〜200バー
ルの圧力、好ましくは300〜425℃の温度および45〜175
バールの圧力からなる。
水素転化プロセスおよび／または水添分解プロセス
は、一般に適当な担体上に元素の周期律表の第Ｖ族、第
VI族または第VIII族の１種または２種以上の金属化合物
を含む適当な触媒を使用することによって遂行すること
ができる。好適な金属の例はコバルト、ニッケル、モリ
ブデンおよびタングステンを包含している。特に第VI族
および第VIII族の金属からなる金属の組合せを好都合に
使用することができる。
は、一般に適当な担体上に元素の周期律表の第Ｖ族、第
VI族または第VIII族の１種または２種以上の金属化合物
を含む適当な触媒を使用することによって遂行すること
ができる。好適な金属の例はコバルト、ニッケル、モリ
ブデンおよびタングステンを包含している。特に第VI族
および第VIII族の金属からなる金属の組合せを好都合に
使用することができる。
金属化合物含有触媒は通常酸化物の形で提供され、そ
の後それは現場以外で、好ましくは現場で、特に実際の
実施条件に似た条件下で遂行できる予備硫化処理を受け
る。金属成分はシリカ、アルミナまたはシリカ−アルミ
ナのような無機の非晶質担体上に存在することができ、
そして含浸、ソーキングおよびコ−マリング（co−mull
ing）を包含する様々な方法によって耐火性酸化物上に
導入することができる。水添分解において使用すべき触
媒は非晶質の型のものであってもよいが、好ましくはゼ
オライト型の種類のものであり得る。特にゼオライトＹ
およびゼオライトＹの最近の変性種は水添分解プロセス
において役立たせるのに極めて満足な材料であることが
証明されている。さらに、前記金属成分は含浸およびイ
オン交換を包含する当該技術で公知のいずれかの方法に
よってゼオライト上に置くことができる。或種の水添分
解プロセスにとっては、このような触媒中に通常存在す
る結合剤に加えて、触媒中でゼオライト以外に非晶質の
シリカ−アルミナ成分を使用することもでき、そして実
際上それが好ましい。
の後それは現場以外で、好ましくは現場で、特に実際の
実施条件に似た条件下で遂行できる予備硫化処理を受け
る。金属成分はシリカ、アルミナまたはシリカ−アルミ
ナのような無機の非晶質担体上に存在することができ、
そして含浸、ソーキングおよびコ−マリング（co−mull
ing）を包含する様々な方法によって耐火性酸化物上に
導入することができる。水添分解において使用すべき触
媒は非晶質の型のものであってもよいが、好ましくはゼ
オライト型の種類のものであり得る。特にゼオライトＹ
およびゼオライトＹの最近の変性種は水添分解プロセス
において役立たせるのに極めて満足な材料であることが
証明されている。さらに、前記金属成分は含浸およびイ
オン交換を包含する当該技術で公知のいずれかの方法に
よってゼオライト上に置くことができる。或種の水添分
解プロセスにとっては、このような触媒中に通常存在す
る結合剤に加えて、触媒中でゼオライト以外に非晶質の
シリカ−アルミナ成分を使用することもでき、そして実
際上それが好ましい。
触媒として活性な材料の量は広い範囲内で変化するこ
とができる。好適には、水素転化および水添分解の触媒
中で0.1ないし40重量％のような多量の金属成分を使用
できる。好適には、水添分解プロセスと、それにつづく
本発明の分離方法のための装入原料として、フラッシュ
された留出油、すなわち原油の常圧蒸留によって得ら
れ、かつ380〜600℃の沸点範囲を有する留出油を使用す
ることができる。勿論、水添分解装置のための装入原料
の一部または全部として、残渣油の転化プロセスを経て
得られた留出油も使用てきる。特にフラッシュされた留
出油と合成留出油との混合物に水添分解操作を好適に施
すことができ、そしてその流出物に本発明の分離方法を
受けさせることができる。
とができる。好適には、水素転化および水添分解の触媒
中で0.1ないし40重量％のような多量の金属成分を使用
できる。好適には、水添分解プロセスと、それにつづく
本発明の分離方法のための装入原料として、フラッシュ
された留出油、すなわち原油の常圧蒸留によって得ら
れ、かつ380〜600℃の沸点範囲を有する留出油を使用す
ることができる。勿論、水添分解装置のための装入原料
の一部または全部として、残渣油の転化プロセスを経て
得られた留出油も使用てきる。特にフラッシュされた留
出油と合成留出油との混合物に水添分解操作を好適に施
すことができ、そしてその流出物に本発明の分離方法を
受けさせることができる。
典型的には、水添分解装置および／または水素転化装
置の流出物は、特有の反応器に適用されるプロセス条件
により昇温昇圧下で使用できるようになる。通常、分離
しようとする流出物は250〜450℃の温度と35〜200バー
ルの圧力を有する。
置の流出物は、特有の反応器に適用されるプロセス条件
により昇温昇圧下で使用できるようになる。通常、分離
しようとする流出物は250〜450℃の温度と35〜200バー
ルの圧力を有する。
反応器から出た流出物は、水素転化プロセスまたは水
添分解プロセスが遂行される圧力およびその反応器の流
出物のうちの25〜75重量％が第一の蒸気相（V1）の形で
利用できるようになる温度において実質的に操作される
第一の分離帯域（熱い高圧セパレータをS1で示す）へ送
られる。好適には、常態で液体である炭化水素質成分の
沸点範囲は400℃を越えない。常態で液体の炭化水素質
成分は大気圧下の25℃に換算したときに液体となる成分
である。
添分解プロセスが遂行される圧力およびその反応器の流
出物のうちの25〜75重量％が第一の蒸気相（V1）の形で
利用できるようになる温度において実質的に操作される
第一の分離帯域（熱い高圧セパレータをS1で示す）へ送
られる。好適には、常態で液体である炭化水素質成分の
沸点範囲は400℃を越えない。常態で液体の炭化水素質
成分は大気圧下の25℃に換算したときに液体となる成分
である。
好ましくは、第一の蒸気相（V1）は375℃を越えない
沸点範囲を有する、常態で液体の炭化水素を含んでい
る。好ましくは、第一の分離帯域は、250〜315℃の温度
および流出物を排出する反応器で使われる圧力において
運転される。適用されるプロセス圧力から僅かにはずれ
ることは許容できるけれども、第一の分離を実質的に同
じ圧力で遂行するのが好ましいことは明らかである。通
常、このような圧力は35〜200バール、好ましくは125〜
175バールの範囲にある。
沸点範囲を有する、常態で液体の炭化水素を含んでい
る。好ましくは、第一の分離帯域は、250〜315℃の温度
および流出物を排出する反応器で使われる圧力において
運転される。適用されるプロセス圧力から僅かにはずれ
ることは許容できるけれども、第一の分離を実質的に同
じ圧力で遂行するのが好ましいことは明らかである。通
常、このような圧力は35〜200バール、好ましくは125〜
175バールの範囲にある。
第一の分離帯域から得られた第一の蒸気相（V1）は、
それをさらに分離するために、通常熱交換によって冷却
した後に、第二の分離帯域（S2）へ送られる。第二の分
離帯域（冷たい高圧セパレータ）は、一般に、第一のセ
パレータと実質的に同じ圧力または実現可能なそれに近
い圧力および25〜85℃の温度において運転される。前述
の方式で第一および第二のセパレータを運転することに
よって、洗浄油（通常、第四の分離帯域から出た液相の
一部を第二の分離帯域へ再循環させることによって供給
される）の必要性をなくす大量の水素を含む第二の蒸気
相（V2）が得られる。
それをさらに分離するために、通常熱交換によって冷却
した後に、第二の分離帯域（S2）へ送られる。第二の分
離帯域（冷たい高圧セパレータ）は、一般に、第一のセ
パレータと実質的に同じ圧力または実現可能なそれに近
い圧力および25〜85℃の温度において運転される。前述
の方式で第一および第二のセパレータを運転することに
よって、洗浄油（通常、第四の分離帯域から出た液相の
一部を第二の分離帯域へ再循環させることによって供給
される）の必要性をなくす大量の水素を含む第二の蒸気
相（V2）が得られる。
分離された水素は、所望ならば再加圧処理が施された
後、流出物を排出する水素転化装置または水添分解装置
へ再循環させるのに十分な純度を有する。その分離され
た水素は、遂行される水素処理の運転条件にしたがって
必要とされる量の水素並びに水素消費型のプロセスにお
ける水素を供給するために水素処理反応器の中で使用さ
れる補給用水素または新鮮な水素と合体させてもよい。
後、流出物を排出する水素転化装置または水添分解装置
へ再循環させるのに十分な純度を有する。その分離され
た水素は、遂行される水素処理の運転条件にしたがって
必要とされる量の水素並びに水素消費型のプロセスにお
ける水素を供給するために水素処理反応器の中で使用さ
れる補給用水素または新鮮な水素と合体させてもよい。
常圧で400℃を越す沸点範囲を有する流出物を含む第
一の液相（L1）は、第一の分離帯域と実質的同じ温度ま
たはこの常態を得るのにエネルギーの添加を必要としな
いで実現できる、前記温度に近い温度および10〜50バー
ルの圧力で運転されている第三の分離帯域（S3）（熱い
低圧セパレータ）へ送られる。所望ならば、場合により
再循環水素および／または新鮮ないしは補給用水素の一
部または全部と共に、第一の液相（L1）の一部を水素処
理反応器へ再循環できることに注目すべきである。この
方式で第三の分離帯域を運転することによって、さらに
処理できるか、あるいは好ましくは、以下に説明される
第四の分離帯域へ入る流れに少なくとも一部送られる第
三の蒸気相（V3）が得られる。また、その後の処理も受
けることができるか、あるいは少なくとも一部が生成物
として回収することができ、そして所望ならば以下に説
明する第四の液相の一部または全部とともに系から集め
ることができる第三の液相（L3）が得られる。
一の液相（L1）は、第一の分離帯域と実質的同じ温度ま
たはこの常態を得るのにエネルギーの添加を必要としな
いで実現できる、前記温度に近い温度および10〜50バー
ルの圧力で運転されている第三の分離帯域（S3）（熱い
低圧セパレータ）へ送られる。所望ならば、場合により
再循環水素および／または新鮮ないしは補給用水素の一
部または全部と共に、第一の液相（L1）の一部を水素処
理反応器へ再循環できることに注目すべきである。この
方式で第三の分離帯域を運転することによって、さらに
処理できるか、あるいは好ましくは、以下に説明される
第四の分離帯域へ入る流れに少なくとも一部送られる第
三の蒸気相（V3）が得られる。また、その後の処理も受
けることができるか、あるいは少なくとも一部が生成物
として回収することができ、そして所望ならば以下に説
明する第四の液相の一部または全部とともに系から集め
ることができる第三の液相（L3）が得られる。
随意に、第三の分離帯域を運転するときに得られる第
三の蒸気相の一部または全部とともに、第二の分離帯域
を運転するときに得られる第二の液相を、第二の分離帯
域と実質的に同じ温度および第三の分離帯域で操作され
るのと実質的に同じ圧力において運転される第四の分離
帯域（S4）（冷たい低圧セパレータ）へ送られる。第四
の分離帯域は好ましくは、25〜85℃の温度および10〜50
バールの圧力において運転される。前述と同じやり方で
第四の分離帯域を運転することによって、製油所の様々
な役割のために使用できる基本的に油とガスとの低圧混
合物からなる第四の蒸気相（V4）および随意に第三の液
相（L3）の一部または全部とともに少なくとも一部が生
成物として回収される第四の液相（L4）が得られる。そ
の生成物はそのままの常態で使用できるか、あるいは蒸
留および水素仕上のような後処理を受けさせることがで
きる。
三の蒸気相の一部または全部とともに、第二の分離帯域
を運転するときに得られる第二の液相を、第二の分離帯
域と実質的に同じ温度および第三の分離帯域で操作され
るのと実質的に同じ圧力において運転される第四の分離
帯域（S4）（冷たい低圧セパレータ）へ送られる。第四
の分離帯域は好ましくは、25〜85℃の温度および10〜50
バールの圧力において運転される。前述と同じやり方で
第四の分離帯域を運転することによって、製油所の様々
な役割のために使用できる基本的に油とガスとの低圧混
合物からなる第四の蒸気相（V4）および随意に第三の液
相（L3）の一部または全部とともに少なくとも一部が生
成物として回収される第四の液相（L4）が得られる。そ
の生成物はそのままの常態で使用できるか、あるいは蒸
留および水素仕上のような後処理を受けさせることがで
きる。
本発明方法に行き渡っている順序および条件が第二の
蒸気相において得られる水素量を増大させるために全く
使用しなくてもよい第四の液相を原則として全部回収す
るのに役立っていることは明らかである。ついで、本発
明を以下の実施例によって説明する。
蒸気相において得られる水素量を増大させるために全く
使用しなくてもよい第四の液相を原則として全部回収す
るのに役立っていることは明らかである。ついで、本発
明を以下の実施例によって説明する。
フラッシュされた留出油装入原料（沸点範囲380〜600
℃）に395℃以下の生成物へ完全に添加される条件下
で、非晶質の型の代表的な水添分解触媒（触媒として活
性な成分としてNi/Wを基本成分としている）の存在下に
水素処理を受けさせる。
℃）に395℃以下の生成物へ完全に添加される条件下
で、非晶質の型の代表的な水添分解触媒（触媒として活
性な成分としてNi/Wを基本成分としている）の存在下に
水素処理を受けさせる。
一段階の水添分解装置から排出された流出物を、154
バールおよび300℃の温度で運転されている熱い高圧セ
パレータ（S1）へ送る。S1において所望の温度に到達さ
せるために、蒸気水添分解装置から出た流出物に熱交換
処理を受けさせる必要が生ずる場合もある。
バールおよび300℃の温度で運転されている熱い高圧セ
パレータ（S1）へ送る。S1において所望の温度に到達さ
せるために、蒸気水添分解装置から出た流出物に熱交換
処理を受けさせる必要が生ずる場合もある。
S1から第一の蒸気相（V1）が得られ、そしてこれは、
S1が操作される圧力に実質的に圧力を維持している熱交
換系へ送られて、その温度が45℃まで低下する。このよ
うに冷却されて、S1へ送られた流出物の59重量％を含む
第一の蒸気相は薬45℃および150バールにおいて運転さ
れている冷たい高圧セパレータ（S2）へ送られる。S2か
らは85容量％を十分越す純度を有する水素に富んだ第二
の蒸気相が抜き出され、そしてこれは、随意に僅かに再
加圧された後、所望ならば新鮮な水素または補給用水素
とともに、水添分解装置へ送られる。
S1が操作される圧力に実質的に圧力を維持している熱交
換系へ送られて、その温度が45℃まで低下する。このよ
うに冷却されて、S1へ送られた流出物の59重量％を含む
第一の蒸気相は薬45℃および150バールにおいて運転さ
れている冷たい高圧セパレータ（S2）へ送られる。S2か
らは85容量％を十分越す純度を有する水素に富んだ第二
の蒸気相が抜き出され、そしてこれは、随意に僅かに再
加圧された後、所望ならば新鮮な水素または補給用水素
とともに、水添分解装置へ送られる。
得られた第一の液相（L1）は一部水添分解装置へ再循
環することができるが、好ましくは、S1と実質的に同じ
温度および約25バールの圧力で運転される熱い低圧セパ
レータ（S3）へおくられる。S3から得られた第三の蒸気
相は以下に説明される第四の分離帯域へ送られる。第三
の液相（L3）は生成物として抜き出すのが好都合であ
る。
環することができるが、好ましくは、S1と実質的に同じ
温度および約25バールの圧力で運転される熱い低圧セパ
レータ（S3）へおくられる。S3から得られた第三の蒸気
相は以下に説明される第四の分離帯域へ送られる。第三
の液相（L3）は生成物として抜き出すのが好都合であ
る。
S2から抜き出された第二の液相（L2）は、第三の蒸気
相（V3）と一緒に冷たい低圧セパレータ（S4）へ送られ
る。S4はS2と実質的に同じ温度およびS3と実質的に同じ
圧力の下で運転される。第四の液相（L4）は、この相を
その後さらに使用するか否かに応じて、随意に第三の液
相（L3）とともに生成物として回収される。S2へ入る流
れには第四の液相を洗浄油として再循環させない。得ら
れた第四の蒸気相（V4）は低温、低圧の油とガスを含
み、そしてこれはその後の処理品質向上において、ある
いは精油所燃料プールの一部として使用することができ
る。
相（V3）と一緒に冷たい低圧セパレータ（S4）へ送られ
る。S4はS2と実質的に同じ温度およびS3と実質的に同じ
圧力の下で運転される。第四の液相（L4）は、この相を
その後さらに使用するか否かに応じて、随意に第三の液
相（L3）とともに生成物として回収される。S2へ入る流
れには第四の液相を洗浄油として再循環させない。得ら
れた第四の蒸気相（V4）は低温、低圧の油とガスを含
み、そしてこれはその後の処理品質向上において、ある
いは精油所燃料プールの一部として使用することができ
る。
本発明方法にしたがって混合相の炭化水素質流出物を
分離するための多段セパレータ系を運転することによ
り、水素の損失をかなり防ぐことが実現される。S4から
抜き出される再循環の流れ（これは重量を基準として、
通常S2へ入る全体の流れの約50％に相当する）が存在す
ることを必要とする条件の下で本方法を繰り返すときに
は、水素の損失が約40％増大する。このような条件下で
は（45〜150バールの圧力を復元させるためには洗浄油
ポンプが必要となる）高価の設備も必要となるので、本
発明方法の利益は当然明らかである。
分離するための多段セパレータ系を運転することによ
り、水素の損失をかなり防ぐことが実現される。S4から
抜き出される再循環の流れ（これは重量を基準として、
通常S2へ入る全体の流れの約50％に相当する）が存在す
ることを必要とする条件の下で本方法を繰り返すときに
は、水素の損失が約40％増大する。このような条件下で
は（45〜150バールの圧力を復元させるためには洗浄油
ポンプが必要となる）高価の設備も必要となるので、本
発明方法の利益は当然明らかである。
Claims (13)
- 【請求項１】水素の存在の下に昇温昇圧下で遂行される
炭素水素質装入原料の転化から生ずる水素、常態で液体
の炭化水素質成分および常態で気体の炭化水素質成分を
含む混合相の炭化水素質流出物を多段セパレータ系で分
離する方法において、この方法が、 ｉ）第一の分離帯域において前記流出物を第一の液相
（L1）および第一の蒸気相（V1）に分離し、 ii）得られた第一の蒸気相を25〜85℃の温度に冷却して
から、その冷却された蒸気相を、実質的に第一の分離帯
域の圧力に維持されている第二の分離帯域において、第
二の液相（L2）および第二の水素富有蒸気相（V2）に分
離し、 iii）実質的に第一の分離帯域の温度に維持されている
第三の分離帯域において、前記第一の液相を、60バール
よりも低い圧力において、第三の液相（L3）および第三
の蒸気相（V3）に分離し、次いで iv）実質的に第二の分離帯域の温度に維持されている第
四の分離帯域において、前記第二の液相を、60バールよ
りも低い圧力において、少なくとも一部が生成物として
回収される第四の液相（L4）および第四の蒸気相（V4）
に分離し、そして以上の方法において前記第一の分離帯
域を、200〜350℃の温度の下に、かつ前記流出物のうち
の25〜75重量％が第一の蒸気相（V1）の形で得られるよ
うな方法で運転することによって、遂行される前記分離
方法。 - 【請求項２】流出物のうちの40〜60重量％が第一の蒸気
相（V1）の形で得られるような方法で第一の分離帯域を
運転する、特許請求の範囲第１項記載の分離方法。 - 【請求項３】第一の蒸気相（V1）において得られる液体
流出物が常態で400℃を越えない沸点範囲を有する、特
許請求の範囲第１項または第２項記載の分離方法。 - 【請求項４】第一の分離帯域が250〜315℃の温度および
35〜200バールの圧力において運転される、特許請求の
範囲第１項〜第３項のいずれか一つに記載の分離方法。 - 【請求項５】第四の液相とともに、第三の液相の一部ま
たは全部を生成物として回収する、特許請求の範囲第１
項〜第４項のいずれか一つに記載の分離方法。 - 【請求項６】第四の分離帯域に入る前に、得られた第三
の蒸気相（V3）の一部または全部を、得られた第二の液
相（V2）と合体させる、特許請求の範囲第１項〜第５項
のいずれか一つに記載の分離方法。 - 【請求項７】第二の分離帯域を25〜85℃の温度で運転す
る、特許請求の範囲第１項〜第６項のいずれか一つに記
載の分離方法。 - 【請求項８】第三の分離帯域を10〜50バールの圧力で運
転する、特許請求の範囲第１項〜第７項のいずれか一つ
に記載の分離方法。 - 【請求項９】第四の分離帯域を25〜85℃の温度および10
〜50バールの圧力で運転する、特許請求の範囲第１項〜
第８項のいずれか一つに記載の分離方法。 - 【請求項１０】第二の蒸気相（V2）において得られた水
素の一部または全部を、随意に精製処理および随意に圧
縮処理を施した後、炭化水素質装入原料のための転化帯
域へ再循環させる、特許請求の範囲第１項〜第９項のい
ずれか一つに記載の分離方法。 - 【請求項１１】水素転化プロセスおよび／または水添分
解プロセス、特に一段階の水添分解プロセスによって得
られた反応器流出物を第一の分離帯域中に導入する、特
許請求の範囲第１項〜第10項のいずれか一つに記載の分
離方法。 - 【請求項１２】担体上に元素の周期律表の第Ｖ族、第VI
族または第VIII族の１種または２種以上の金属化合物を
含む触媒の存在下で遂行された水素転化プロセスおよび
／または水添分解プロセスから生じた流出物を使用す
る、特許請求の範囲第11項記載の分離方法。 - 【請求項１３】触媒が、随意に非結晶質の分解成分が混
在している、ゼオライトＹおよび結合剤を基材としてい
る、特許請求の範囲第12項記載の分離方法。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| GB888807807A GB8807807D0 (en) | 1988-03-31 | 1988-03-31 | Process for separating hydroprocessed effluent streams |
| GB8807807 | 1988-03-31 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH01289895A JPH01289895A (ja) | 1989-11-21 |
| JP2743280B2 true JP2743280B2 (ja) | 1998-04-22 |
Family
ID=10634496
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP1075273A Expired - Fee Related JP2743280B2 (ja) | 1988-03-31 | 1989-03-29 | 水素処理された流出物の流れの分離方法 |
Country Status (20)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4925573A (ja) |
| EP (1) | EP0336484B1 (ja) |
| JP (1) | JP2743280B2 (ja) |
| CN (1) | CN1021914C (ja) |
| AR (1) | AR243224A1 (ja) |
| AT (1) | ATE73481T1 (ja) |
| AU (1) | AU608961B2 (ja) |
| BR (1) | BR8901445A (ja) |
| CA (1) | CA1320168C (ja) |
| DE (1) | DE68900949D1 (ja) |
| DK (1) | DK174303B1 (ja) |
| ES (1) | ES2032101T3 (ja) |
| FI (1) | FI95808C (ja) |
| GB (1) | GB8807807D0 (ja) |
| GR (1) | GR3004194T3 (ja) |
| IN (1) | IN173921B (ja) |
| MY (1) | MY110417A (ja) |
| NO (1) | NO173193C (ja) |
| SG (1) | SG45693G (ja) |
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| US5178751A (en) * | 1991-11-27 | 1993-01-12 | Uop | Two-stage process for purifying a hydrogen gas and recovering liquifiable hydrocarbons from hydrocarbonaceous effluent streams |
| US5221463A (en) * | 1991-12-09 | 1993-06-22 | Exxon Research & Engineering Company | Fixed-bed/moving-bed two stage catalytic reforming with recycle of hydrogen-rich stream to both stages |
| US5360535A (en) * | 1993-09-02 | 1994-11-01 | Texaco Inc. | Ebullated bed process with recycle eductor |
| US5689032A (en) * | 1994-11-22 | 1997-11-18 | Krause/Pasadyn, A Partnership | Method and apparatus for recovery of H2 and C2 and heavier components |
| CN1043783C (zh) * | 1996-03-21 | 1999-06-23 | 中国石油化工总公司石油化工科学研究院 | 一种石油烃类催化转化产物的分离方法 |
| CN1064700C (zh) * | 1998-07-16 | 2001-04-18 | 中国石油化工集团公司 | 烃类加氢转化过程生成油的分离方法 |
| 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 |
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| CN103608431B (zh) * | 2011-08-19 | 2016-01-06 | 环球油品公司 | 用两个串联的汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备 |
| US9518230B2 (en) | 2011-08-19 | 2016-12-13 | Uop Llc | Process for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers |
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| US9670424B2 (en) | 2011-08-19 | 2017-06-06 | Uop Llc | Process for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers in one vessel |
| CN103608432B (zh) * | 2011-08-19 | 2016-01-06 | 环球油品公司 | 用两个汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备 |
| US8715595B2 (en) | 2011-08-19 | 2014-05-06 | Uop Llc | Apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers in series |
| US8721994B2 (en) | 2011-08-19 | 2014-05-13 | Uop Llc | Apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers and common overhead recovery |
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| US9150797B2 (en) * | 2013-03-15 | 2015-10-06 | Uop Llc | Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with single product fractionation column |
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1988
- 1988-03-31 GB GB888807807A patent/GB8807807D0/en active Pending
-
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