JPH0662958B2 - 重質油の熱分解法 - Google Patents

重質油の熱分解法

Info

Publication number
JPH0662958B2
JPH0662958B2 JP60040103A JP4010385A JPH0662958B2 JP H0662958 B2 JPH0662958 B2 JP H0662958B2 JP 60040103 A JP60040103 A JP 60040103A JP 4010385 A JP4010385 A JP 4010385A JP H0662958 B2 JPH0662958 B2 JP H0662958B2
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
gas
fine powder
pyrolysis
oil
heavy oil
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
JP60040103A
Other languages
English (en)
Other versions
JPS61200196A (ja
Inventor
照勝 宮内
米一 池田
辰次 菊地
Original Assignee
富士スタンダ−ドリサ−チ株式会社
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 富士スタンダ−ドリサ−チ株式会社 filed Critical 富士スタンダ−ドリサ−チ株式会社
Priority to JP60040103A priority Critical patent/JPH0662958B2/ja
Priority to GB8604911A priority patent/GB2172610B/en
Priority to CA000502901A priority patent/CA1280710C/en
Priority to CN86101895A priority patent/CN1014153B/zh
Publication of JPS61200196A publication Critical patent/JPS61200196A/ja
Priority to US07/063,766 priority patent/US4772378A/en
Publication of JPH0662958B2 publication Critical patent/JPH0662958B2/ja
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Fee Related legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • 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
    • 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
    • C10G47/30—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles according to the "fluidised-bed" technique

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Description

【発明の詳細な説明】 発明の背景 技術分野 本発明は、流動層を用いて重質炭化水素油（以下単に重
質油という）を熱分解して、主として常温下で液状の軽
質炭化水素類（以下単に軽質油という）を得る方法に関
する。さらに詳しくは、本発明は、水蒸気含有ガスによ
って流動化している多孔質体の微粉状物に重質油を接触
させて熱分解する熱分解工程と、この工程からの該微粉
物を分子状酸素含有ガスないし水蒸気含有ガスによって
流動化させながら該微粉状物に付着しているコークを燃
焼ないしガス化させて除去する再生工程とを両工程の間
に該微粉状物を循環させながら実施する方法の改良に関
する。
先行技術 さきに本発明者らの一部は、流動層による重質油の熱分
解において、その流動粒子として重量平均径が０．０４
〜０．１２mmであり、０．０４４mm以下の粒子が５〜２
０重量％含まれ、かつ実質的に球形なものであるような
微粉状物を用いることによって、この熱分解を良好な流
動状態の下で効率よく実施できることを示した（特開昭
５６−１０５８７号公報参照）〔本発明者らは、この方
法を流動熱分解法（Fluid Thermal Cracking法或いは単
にＦＴＣ法）と命名した〕。
また、同様な方法において該微粉状物をその細孔容積が
０．１〜１．５m3／ｇであり、比表面積が５０〜１，５
００m2／ｇであり、かつ重量平均径が０．０２５〜０．
２５mmであり、熱的に安定なものとすることによって、
この熱分解を一層効率よく実施し得ることを示し、多孔
質体が有する細孔が重質油を液状で吸蔵することによっ
て、熱分解反応の促進や高炭素質固形物（以下、単にコ
ークと呼ぶ）の生成抑制などの優れた作用を示すことを
見出し、これを容量効果と呼んだ（特開昭５７−１８７
８３号公報参照）。
さらに同様な方法において重質油を熱分解する熱分解工
程と、この熱分解工程から抜き出した多孔質体の微粉状
物を酸素含有ガスと接触させて該微粉状物に付着してい
るコークをガス化除去するガス化工程（本発明ではこれ
を再生工程という）とを両工程の間に該微粉状物を循環
させながら実施する方法において、熱分解工程で少なく
とも３個の流通画室を有する垂直反応器を用いる効果的
な態様（特開昭５８−１８０５９０号公報参照）および
再生工程をガス化部と燃焼部とに分けてそれぞれの発生
ガスを別々に取り出す効果的な態様（特開昭５９−１１
５３８７号公報参照）などを示した。
ところで、原料重質油は通常ＣＣＲ（コンラドソン残留
炭素）や硫黄化合物と共に比較的多量のニッケル、バナ
ジウムおよび鉄というような重金属類を含有している。
従来の触媒粒子を用いる接触分解において、これらの重
金属類を多く含む原料油を用いる場合には、触媒上にこ
れらの重金属類が蓄積し、分解反応に対し、悪影響を与
えることはよく知られているところである。即ち、ニッ
ケルやバナジウムなどはそれら自身が脱水素反応の触媒
能を有するので、原料油の分解反応を過度に進行させ、
水素生成量の増大およびコーク生成量の増大をもたら
し、その結果取得分解油の収率および品質の低下をもた
らす。
このような汚染重金属による影響は、本発明のような実
質的に触媒作用を要しない多孔質体の微粉状物を用いる
重質油の熱分解においても、程度の差こそあれ、やはり
回避できない問題である。
この問題を解決するために、重金属類を含有する原料油
の接触分解においては、アンチモン成分その他の遷移金
属成分を触媒に被覆して触媒上の重金属類を不動態化す
ることが提案されている（例えば特開昭５３−１０４５
８８号公報参照）。また再生工程から抜出された触媒
を、汚染金属の影響を打消すための適当な条件下で、水
素含有還元ガスと接触させた後に分解工程に循環すると
いう方法も提案されている（特開昭５７−１２３２８９
号公報参照）。
しかしながら、本発明のように、特にＣＣＲが多く且つ
重金属含有量も大きい重質油を対象とする場合には、ア
ンチモンその他の遷移金属成分の添加による蓄積重金属
の不動態化は、汚染重金属の悪影響を抑制するのに、多
量の不動態化成分の添加を必要とするという難点があ
り、また再生触媒の還元ガス処理は別に一工程設置しな
ければならないという欠点がある。
なお重質油の分解方法として、重質油を高温下、粒状担
体材料の流動床を有し、垂直に重ねて配置された多帯域
と接触させながら水素分圧２．５〜１４．１kg/cm2（好
ましくは５．３〜１０．５kg/cm2）且つ全圧１０．５〜
５６．２kg/cm2−Ｇ（好ましくは１７．６〜４５．７kg
/cm2−Ｇ）または全圧１４．１〜５６．２kg/cm2−Ｇ若
しくはそれ以上のガス状雰囲気で処理する方法および装
置が提案されている（特公昭３４−２１７２号公報また
は特開昭５８−１４９９８９号公報参照）が、これら方
法では分解工程と再生工程で発生したガスを別々に取出
すことができないという難点がある。
発明の概要 要旨 本発明は上記の点に解決を与えることを目的とし、微粉
流動層によって重質油を熱分解するに当り、熱分解工程
における水素分圧および全圧を適当な値に保持すること
によって、この目的を達成しようとするものである。
すなわち、本発明による重質油の熱分解法は、流動化ガ
スによって変動化している多孔質体の微粉状物に重質油
を接触させて熱分解して主として軽質油を得る熱分解工
程と、この熱分解工程から抜き出した微粉状物を分子状
酸素含有ガスないし水蒸気含有ガスによって流動化させ
ながら該微粉状物に付着しているコークをガス化して除
去する再生工程とを、この両工程間に該微粉状物を循環
させながら実施する方法において、該微粉状物として、
細孔容積が０．２〜１．５cm3／ｇであり、比表面積が
５〜１５００m2／ｇであり、平均細孔径が１０〜１０，
０００Åであり、重量平均径が０．０２５〜０．２５mm
であるような微小球状粒子であり、しかもこれらの性状
が使用温度においても安定に維持されるもの、を使用す
ること、および熱分解工程に水素ガスを存在させて水素
分圧を約０．５〜約５kg/cm2に保持し且つ同工程の全圧
を約１〜約１０kg/cm2−Ｇに保持して、使用重質油中の
重金属に基因する重質油の過分解反応を抑制すること、
を特徴とするものである。
効果 本発明は、本発明者らの一部による先行発明と同じく多
孔質体の微粉状物を用いることの利点に加えて、次のよ
うな著しい効果を奏する。
（イ）流動化粒子に蓄積された重金属類による重質油の
過分解反応（即ち脱水素反応）が抑制されるので、コー
ク生成量および分解ガス生成量が少なく、従って分解油
の収率が高い。
（ロ）重質油の脱水素反応が抑制される上に、脱硫や脱
窒素反応が促進されるので、良質な分解油が得られる。
（ハ）流動化粒子上に蓄積される重金属類量を高く保持
できるので、流動化粒子の補給量を減少することができ
また重金属類を多く含有する重質油を使用することがで
きる。
（ニ）熱分解工程で副生する非凝縮性分解ガスまたは再
生工程で副生する還元性ガス化ガス（またはその精製ガ
ス、その水蒸気変性ガス）を熱分解工程の流動化ガスの
少なくとも一部として使用することができるため、従来
法の如く流動化に多量の水蒸気を用いる必要がなくな
る。従って、流動化用の水蒸気の消費量を減少または皆
無にできる。
本発明は、重質油を多孔質微粉状粒子の流動層に接触さ
せて熱分解する熱分解工程と、ここから抜出した微粉状
粒子を流動状態で水蒸気含有ガスないし分子状酸素含有
ガスと接触させて該微粉状粒子に付着しているコークを
ガス化して除去する再生工程とを、この両工程間に該微
粉状粒子を循環させながら実施する方法において、熱分
解工程におけるガスの水素分圧を約０．５〜約５kg/cm2
および全圧を約１〜約１０kg/cm2−Ｇに保持すると、重
質油の水素添加反応による水素の消費をもたらすことな
く、重質油中の重金属類に基因する重質油の過分解反応
（即ち接触脱水素反応）のみが抑制される、ということ
の知見に基づくものである。
そして、熱分解工程におけるガスの水素分圧を約０．５
〜約５kg/cm2に保持することは、全圧を上昇させると共
に、熱分解工程に導入する流動化ガスの水素濃度を高め
ることによって達成される。そのためには、熱分解工程
の流動化ガスとして、従来法で用いられている水蒸気含
有ガスの一部または全部を、水素含有ガスで置換すれば
よい。
なお、熱分解工程の流動化ガスについては、前述した本
発明者らの一部の先行発明に係る特開昭５８−１８０５
９０号公報には、水蒸気含有ガスの他に炭酸ガス、一酸
化炭素、水素、炭化水素、窒素などのガスまたはそれら
の混合物が、また特開昭５９−１１５３８７号公報に
は、純水蒸気に炭酸ガス、一酸化炭素、水素、炭化水
素、窒素およびそれらの混合物などを混合したものが、
使用できるとは述べられている。しかしながらこれらの
公報では、水蒸気以外の上記ガスの中、水素に関する特
殊な効果およびその効果を与えるための特定された条件
などについては、全くふれていない。
発明の具体的説明 熱分解工程 原料重質油 本発明で「重質油」という場合は、ＣＣＲが３以上程度
の炭化水素（ふつうは混合物）を意味し、常温で固体で
あるものをも包含する。
本発明の効果をよく享受することができる原料重質油
は、ＣＣＲが比較的多いもの、例えば約５以上のもの、
好ましくは約１０以上のもの、である。適当な原料重質
油の具体例としては、重質原油、原油の常圧蒸留で得ら
れる残渣油（以下単に常圧残渣油という）、同じく減圧
蒸留によって得られる残渣油（以下単に減圧残渣油とい
う）、脱れき油、油母頁炭油、タールサンド油、石炭液
化油などがある。
微粉状物 本発明で使用する微粉状物は、前記した通りに定義され
たものである。
すなわち、本発明で使用する微粉状物は、その細孔容積
が０．２〜１．５cm3／ｇ、好ましくは０．２〜０．８c
m3／ｇ、である。細孔容積は、充分な容量効果をもつと
いう点で重要である。それが０．２cm3／ｇ未満では容
量効果が不充分となり、１．５cm3／ｇを超えると容量
効果は充分であるけれども粒子が脆弱となるので、実用
的ではない。
なお、微粉状物の比表面積は、平均細孔径との対応にお
いて５〜１５００m2／ｇ、好ましくは２０〜５００m2／
ｇ、が適切な値となる。また、微粉状物の平均細孔径は
１０〜１０，０００Å、好ましくは２０〜２，０００
Å、である。それが１０Å未満では析出コークによる閉
塞が起り易く、１０，０００Åを超えるような著しく大
きい細孔では毛管圧による重質油の細孔内への吸引力が
不充分となるとともに粒子が脆弱となるので、不適当で
ある。
さらに、本発明で使用する微粉状物は、重量平均径が
０．０２５〜０．２５mm、好ましくは０．０４〜０．１
２mmで、実質的に球形のものである。しかも、本発明で
使用する微粉状物は、これらの性状が使用温度において
も安定に保たれるものであることが要求される。
このような微粉状物による流動層は、いわゆる微粉流動
層と呼ばれるもので、それ以上の大きな粒子よりなるい
わゆる粗粒流動層に比して、流動層内に発生する気泡が
小さく、流動層の圧力変動も少なく、きわめて均一な流
動状態を示すものである〔池田米一：「化学機械技
術」、１８巻１９１−２１８頁（１９６６）およびMiya
uchiet al:〔Advances in Chem.Eng.」、Vol.11p 275〜44
8(1981)参照〕。このような均一な流動状態において
は、熱分解やガス化反応に際して、熱や物質の移動が促
進され、かつ運転操作が容易であり、粒子および装置の
摩耗がきわめて少なくなる。
本発明に適した微粉状物の具体例としては、主としてア
ルミナ質およびシリカ質の流動触媒用の担体、ＦＣＣ法
で使われているシリカ−アルミナ質触媒の劣化品、同じ
くアルミノシリケートゼオライ質触媒の劣化品、特殊な
球状活性炭、天然の多孔質鉱物の破砕品粒子などおよび
それらの混合物などが挙げられる。しかし、本発明での
微粉状物は前述したような性状をもつものであればよ
く、これらに限られるものではない。しかも、重質油の
分解反応に対して該微粉状物が触媒作用をもつ必要性は
ない。
以上の微粉状物の中で特に好ましいものは、アルミナ質
の流動触媒用担体である。これは、耐熱性に優れてお
り、使用時の粒子性状の変化がきわめて僅かである。
なお、本発明ではこの微粉状粒子の「細孔容積」とは、
単位重量の多孔質体に含まれる細孔の全容積をいい、通
常は水などの液体中で多孔質体を加熱煮沸したのち取出
して、表面がちょうど乾いた状態で測定した重量増を液
体の比重で除することによって求められる。
熱分解工程 熱分解用の反応器は、微粉流動層を収容する垂直容器で
あり、通常は縦長の円筒である。反応器の下端には流動
化ガスの送入口、中間には原料油の送入口、上端にはサ
イクロンおよびディップレッグ等の飛散粒子の回収設備
を通って熱分解生成物の排出口がある。反応器には、ま
た、主として再生工程からの循環粒子の流入口および主
として再生工程への循環粒子の排出口が設けられてい
る。なお、反応器内には適宜熱交換器や多孔板等の内挿
物を設けても差支えない。
本発明の特色は、熱分解工程のガスの水素分圧を約０．
５〜約５kg/cm2におよび全圧を約１〜約１０kg/cm2−Ｇ
に保持する点にある。なお、ここで言う水素分圧および
全圧は、熱分解反応器の頂部における値を意味する。
前述したように、熱分解工程のガスの水素分圧を約０．
５〜約５kg/cm2に保持することにより、重質油への水素
添加反応を殆んど進行させることなしに、即ち水素の消
費を伴うことなしに、重質油中の前記重金属類に基因す
る重質油の接触的脱水素反応を抑制することができる。
熱分解工程のガス中の水素分圧が約５kg/cm2超過、特に
７kg/cm2前後、になると重質油の水素添加反応が進行し
易くなり、更に約１０kg/cm2以上になると水素添加反応
が主体になる。また、水素分圧が約０．５kg/cm2未満、
特に０．３kg/cm2前後、になると、前記重金属類による
重質油の接触的脱水素反応を抑制できなくなる。
本発明の実施に当って、熱分解工程のガスの水素分圧を
前記範囲内に保持するには、全圧を上昇させると共に流
動化ガスとして水素含有ガスを用いる必要が生じる。全
圧の上昇は機器の耐圧が要求されると共に運転操作が困
難となるので、それをあまり高めることは好ましいこと
ではない。本発明では熱分解工程の全圧は約１〜約１０
kg/cm2−Ｇに保持すれば充分である。
流動化ガスとして用いられる水素含有ガスとしては、熱
分解工程の水素分圧を前記範囲内に保持できるものであ
ればよく、高純度水素ガスの外に、高純度水素ガスと水
蒸気、炭酸ガス、一酸化炭素、炭化水素、窒素およびそ
れらの混合物との混合ガスが挙げられる。例えば、特に
有利なものとしては、本工程での熱分解生成物から分解
油、水蒸気その他の凝縮性成分を除去した非凝縮性分解
ガスが挙げられる。また、後記再生工程で得られる還元
性ガス化ガスの一部を使用することもできる。なお、こ
の還元性ガス化ガスは未反応水蒸気、一酸化炭素、硫化
水素その他のガスを含むので、脱水、一酸化炭素の水性
ガス転換、脱炭酸、脱硫などの少なくとも一つの操作を
行なうことによって水素濃度を高めたものを使用するの
が好ましい。
また本発明を効果的に実施するには、流動化粒子上にあ
る程度、即ち約０．５重量％、以上の重金属類の蓄積が
必要である。重金属類の蓄積量がそれ未満である場合に
は、重金属類による脱水素作用が少ないので、本発明を
実施する必要はない。しかしながら、重金属蓄積量が少
ないときは本発明の実施によって分解油の硫黄含有量や
窒素含有量の著しい低下がみられる（後記表１参照）の
で、Ｎｉ、Ｖ、Ｆｅ等の重質油中に含まれている遷移金
属類の適当量を予め流動化粒子に付着させたものを用い
て、本発明を実施することもできる。本発明がその効果
を発揮するためには、粒子上に析出した重金属類の量が
約０．５重量％以上、特に約１重量％以上、であること
が好ましい。なお析出重金属量の増大は脱水素作用を増
大させるが、本発明の実施条件下ではその抑制作用も増
大させるので、重金属析出量の上限については、特に厳
しい制限はない。しかし、例えば３０重量％超過という
ような著しく多量の重金属類の蓄積は、粒子の細孔容積
を減少させて本発明の本来の機能を与える微粉状粒子の
容量効果が失なわれるので、避けるべきである。粒子上
の析出金属量が約２〜約２０重量％の範囲内で操業する
のが特に好ましい。重金属重量％は粒子重量基準であ
る。
熱分解を行なう流動層の温度は、約３８０〜６００℃が
適当である。好ましい温度は４３０〜５５０℃であっ
て、この温度範囲において生成油の収率が最高となる。
原料油や水素含有ガス等は適宜予熱して送入されること
が好ましい。
流動化ガスとしての水素含有ガスの送入量は、良好な流
動状態保持のため、水蒸気含有ガスを使用する従来法と
同一の流動層内ガス上昇速度を保つように調節するのが
好ましい。即ち、流動層内ガス上昇速度を空塔速度とし
て５〜１６０cm／秒程度にするのがよく、特に１０〜８
０cm／秒程度とするのが好ましい。
なお本発明では、微粉状物上の析出コークがその細孔内
に留ることから、析出コーク量が増大しても良好な流動
状態が維持されるので、熱分解工程と再生工程との間の
循環粒子量は通常の方式に比べて著しく低下させること
ができ、原料重質油の供給量に対して通常１〜６重量部
で充分である。
熱分解生成物 本発明の熱分解工程から得られる生成油は、常温で液状
であって、たとえばナフサ留分（沸点１７０℃以下）、
灯軽油留分（沸点、１７０〜３４０℃）、軽油留分（沸
点、３４０〜５４０℃）および重質油留分（沸点、５４
０℃以上）からなるものである。生成油は、本発明方法
が多孔質体粒子の容量効果を利用した熱分解反応に基づ
くものであることから、従来の触媒分解法と異なってナ
フサ留分が少なく、灯軽油留分や軽油留分などの中間留
分が多い。また、重質油留分は極めて少ない。
このような常温液状の油の外に、熱分解によって発熱量
が約５，０００〜１０，０００Kcal/Nm3の水素を含有す
る分解ガスが発生する。この分解ガスは、好ましい態様
において、前述したように、分解油、水蒸気その他の凝
縮性成分を除去した後、熱分解工程の流動化ガスとして
循環・使用することができる。
再生工程 再生操作 この工程の目的は、主として、微粉状物細孔内の析出コ
ークのガス化除去および微粉状物に対して熱分解工程で
必要な熱量の賦与にある。使用済み微粉状物の再生は、
使用済み微粉状物を流動状態で分子状酸素含有ガスおよ
び水蒸気含有ガスと接触させることからなる。
再生用の反応器は、微粉流動層を収容する垂直容器であ
って、通常は縦長の円筒である。反応器の下端には分子
状酸素含有ガスおよび水蒸気含有ガスの送入口、上端に
はサイクロンおよびディップレグ等を通って生成ガスの
排出口、ならびに熱分解工程からの循環粒子の流入口お
よび熱分解工程への循環粒子の排出口が設けられてい
る。なお、反応器内には適宜熱交換器や多孔板等の内挿
物を設けても差支えない。
従来再生工程では流動化ガスとして空気のみが送入され
るのが通例であったが、本発明では流動化ガスとして酸
素含有ガスに適当量の水蒸気を併用して、還元性ガス化
ガスを生成させてもよい。
本発明の実施に当っては、ガス化反応を充分に進行さ
せ、ＣＯおよびＨ２の含量の高い還元性ガス化ガスを得
るのが有利である。還元反応を充分に進行させるため
に、微粉状物に対してコークの付着量を約５〜約２０重
量％とすることが好ましい。また同じ理由から、微粉状
物の流動化している温度を高めて反応速度を大きくする
ことが好ましく、反応温度は約７００℃以上、特に７５
０〜１，０００℃程度、とすることが好ましい。
さらに、生成ガスは還元反応が充分に進行する時間流動
層内に滞在する必要があるので、流動層高は出来るだけ
高く保つべきであり、生成ガスの見掛け接触時間（即ち
流動層高／ガス空塔速度比）は約５〜約５０秒であるこ
とが好ましい。
また、ガス化ガス中の不活性成分（例えば窒素）の含量
を低くする、即ちＣＯおよびＨ２の含量を高くするた
め、流動化ガスとして高濃度酸素含有ガスを使用するこ
とが好ましい。
流動化ガスは、適宜予熱して送入されることが好まし
い。流動化ガスは、少量の水素、一酸化炭素、二酸化炭
素、窒素、炭化水素およびそれらの混合物などを混合し
たものでもよい。
流動層内のガス成分の上昇速度は、空塔速度として５〜
１６０cm／秒、好ましくは１０〜８０cm／秒、程度であ
る。圧力は熱分解工程の圧力と同程度とするのがよく、
約１〜約１０kg/cm2−Ｇの範囲に保持される。
流動層における反応は、流動状態によって著しく進行状
態が異なるものである。たとえば、流動層内に大気泡が
発生すると、その気泡は充分に粒子と接触することな
く、未反応のまま流動層を吹き付けてしまう。従って、
流動層で還元反応を充分に進行させるためには、大気泡
が発生せず、小気泡が流動層内に均一に分散した良好な
流動状態が必要となる。
本発明は典型的な微粉流動物であり、極めて均一で良好
な流動状態を示すので、強還元性ガスを得るに充分な程
度にまで容易に還元反応を進行させることができる。
また、本発明では再生工程を、特開昭５８−１８０５９
０号公報に提案されているように、微粉状物に付着した
コークの水蒸気によるガス化と分子状酸素による燃焼と
からなるようにし、しかも生成した還元性ガス化ガスと
燃焼ガスとを別々に取出す態様を採取することもでき
る。
再生工程生成ガス 再生工程では、ＣＯおよびＨ２の含量の高い還元性のガ
ス化ガスが得られる。このガス化ガスは、発熱量が約
２，０００Kcal/Nm3以上と高く、燃料および合成用原料
ガスとして有用なものである。なお、この還元性ガス化
は、前述したように、そのまままたは必要に応じ脱水、
一酸化炭素の水性ガス転換、脱ＣＯ２、脱Ｈ２Ｓなどの
少なくとも一つの処理を受けた後に、熱分解工程での流
動化ガスとして使用することができる。
フローシート 図は、本発明による熱分解を実施するためのフローシー
トの一例を示すものである。
図において１は重質油を熱分解するための熱分解反応器
であり、２が熱分解反応で微粉状物に付着したコークを
ガス化除去するための再生反応器である。３が熱分解に
よる生成物を冷却して生成油と分解ガスとに分離するた
めの冷却器である。
管路４からの水素または水素含有ガスが、所望により管
路５からの水蒸気または水蒸気含有ガスと混合されて、
所定の水素分圧を有する水素含有ガスとして管路６から
熱分解反応器１の底部に送入される。また熱分解反応器
には管路７から原料重質油が単独または水蒸気などと共
に送入される。熱分解反応器内に充填された微粉状物は
上記送入物によって流動化し、所定の圧力下に主として
原料重質油の送入位置の上方では熱分解反応が進行し、
それより下方では多孔板８を通過して流動降下しなが
ら、微粉状物の細孔内に保持されている生成油がストリ
ッピングされる。
熱分解生成物は、塔頂に設けられたサイクロン９および
ディップレッグ１０によって同伴する微小粒子を除去さ
れて、管路１１を通って冷却器３に至る。そこで凝縮し
た液状物すなわち生成油は受器１２に分離され、非凝縮
性ガスすなわち分解ガスは管路１３を経て系外に取出さ
れる。
好ましい態様においては、管路１３を経て取出された非
凝縮性分解ガスが、水素含有ガスとして、所定の圧力下
に管路２８を通って管路４に入り、管路６から熱分解反
応器の底部に（循環）送入される。
熱分解の結果コークスが付着した微粉状物は底部の管路
１４から排出され、管路１５からの窒素または水蒸気等
のガスによるエゼクター１６により管路１７を通ってサ
イクロン１８およびディップレッグ１９を経て再生反応
器２に送られ、窒素または水蒸気等のガスは管路２０か
ら系外へ排出される。
管路２１からの水蒸気または水蒸気含有ガスおよび管路
２２からの分子状酸素含有ガス、すなわち高濃度酸素含
有ガスまたは純酸素は混合されて、管路２３から再生反
応器底部に送入される。熱分解反応器から送られてき
て、再生反応器に充填されたコーク付着微粉状物は、管
路２３からの送入ガスによって流動化されて、付着コー
クの一部がガス化される。生成した還元性ガス化ガス
は、再生反応器の頂部に設けられたサイクロン２４およ
びディップレッグ２５によって同伴する微小粒子を除か
れて、管路２６から系外に取出される。ガス化反応を受
けた微粉状物は、溢流管２７を通って熱分解反応器へ循
環される。
また、所望により、管路２８からの非凝縮性分解ガスの
循環使用に代えて、管路２６から抜出された還元性ガス
化ガスの一部が、管路２９を通ってガス処理装置３０に
導かれて、ここで脱水、ＣＯの水性ガス転換、脱Ｃ
Ｏ2、脱Ｈ2Ｓなどの少なくとも一つの処理を受けた後、
管路３１を通り、管路４を経て管路６から熱分解反応器
の底部に（循環）送入される。
実施例 (1)実験装置 図示したものと同様な実験装置を用いた。熱分解反応器
は内径が５．４cm、流動層部の高さが約１．８ｍの円筒
状であり、原料重質油の送入管は下端より０．６ｍの位
置にあり、その上方１．２ｍが主として熱分解反応域で
あり、その下方約０．６ｍがストリップ域になってい
る。ストリップ域には、開孔面積が流動層水平断面積に
対して約２０％の多孔板を１０cm間隔で５枚設置した。
再生反応器は内径が８．１cm、流動層部の高さが約１．
５ｍである。装置は全てステンレス鋼製である。
(2)実験条件 共通事項 流動化粒子として流動触媒担体用のアルミナ質多孔質体
の微粉状物または該微粉状物にＮｉおよびＶ成分を付着
させたもの約３kgを熱分解反応器に充填した。熱分解反
応器の底部の送入管から約４００℃に予熱した水蒸気ま
たは（および）純水素を所定量送入し、原料油の送入管
から約３００℃に予熱した重質油６００ｇ／時間を約４
００℃に予熱した水蒸気５０ｇ／時間とともに噴霧して
送入した。熱分解反応器の底部からコークの析出した微
粉状物を連続的に排出させ、窒素によって再生反応器へ
約２．５kg／時間で輸送した。
再生反応器の底部の送入管からは約４００℃に予熱した
水蒸気および常温の酸素を所定量送入した。ガス化反応
によって析出コークが除去された微粉状物は溢流管を通
して、熱分解反応器に循環した。
外部からの電気加熱により、熱分解反応器の流動層温度
を４５０℃に、また再生反応器の流動層温度を８２０℃
に、夫々維持した。なお圧力は後記するように約２〜約
５kg/cm2−Ｇの範囲内の一定値に保持した。熱分解反応
器におけるガス空塔速度は約１２cm／秒である。
熱分解生成物は水およびブラインで常温まで冷却し、水
ともに生成油を凝縮させて、分解ガスと分離した。
原料重質油は減圧残渣油であり、次のような性状のもの
である。
比重＝１．０２６、重質油留分（融点５４０℃以上）＝
９３重量％、ＣＣＲ＝２１．９重量％、硫黄分＝５．９
重量％ 比較例１ 流動化粒子として流動触媒担体用のアルミナ質多孔質体
の微粉粒子を用い、熱分解反応器の底部の送入管から水
蒸気７７８ｇ／時間を送入し、該反応器頂部圧２kg/cm2
−Ｇで重質油の熱分解を実施した。また再生反応器の底
部の送入管からは水蒸気６００ｇ／時間および酵素７Ｎ
リットル／時間を送入した。
熱分解反応器の頂部水素分圧は０．０１kg/cm2であっ
た。なお、使用した微粉状物は、次の性状を示すもので
ある。
嵩密度＝０．３９ｇ／cm3、細孔容積＝１．３６cm3／
ｇ、比表面積＝３２０m2／ｇ、平均細孔径＝２６０Å、
重量平均径＝０．０６８mm 比較例２ 重質油の熱分解に対する重金属類の影響を調べるため、
比較例１で使用したのと同じ物性のアルミナ質多孔質体
の微粉状物に、Ｎｉ成分を１．５重量％およびＶ成分を
４．０重量％（何れも微粉状物基準）通常の含浸法によ
り沈着させたものを、流動化粒子として用い、比較例と
同一の反応条件下に重質油の熱分解を実施した。
なお、熱分解反応器の頂部水素分圧は、熱分解時の重金
属類の影響による脱水素反応により０．３９kg/cm2に上
昇した。
実施例１ 比較例２で使用したのと同じ微粉状物を流動化粒子とし
て用い、熱分解反応器の底部の送入管から水蒸気２２６
ｇ／時間および純水素６９０Ｎリットル／時間を送入
し、該反応器頂部圧２kg/cm2−Ｇで重質油の熱分解を実
施した。また再生反応器の底部の送入管からは水蒸気６
００ｇ／時間および純酸素１１０Ｎリットル／時間を送
入した。
なお、熱分解反応器の頂部水素分圧は２．０kg/cm2であ
った。
実施例２ 流動化ガスとして熱分解反応器の底部の送入管から純水
素９７０Ｎリットル／時間を送入（従って該反応器への
送入水蒸気は重質油と同時に送入された５０ｇ／時間の
み）した点以外は実施例１と同一の反応条件下に重質油
の熱分解を実施した。ただ、再生反応器の底部の送入管
からは水蒸気６００ｇ／時間および純酸素７０Ｎリット
ル／時間を送入した。
なお、熱分解反応器の頂部水素分圧は２．７kg/cm2であ
った。
実施例３ 比較例２で使用したのと同じ微粉状物を流動化粒子とし
て用い、熱分解反応器の底部の送入管から純水素１，３
１０Ｎリットル／時間を送入し（従って、該反応器への
送入水蒸気は重質油とともに送入された５０ｇ／時間の
み）、該反応器頂部圧３kg/cm2−Ｇで重質油の熱分解を
実施した。また再生反応器の底部の送入管からは水蒸気
８００ｇ／時間および純酸素５０Ｎリットル／時間を送
入した。
なお、熱分解反応器の頂部水素分圧は３．７kg/cm2であ
った。
比較例３ 比較例２で使用したのと同じ微粉状物を流動化粒子とし
て用い、熱分解反応器の底部の送入管から純水素２，０
００Ｎリットル／時間を送入し（従って、該反応器への
送入水蒸気は重質油とともに送入された５０ｇ／時間の
み）、該反応器頂部圧５kg/cm2−Ｇで重質油の熱分解を
実施した。また再生反応器の底部の送入管からは水蒸気
１，０００ｇ／時間および純酸素６０Ｎリットル／時間
を送入した。
なお、熱分解反応器の頂部水素分圧は５．７kg/cm2であ
った。
(3)実験結果 前記各実験例において、重質油供給開始後約５時間を経
て、略々定常状態に達したと思われる１時間にわたって
実験データを得た。分解油収率とその組成、分解ガス収
率とその組成およびコーク収率を夫々表１〜３に示す。
なお、再生工程においては、全実験例を通じて乾ガス基
準でＣＯ２２０〜４０容量％、ＣＯ２０〜４０容量％、
Ｈ２３０〜５０容量％およびＨ２Ｓ２〜３容量％の組成
のガスが５５０〜８００Ｎリットル／時間生成した。
また、微粉状粒子に付着した炭素は常法で測定したとこ
ろ熱分解反応器内で約１５〜約２０重量％、再生反応器
内で約５〜約１０重量％（何れも微粉状物基準）であ
り、１時間の実験前後の変化は約１重量％以内に保持さ
れた。
表１より、分解油生成収率において、流動化粒子の付着
重金属類の影響により、比較例２では比較例１と比べ約
８％もの収率低下がみられるが、熱分解反応器内をある
範囲の水素分圧下におくことによって、流動化粒子の重
金属汚染前の収率と略々同程まで回復することがわか
る。また水素の存在により、常法より硫黄分や窒素分の
少ない良質な分解油の得られることがわかる。
表２より、流動化粒子の付着重金属類の影響により、比
較例２では比較例１と比べ約３５倍量のＨ２の発生がみ
られるが、熱分解反応器内をある範囲の水素分圧下にお
くことによって、流動化粒子の重金属汚染前の程度ま
で、Ｈ２発生量を抑制し得ることがわかる。また比較例
３から、熱分解反応器の水素分圧がある範囲を超える
と、逆に水素の消費がはじまり、分解油の水素添加反応
の発生が明らかになる。
コークの収率 表３より、流動化粒子の付着重金属類の影響により、比
較例２では比較例１と比べコーク収率が約１．５倍増加
しているが、熱分解反応器内をある範囲の水素分圧下に
おくことによって、流動化粒子の重金属汚染前の程度ま
で、コーク収率を抑制し得ることがわかる。
【図面の簡単な説明】
図面は、本発明の一実施態様を示すフローチャートであ
る。 １…熱分解反応器、２…再生反応器。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (56)参考文献 特開 昭56−10587（ＪＰ，Ａ) 特開 昭57−18783（ＪＰ，Ａ) 特開 昭58−180590（ＪＰ，Ａ) 特開 昭53−104588（ＪＰ，Ａ) 特開 昭57−123289（ＪＰ，Ａ) 特開 昭56−4686（ＪＰ，Ａ) 特公 昭29−7321（ＪＰ，Ｂ１)

Claims (4)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】流動化ガスによって流動化している多孔質
    体の微粉状物に重質油を接触させて熱分解して主として
    軽質油を得る熱分解工程と、この熱分解工程から抜き出
    した微粉状物を分子状酸素含有ガスないし水蒸気含有ガ
    スによって流動化させながら該微粉状物に付着している
    コークをガス化して除去する再生工程とを、この両工程
    間に該微粉状物を循環させながら実施する方法におい
    て、該微粉状物として、細孔容積が０．２〜１．５cm3
    ／ｇであり、比表面積が５〜１５００m2／ｇであり、平
    均細孔径が１０〜１０，０００Åであり、重量平均径が
    ０．０２５〜０．２５mmであるような微小球状粒子であ
    り、しかもこれらの性状が使用温度においても安定に維
    持されるもの、を使用すること、および熱分解工程に水
    素ガスを存在させて水素分圧を約０．５〜約５kg/cm2に
    保持し且つ同工程の全圧を約１〜約１０kg/cm2−Ｇに保
    持して、使用重質油中の重金属に基因する重質油の過分
    解反応を抑制すること、を特徴とする、重質油の熱分解
    法。
  2. 【請求項２】熱分解工程の流動化ガスの少なくとも一部
    として、熱分解工程で発生した熱分解ガス中の非凝縮性
    ガスを使用する、特許請求の範囲第１項に記載の方法。
  3. 【請求項３】熱分解工程の流動化ガスの少なくとも一部
    として、再生工程で発生した還元性ガス化ガス、その精
    製ガスまたはその水蒸気変性ガスの一部を使用する、特
    許請求の範囲第１〜２項のいずれか１項に記載の方法。
  4. 【請求項４】熱分解工程での微粉状物が、重金属を０．
    ５〜３０重量％担持させたものである、特許請求の範囲
    第１〜３項のいずれか１項に記載の方法。
JP60040103A 1985-02-28 1985-02-28 重質油の熱分解法 Expired - Fee Related JPH0662958B2 (ja)

Priority Applications (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP60040103A JPH0662958B2 (ja) 1985-02-28 1985-02-28 重質油の熱分解法
GB8604911A GB2172610B (en) 1985-02-28 1986-02-27 Process for thermal cracking of heavy oil
CA000502901A CA1280710C (en) 1985-02-28 1986-02-27 Process for thermal cracking of heavy oil
CN86101895A CN1014153B (zh) 1985-02-28 1986-02-28 重油热裂解方法
US07/063,766 US4772378A (en) 1985-02-28 1987-06-23 Process for thermal cracking of heavy oil

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP60040103A JPH0662958B2 (ja) 1985-02-28 1985-02-28 重質油の熱分解法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
JPS61200196A JPS61200196A (ja) 1986-09-04
JPH0662958B2 true JPH0662958B2 (ja) 1994-08-17

Family

ID=12571523

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP60040103A Expired - Fee Related JPH0662958B2 (ja) 1985-02-28 1985-02-28 重質油の熱分解法

Country Status (5)

Country Link
US (1) US4772378A (ja)
JP (1) JPH0662958B2 (ja)
CN (1) CN1014153B (ja)
CA (1) CA1280710C (ja)
GB (1) GB2172610B (ja)

Families Citing this family (43)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5132480A (en) * 1989-02-06 1992-07-21 Fuji Oil Company, Ltd. Hydrodealkylation process
US5578197A (en) * 1989-05-09 1996-11-26 Alberta Oil Sands Technology & Research Authority Hydrocracking process involving colloidal catalyst formed in situ
IT1252088B (it) * 1991-10-25 1995-06-01 Erba Strumentazione Apparecchiatura e procedimento di analisi o-fid
US8105482B1 (en) 1999-04-07 2012-01-31 Ivanhoe Energy, Inc. Rapid thermal processing of heavy hydrocarbon feedstocks
ES2429508T3 (es) 1999-04-07 2013-11-15 Ivanhoe Htl Petroleum Ltd Procesamiento térmico rápido de materias primas de betún
US8062503B2 (en) * 2001-09-18 2011-11-22 Ivanhoe Energy Inc. Products produced from rapid thermal processing of heavy hydrocarbon feedstocks
DK1332199T3 (da) 2000-09-18 2012-02-06 Ivanhoe Htl Petroleum Ltd Produkter fremstillet ved hurtig termisk behandling af tunge carbonhydridråmaterialer
US6799615B2 (en) * 2002-02-26 2004-10-05 Leslie G. Smith Tenon maker
US7572365B2 (en) * 2002-10-11 2009-08-11 Ivanhoe Energy, Inc. Modified thermal processing of heavy hydrocarbon feedstocks
US7572362B2 (en) * 2002-10-11 2009-08-11 Ivanhoe Energy, Inc. Modified thermal processing of heavy hydrocarbon feedstocks
US10941353B2 (en) 2004-04-28 2021-03-09 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Methods and mixing systems for introducing catalyst precursor into heavy oil feedstock
ES2585891T3 (es) * 2004-04-28 2016-10-10 Headwaters Heavy Oil, Llc Métodos y sistemas de hidroprocesamiento en lecho en ebullición
US7578928B2 (en) * 2004-04-28 2009-08-25 Headwaters Heavy Oil, Llc Hydroprocessing method and system for upgrading heavy oil using a colloidal or molecular catalyst
WO2005104786A2 (en) * 2004-04-28 2005-11-10 Headwaters Heavy Oil, Llc Fixed bed hydroprocessing methods and systems and methods for upgrading an existing fixed bed system
US8623199B2 (en) 2006-06-28 2014-01-07 Saudi Arabian Oil Company Clay additive for reduction of sulfur in catalytically cracked gasoline
US8409428B2 (en) 2006-06-28 2013-04-02 Saudi Arabian Oil Company Catalyst additive for reduction of sulfur in catalytically cracked gasoline
US8034232B2 (en) 2007-10-31 2011-10-11 Headwaters Technology Innovation, Llc Methods for increasing catalyst concentration in heavy oil and/or coal resid hydrocracker
JP5744731B2 (ja) * 2008-07-30 2015-07-08 サウジ アラビアン オイル カンパニーＳａｕｄｉ Ａｒａｂｉａｎ Ｏｉｌ Ｃｏｍｐａｎｙ 金属性クレイを基礎としたｆｃｃガソリン硫黄低減添加組成物
CA2793893A1 (en) * 2010-05-28 2011-12-01 Greatpoint Energy, Inc. Conversion of liquid heavy hydrocarbon feedstocks to gaseous products
CN102295284B (zh) 2010-06-28 2013-05-15 通用电气公司 将碳转化为碳的氧化物的方法和烃类裂解的方法及装置
US9206361B2 (en) 2010-12-20 2015-12-08 Chevron U.S.A. .Inc. Hydroprocessing catalysts and methods for making thereof
EA201390989A1 (ru) 2010-12-30 2014-06-30 Айванхо Энерджи Инк. Способ, система и устройство для разделения в обработке исходных сырьевых материалов
US9790440B2 (en) 2011-09-23 2017-10-17 Headwaters Technology Innovation Group, Inc. Methods for increasing catalyst concentration in heavy oil and/or coal resid hydrocracker
US9644157B2 (en) 2012-07-30 2017-05-09 Headwaters Heavy Oil, Llc Methods and systems for upgrading heavy oil using catalytic hydrocracking and thermal coking
US9707532B1 (en) 2013-03-04 2017-07-18 Ivanhoe Htl Petroleum Ltd. HTL reactor geometry
CN104449805B (zh) * 2013-09-22 2016-04-13 中国石油化工股份有限公司 一种劣质渣油裂化与焦炭气化的反应系统及方法
US9944862B2 (en) 2013-11-18 2018-04-17 Indian Oil Corporation Limited Process and a system for enhancing liquid yield of heavy hydrocarbon feedstock
US20150368572A1 (en) * 2014-06-20 2015-12-24 Exxonmobil Research And Engineering Company Fluidized bed coking with fuel gas production
US9314785B1 (en) * 2014-11-13 2016-04-19 Chevron U.S.A. Inc. Ketonization process using oxidative catalyst regeneration
US11414607B2 (en) 2015-09-22 2022-08-16 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Upgraded ebullated bed reactor with increased production rate of converted products
US11414608B2 (en) 2015-09-22 2022-08-16 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Upgraded ebullated bed reactor used with opportunity feedstocks
US11421164B2 (en) 2016-06-08 2022-08-23 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Dual catalyst system for ebullated bed upgrading to produce improved quality vacuum residue product
CN106753557A (zh) * 2016-12-09 2017-05-31 上海河图工程股份有限公司 一种高效重油转化工艺
US11732203B2 (en) 2017-03-02 2023-08-22 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Ebullated bed reactor upgraded to produce sediment that causes less equipment fouling
MX2018002577A (es) 2017-03-02 2018-11-09 Hydrocarbon Tech & Innovation Llc Reactor de lecho en ebullicion mejorado con menos sedimento de ensuciamiento.
US11220635B2 (en) * 2017-04-07 2022-01-11 Schmidt + Clemens Gmbh + Co. Kg Pipe and device for thermally cleaving hydrocarbons
CN107457246B (zh) * 2017-09-04 2018-06-26 华中科技大学 废电路板破碎分离回收铜残余非金属粉催化热解的方法
CN109705903A (zh) * 2017-10-25 2019-05-03 中国石油化工股份有限公司 劣质重油加工-焦炭气化的组合方法
CN109705899A (zh) * 2017-10-25 2019-05-03 中国石油化工股份有限公司 劣质重油加工-焦炭气化的组合方法
US20190352572A1 (en) * 2018-05-16 2019-11-21 Exxonmobil Research And Engineering Company Fluidized coking with reduced coking via light hydrocarbon addition
CA3057131C (en) 2018-10-17 2024-04-23 Hydrocarbon Technology And Innovation, Llc Upgraded ebullated bed reactor with no recycle buildup of asphaltenes in vacuum bottoms
CN110283626B (zh) * 2019-07-10 2024-04-26 北京石油化工工程研究院 油煤浆裂解气化反应装置和方法
US12497569B2 (en) 2022-05-26 2025-12-16 Hydrocarbon Technology & Innovation, Llc Method and system for mixing catalyst precursor into heavy oil using a high boiling hydrocarbon diluent

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2895896A (en) * 1954-12-01 1959-07-21 Texaco Inc Fluid contact coking in the presence of hydrogen produced by dehydrogenation of product gases
US2917451A (en) * 1954-12-31 1959-12-15 Universal Oil Prod Co Conversion of heavy hydrocarbonaceous material to lower boiling products
US3726791A (en) * 1970-07-16 1973-04-10 Exxon Research Engineering Co Hydrogen production from an integrated coker gasifier system
JPS5230283B2 (ja) * 1973-12-17 1977-08-06
US4111845A (en) * 1977-02-11 1978-09-05 Mckay Dwight L Cracking catalyst modified by antimony thiophosphate
US4220518A (en) * 1977-09-28 1980-09-02 Hitachi, Ltd. Method for preventing coking in fluidized bed reactor for cracking heavy hydrocarbon oil
US4263128A (en) * 1978-02-06 1981-04-21 Engelhard Minerals & Chemicals Corporation Upgrading petroleum and residual fractions thereof
US4298457A (en) * 1978-09-11 1981-11-03 University Of Utah Hydropyrolysis process for upgrading heavy oils and solids into light liquid products
JPS564686A (en) * 1979-06-22 1981-01-19 Nippon Oil Co Ltd Fluidization catalytic cracking of heavy petroleum oil
JPS5610587A (en) * 1979-07-04 1981-02-03 Terukatsu Miyauchi Thermal cracking of heavy oil
US4446009A (en) * 1980-06-02 1984-05-01 Engelhard Corporation Selective vaporization process and apparatus
JPS5718783A (en) * 1980-07-09 1982-01-30 Terukatsu Miyauchi Pyrolysis of heavy oil
US4331529A (en) * 1980-11-05 1982-05-25 Exxon Research & Engineering Co. Fluid coking and gasification process
US5358630A (en) * 1980-11-17 1994-10-25 Phillips Petroleum Company Regenerating zeolitic cracking catalyst
JPS58180590A (ja) * 1982-04-17 1983-10-22 Fuji Standard Res Kk 重質油の熱分解法
EP0145466A3 (en) * 1983-12-09 1985-07-17 Exxon Research And Engineering Company Process for catalytic cracking of metal-contaminated hydrocarbons in which the cracking catalyst is passivated
IN162877B (ja) * 1984-06-13 1988-07-16 Ashland Oil Inc

Also Published As

Publication number Publication date
GB8604911D0 (en) 1986-04-03
JPS61200196A (ja) 1986-09-04
US4772378A (en) 1988-09-20
GB2172610A (en) 1986-09-24
CN86101895A (zh) 1986-08-27
GB2172610B (en) 1989-06-21
CA1280710C (en) 1991-02-26
CN1014153B (zh) 1991-10-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US4772378A (en) Process for thermal cracking of heavy oil
US4331533A (en) Method and apparatus for cracking residual oils
US4427539A (en) Demetallizing and decarbonizing heavy residual oil feeds
US4336160A (en) Method and apparatus for cracking residual oils
US2605215A (en) Conversion of heavy carbonaceous oils to motor fuels, fuel gas, and synthesis gas
EP0101553A2 (en) Method and apparatus for converting oil feeds
US8518334B2 (en) Coking apparatus and process for oil-containing solids
JPS6114289A (ja) 石油の２段階水素化処理方法
JPH01198688A (ja) 炭化水素含有原料を低分子量液体製品に変換する流動法
JPS60184588A (ja) 原料油の転化方法
EP0304682B1 (en) Process for hydrogenation of heavy oil
JPS614785A (ja) 原油の重質供給油留分の接触分解方法
JPS6123021B2 (ja)
DE3267762D1 (en) Passivation of heavy metals during the conversion of oils that contain coke precursors and heavy metals
US4668378A (en) Process for thermal cracking of heavy oil
US4675098A (en) Process for thermal cracking of heavy oil
JPH022917B2 (ja)
US4428822A (en) Fluid catalytic cracking
EP0490453A1 (en) Process and apparatus for removal of carbonaceous materials from particles containing such materials
EP0101878A2 (en) Combination process for upgrading reduced crude
US4753907A (en) Fluid particle material regeneration method and apparatus
US2438439A (en) Chemical process for the catalytic conversion of hydrocarbon oils
JP2885876B2 (ja) 水素化脱アルキル方法
US2885348A (en) Fluid coking process
JPH072953B2 (ja) 炭素質ピツチ類のガス化方法

Legal Events

Date Code Title Description
LAPS Cancellation because of no payment of annual fees