JPS60233197A - 粒状物質の再生からの流出ガスの回収および再循環のための方法 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 この発明は、商業的に純粋な酸素を二酸化炭素で希釈し
た混合ガス中で燃焼によシ粒状物質から炭化水素丞コー
クスを除去する技術に関する。二酸化炭素によシ希釈さ
れた糾枠酸素の中でコークスを燃焼によシ生じ・た流出
煙道ガス（ｆｌｕｅ　ｇａｓ　ｅｆｆｌｕｅｎｔ）の再
生と、燃焼のためのフィードガスとして純粋な酸素と混
合される二酸化炭素の富化された再循環ガスを製造する
ための流出（ｅｆｆｌｕｅｎｔ）ガスの処理と、大気中
への排ガス放出を防ぐために８ＱｘＪ　Ｎｏｘを燃焼生
成物から除去することと、輸出品としての純粋な二酸化
炭素の製造とのために新規な方法を開示している。

高質の石油資源が枯渇しつつ弗る中で２石油精製工業は
あまシ望ましくない石油簀源を回収し精製し、さらに従
来の資源ｆ高質の資源の精製操作による釜残を精製する
という方向に変わ　９　一 つてきている。低質油や高質前の精製からの重質釜残の
Ｍ＃は次のような点で問題を提起している。つまυ、高
分子のかなり複雑な炭化水素や増加する炭素１帽有機金
属含有物、窒素含　゛有物、硫黄含有物を増扱うための
Ｎｌｌ１！プロセス　゛の能力的な問題をいう点である
。

従来の精製技術は、石油資源の精製に流動床式触媒接触
分解装置を使用してきた。流動床反応器内において触媒
は攪拌されるにともない単線が生じるのであるが１石油
精製を行う場合の分解操作においては、触媒表面にコー
クスが付着することによって粒状触媒が不活性になるの
である。流動床触媒接触分解装置内での操作を比較的安
定なものとするためには連続的に分解装置からコークス
付層触媒を取）出して再生する必要がある。再生された
触媒は、分解装置を停止せずに分解装置へ戻してやる。

１０− 流動床で普通に行われる再生ｉｊ、再生装置内を高温状
態としつつ、酸化剤を上向流で供給するというヤり方で
ある。このようにして、触媒上のコークスは燃焼し一酸
化炭素、二酸化炭素、水となって除去される。この発熱
を伴う燃焼によって、熱が供給され、この熱は再生装置
の触媒（ｒｅｇｅｎｅｒａｔｏｒ　ｃａｔａｌｙｓｔ）
によって吸収され、加熱された触媒は、流動床触媒接触
分解装置へ返送されて、この中で行われる吸熱分解プロ
セスに再生熱が利用される。

重質油や１質資源がこのような方法で精製されると、触
媒にコークスがますます付着し、窒素や硫黄成分による
触媒の汚染もひどくなる仁とがわかる。このコークスを
除去するためには、酸化ガス（ｏｘｉｄａｎｔ　ｇａｓ
）を吹込（ｔｈｒｏｕｇｈ−ｐｕｔ）んでやらなければ
いけない。触媒上のコークス量が重質釜残成分のＮｌｌ
１！につれて増加すると、触媒丹生装置へ吠込まねばな
らないガスも増加するのでこのことが、流動床接触触媒
分解反応によシ亀質成分を分解する時の制約になってき
ている。さらに、触媒上のコークスが増加すると、再生
装置内でのコークス燃焼が増えて、熱が多く発生するた
め、このことも重質成分の分解上、制約となっている。

再生装置内で使用されるガスは従来、空気である。触媒
上のコークス量が増えている場合。

再生装置に吹込１なければいけない条件を満たすために
、酸素富化空気混合ガスを利用して〔欧込み速度の制限
を越えることなく〕触媒上のコークスを完全に除去する
ために必要な燃焼は米国特許第４，３７０，２２２号明
細書において、酸素富化空気を使用しながら、触媒から
スチームコイル（ｓｔｅａｍ　ｃｏｉｌｓ）によって熱
を除去した択触媒冷却器（ｃａｔａｌｙｓｔ　ｏｏｏｌ
ｅｒｓ）を利用することによって再生装置内の温度や吹
込速度を制限し′　で特殊な触媒を使うことによシ触媒
再生装置内号明細誉において、流動床触媒接触分解装置
内の温度と吹込速度と熱の発生量をさらに増し々がら一
酸化炭素の二酸化軟木への燃焼を促進している・。この
特殊な触媒は少なくとも硫黄酸化物のいく分かを吸収す
るが、窒素酸化物は未処□理のまま残る。

各種の不活性ガスによって希釈した＃Ｒ索金含有ガス利
用することは知られている。米国％ｉ第４．１４６，４
６５には、二酸化炭素、窒素、コークス付着触媒のため
の酸化ガスとして再生装置から循環使用されるガスなど
の調節ガス（ｍｏｄｅｒａｔｏｒｓ）１３− によシ空気などの酸素含有ガスを希釈するプロセスが示
されている。ｎ製プロセスの他の部分から発生する硫黄
酸化物や一酸化炭素も再生装置へ導かれる。

米国特許第４，１１８，３３９号明細書に＃′ｉ、流動
尿触媒接触分解再生装置からの流出ガスが貴金属酸化促
進剤を含有する溶媒を再生反応域へ導入することによっ
て制御されるというプロセスが示されている。この促進
剤は、−酸化炭素が再゛生装置内で完全燃焼するような
触媒作用を有し・ているので、温度に安定なゼオライト
触媒を使って高温の操作ができ、従来の再生装置に生じ
・ていた−酸化炭素の汚染問題は回避される。しかしな
がら、再生用ガス、発生熱、再生温度の増加によって１
重質釜残成分を精製する場合の制約がいっそう強まって
しまう。

米国特許第４，２７４，９４２号明細書には％再生反１
４− ６域からの発止？Ｉ賀を測定して、西生前にコークス化
触媒にスチームを吹込むことによって、硫黄酸化物の発
生蓋を制御するというプロセスが開示されている。

従来の触媒再往でＦｉ、突気や酸菜富化ガスを使用する
ことによって大量の窒素ガスが杓生中の触媒の中を過通
し、何のメリットもなかった。

このような流出ガスは、一般に、窒素、二酸化炭素、−
酸化炭素、酸素、硫化水素、硫黄酸化物、窒素酸化物を
含んでいる。流出ガス中には窒素ガスが高い比率で含有
されているので二酸化炭素の回収や一酸化炭素の水素へ
の転換は非現実的であシ経済的でもない。さらに、硫黄
、窒素酸化物、−酸化炭素は公害間組を引き起す。

この問題は窒素成分と硫黄成分を高い比率で含有してい
る重質釜残の処理にあたっては、さらに大きくなる。

９市潰１１）その他ｔｉ米国特許第４，５０４，６５９
号明細曹において、糾枠酸素宮有混合ガスを煙道ガス（
ｆｌｕｅ　ｇａｓ）や二酸化炭素のような他の不活性ガ
スによル希釈してＦｏｅ再生装置内の流動化／燃焼ガス
として利用することを示している。煙道ガスは空気が燃
焼ガスである場合は普通８０〜９０％が窒素であるので
、純粋酸素を煙道ガスで希釈すると、空気の酸素富化の
場合とほとんど同様の再生装置の熱ノζランスとガス速
度の効果が得られる。

しかし、純粋酸素と二酸化炭素との混合ガスをＦ’ＯＣ
再生装置の燃焼ガスとして使用する場合には、再生装置
の熱バランスとガス吹込速度の点で顕著な効果がある。

このように酸素と二酸化０の混合ガスを使う長所につい
て８ｏ　ｗｅ）が米国特許第４，３８８，２１８号明細
曹の中で述べている。ロウ氏は一酸化炭素を含有するＦ
ＣＯ煙道ガスから一酸化炭素の富化された化学的供給物
蓄積（ｃｈｅｍｉｃａｌ　ｆｅｅｄｓｔｏｃｋ）を得る
ことができるということも認めている。しかし、再生装
置へ循環再使用するためや、化学的供給物蓄積としての
一酸化炭素を得るために煙道ガスから二酸化炭素を回収
するプロセスこと、ならびに煙道ガスの硫黄分を除去す
ることについては考慮されていない。

ｐ’ａａ煙道ガスから硫黄酸化物の排出を９０％他は、
米国特許第５，９７０，７４０号明細書において。

ＮａＯＨや他の苛性物質を添加して調節されたある一定
の一範囲の下で液体洗浄混合ｉを注入することによル触
媒微粒状と酸性ガスが除去できると述べている。この方
法ｉｌｔ％窃累をかなり多量に含有した煙道ガスの洗浄
の場合に＃ｉ実用的で１７− あるが、煙道ガスが００２をかなル多量に含有する場合
には、　ＮａＯＨの使用量が大幅に増加してし　□明細
１において、　ＣＯ２を１ｏ〜１５％含有し、窒素をか
なジ多量に含む煙道ガスの場合に選択的に利用される硫
黄酸化物の除去プロセスを示し　□ている。ここでも、
二酸化炭素をかなり多量に含有する煙道ガスの場合に、
二酸化炭素を同時に吸収してしまうので、このプロセス
は望着し曹の中で、賞金属触媒の再生に０２とａｏ２の
混合ガスを使用することを示している。増加する発生熱
を除去することができるので、再生装置に高ＩＩＩ度酸
素が使用でき、この結果燃焼効率も向上する。このよう
な４反後的で非定當的な貴生１８− 操作の完成された連続循環プロセスは、提案されていな
い。

この他に興味深い特許を挙げるとすれば、米国特許第２
，３２２，０７５号明細書、同３，８３８，０３６号明
細誉、同３，８４４，９７５号明細書、同４，０５６，
７４０号明却１曹、同４．１７４０８４号明細書、同４
，２０６，０３８号明細書。

同４，３００，９９７号明細書である。

従来技術によると、酸素と二酸化炭素との混合ガスをＦ
ＯＯ触媒再生装置の燃焼ガス−？貴金属触媒の再生時の
燃焼ガスとして使用済触媒中のコークスを燃焼し再使用
のための再生を行うことが知られている。しかし、従来
技術には、二酸化ｊｌｉ２素によシ希釈された純粋酸素
混合ガスで触媒再生を行うための完成されたプロセス、
再生装置からの流出煙道ガスより二酸化炭素を回収し循
環再使用すること、　ａＯとｃｏ２を含む燃焼生成物を
回収、処理して販売可能な製品にすること、濃縮された
ＳＯＸ、　ＮＯＸ、　Ｈ２Ｓを回収しさらに処理して大
気中への排出を完全に防止することについてなんら明ら
かにはなっていない。

ＦＯＯ触媒再生装置において０２とｃｏ２の混合ガスを
使用することによシコークス燃焼能力が向上するという
利点は従来技術により明らかにな。

っているものの、これらの混合物は、酸素のコストがか
なシ高いために使用されてはいない。

しかし、この発明の完成されたプロセスによれば、　Ｆ
ＯＯのコークス燃焼能力上の利点が得られるとともに、
水素と二酸化炭素を製品として製造し、硫黄酸化物、窒
素酸化物の大気中への排出を完全に防止するので、この
結果、触媒を冷却するための内部発生熱を除去する装置
を新しく付設することな（、ＦＯＯ装置によシ高いコー
クス収率の蓄積物の処理を行う経済的にすぐれた方法が
得られるのである。

この他、空気中の燃焼によって粒状物質から炭化水素糸
コークスが除去される流動床装置については、不活性粒
状物質床内でアスファルト釜残の処理が米国特許第４，
２４５，５１４号明細書に。

釜残の流動コーキング（ｆｌｕｉｄ　ｃｏｋｉｎｇ）が
米国特許第２，５２７，５７５号明細書に、流動化した
コークスのガス化処理が米国特許第３，６６１，５４３
号明細書に記載されている。二酸化度素にょシ希釈され
た純粋酸素を使用することによって流動接触分解触媒（
ｆｌｕｉｄ　ｃａｔａｌｙｔｉｃ　ｃｒａｃｋｉｎｇ　
ｃａｔａｌｙｓｔ）の再生と同様にして、前記プロセス
も効果的なものとなるが、酸素と二酸化炭素のコストが
今のところ高いために画業的に実施できないでいる。

この発明は、二酸化炭素富化循環ガスの回収。

処理、循環再使用と、循環ガスの二酸化炭素によシ希釈
された純粋酸素含有混合ガスを使用す２１− ることによって、粒状物質からの択化水索系コークスを
燃焼して発生する流出煙道ガスから製品ガスを分離する
方法に関するものであって。

以下の工程からなるものであるニ ー酸化戻累、二酸化炭素、酸素、硫黄酸化物。

發素酸化物、水を含有する上記燃焼にょシ発生する流出
ガスの回収工程； 酸素を添加した燃焼による上記流出ガス中、の−酸化炭
素の二酸化炭素への酸化工程；酸化された流出ガスの冷
却工程と排熱回収工程； 流出ガス中に水を注入して水蒸気＃縮と水中への粒状の
同伴（ｅｎｔｒａｉｎ）を行い、上記流出ガスから凝縮
生成物と粒状とを分離するクエンチング工程（ｑｕｅｎ
ｃｈｉｎｇ）　； 冷却した流出ガスを圧縮する工程と該ガスを二酸化脚素
循環流と正味のガス流（ｎｅ＋、路ｓ　ｓｔｒ扼（転）
２２− とに分岐する工程； 二酸化炭素循環流を燃焼ゾーンに返送する工程と該循環
流を純粋酸素と混合し流動化および燃焼ガスとする工ａ
： 純粋ガス流を圧縮、後冷却（ａｆｔｅｒｃｏｏｌｌｎｇ
）、乾燥する工程； 乾燥した純粋ガス流を分留により硫黄酸化物と窒素酸化
物の濃縮物を含有する液体流と、実質的に純粋な液体二
酸化炭素流と、酸素および二酸化炭素含有ガスとに分離
する工程。

硫黄酸化物と窒素酸化物とを含有するガスはクラウス硫
黄プラント又は硫酸プラントで処理されて価値のある副
製品を製造すると吉もにＳＯｘ。

ＮＯｘの大気中への排出を完全に防止することが好まし
い。

このプロセスの利点は、純粋な二酸化炭素流を高度な石
油回収操作のための回収媒体とじて利用するという点で
ある。好ましくけ、　ＦＯＯ再生装置内で触媒再生の燃
焼を行うことである。

ＦＣＣ再生装置は再生装置からの流出ガスが一酸化炭素
を含まないような完全燃焼状態で操作することも可能で
ある。この場合、同じプロセス工程が使用できる。もつ
とも、−酸化炭素の酸素による燃焼は不必要であろう。

他の実施例は５次の工程から構成される。循環ガスから
の二酸化炭素によル希釈された純粋な酸素の混合ガスを
使用することによる粒状物質からの炭化水素系コークス
の燃焼工程；−酸化炭素、二酸化炭素、酸素、硫黄酸化
物。

金素酸化物、水を含有する上記再生装置からの流出ガス
の回収工程； 流出ガスを脱酸素工程（ｄｅｏｘｙｇｅｎａｔｉｏｎ）
に通過させ酸素を除去するとともにｓｏｘをＮ２ＳＫＮ
ＯｘをＮ２に還元する工程； 上記流出ガス流を冷却し排熱を回収する工程；流出ガス
に水を注入して水蒸気凝縮と水中へ　。

の粒状の同伴（θｎｔｒａｉｎ）を行い、上記流出ガス
から凝縮生成物と粒状とを分離するクエンチング工程（
ｑｕｅｎｃｈｌｎｇ）　； 上記流出ガス流を高圧に圧縮して後冷却し。

圧縮ガスを乾燥する工程； 純粋燃焼生成物から００２循環流を分離する工程； ００２循環流を燃焼ゾーンに返送し、純粋酸素と混合し
て流動化および燃焼ガスとする工程；主に、純粋００と
ｏｏ２を含有子る燃焼生成物とからなる純粋ガス流を圧
縮する工程； 純粋ガスの一酸化炭素量を水蒸気とともにシフト触媒（
ｓｈｉｆｔ　ｏａｔａｌｙａｔ）上で二酸化炭素と水素
にシフト（ｓｈｉｆｔ）させる工程；Ｎ２Ｂを選択的に
吸収し５次いで二酸化Ｉ！素。

２５− 水素を順に吸収する物理的溶媒（ｐｈｙｓｉｃａｌ　５
ｏｌｖｅｎｔ）と上記流出ガスとを接触させて流出ガス
中の二、　□酸化炭素から生成した水素を分離する工程
；濃縮された水素製品流と二酸化炭素製品流を回収する
工程： 濃縮されたＨ２Ｓ流を典型的にはクラウス硫黄プラント
などの後続するプロセスに供するために回収する工程。

二酸化炭素ガス流は、高度の石油回収や石油液化のため
の回収媒体として高圧に圧縮することができる。圧縮水
素流はそのまま、凍たは必要に応じてさらに純度を上げ
て使用される。−酸化炭素の一部だけを水素にシフト（
ｓｈｉｆｔ）させてＮ２とＣＯの合成ガス混合物として
さらに使用することもできる。

ここでも、燃焼工程はＦＯＯ再生装置内の触媒再生を含
むことが好ましい。

２６− この発明のプロセスは反応プロセスからの不活性粒状物
質の再生や流動触媒接触分解反応器に先立っての原油の
高質化（ｕｐｇｒａｄｉｎｇ）にも適用できる。

この発明は、流動コーキング（ｆｌｕｌｄｃｏｋｉｎｇ
）のコークスの再生やＦＩＪＸ１００ＫＩＮＧプロセス
内のコークスの加熱やガス化にも使用できる。

この発明ＩＩ′ｉ、０２１００２混合ガスをＦＣＯ再生
装置の燃焼ガスとして使用するとともにＦＯＯのコーク
ス燃焼能力を高めた工程；純粋で高圧の二酸化炭素製品
の回収工程；硫黄酸化物と窒素酸化物と粒状の大気中へ
の排出を実質的に防止する工程とを組合せたユニークな
プロセスから構成されている。別の実施態様として、ガ
ス状の水素製品や合成ガスも製造される。

酸素含有比が再生装置へ供給されるガス全体の６０％〜
２１％、好ましくは３０チ〜２４チであるように純粋酸
素を二酸化に！素で希釈した混合ガスで流動触媒接触分
＃装鰺の触媒再生を行うことによって、従来の再生装置
の操作よシも、顕著々利点が得られるときもに、二酸化
炭素、水素。

＃Ｌ貢劃側成物を実用的、経済的に回収することが可能
となる。

第１１図を診照すると、ＦｏＣプロセスに適用されたこ
の発明のプロセスが詳しく記載されている。石油供給１
０はスチーム１１の存在下で加熱再生された触媒１２内
に分散される。分散物質は、上向反応器（ｒｉｓｅｒ　
ｒｅａｃｔｏｒ）　１３を上昇し、ここで吸熱分解反応
が生じるとともに、触媒を冷却して触媒上にコークスを
付着させる。

反応器１６は触媒の固１）が分離状Ｍ　（ｄｉｓｅｎｇ
ａｇｅｄ）に存在する分離器１５内に排出口を開口して
いる。分解製品ガスはサイクロン１８を通過して同伴触
奴を分離し彼続する処理１９へ送られる。

流動触媒接触分解反応器内の触媒は炭素付着物により触
媒表向がコーキングして不活性となっているので、ライ
ン１４からのスチームにょ力炭化水木が除去される反応
器ストツク”−（ｒｅａｃｔ、ｏｒ’　５ｔｒｉｐｐｅ
ｒ）　１６内を下降して通過する。ライン１７に入った
触媒は典型的な上向流反応器である再生装置２０へ導か
れる。触媒は酸化と高温雰囲気にさらされて、触媒上の
コークス化炭素付着物は燃焼し触媒からガス相へ、二酸
化炭素や一酸化炭素や他の流出汚染物質のような燃焼、
　生成物として分離される。燃警にょル浄化された触媒
は２イン１２を通じて引き続き触媒作用を果すため連続
的に分解反応器へ返送される。

仁の発明では、再生装置内で使用済触媒と接触する酸化
ガスは、純粋酸素と好ましくはライン２２から導入され
る二酸化炭素の希釈分とからなる混合ガスである。酸素
は酸化ガスの２４２９− 〜３０チを占め、二酸化炭素が実質的に残シの希釈分を
占めるこ２が望ましい。酸化ガスは空気分離装置によ）
分離された酸素７６七再生装置の流出ガスからの循環二
酸化炭素７５との混合ガスである。酸素ガスの大部分は
触媒上のコークスと反応し、触媒を加熱し発熱反応で触
媒再往又は非コークス化（ｄｅａｏｋｅ）する。

２Ｈ＋１／２　ｏ２→Ｈ２Ｏ ０＋　１／２０２→００ ０＋Ｏ２−１−００２ Ｃｏ　＋１／２０２→００２ 二酸化炭素の熱容量によって反応熱のいくらかは吸収し
、再生装置の温度上昇も緩和されるであろう。酸素富化
再生からの流出ガスは典型的には、二酸化炭素８３％、
水９チ、−酸化炭素７％、酸＄０．５％、硫黄酸化物０
．５　％、窒素酸化物５００１）Ｉ）ｍである。この流
出煙道ガス流は、３０− サイクロン２１内で触媒から分離される。再生装置２０
は典型的な建築材料によシできておシ。

典型的な温度制限を受けている。しかし、再生装置への
供給ガスである７　０／３０二酸化炭素／酸素混合ガス
の二酸化炭素希釈ガスは空気中の窃素希釈ガスと同等の
熱容量を有している。つまシ、酸素を高濃度にすると、
再生装置内のガス速度を減少させ、装置能力の限界から
決定されるガス速度制限を緩和するとともに、普通６２
０〜７６０℃となる空気で再生を行った場合の温度よシ
も再生温度を上昇させずにすむのである。

ライン２３内の煙道ガス流は酸素、−酸化炭素、二酸化
炭素、水、硫黄酸化物、窒素酸化物。

粒状からなっている。後者の成分は大気中へ排出される
と公害間鵬を引き起こす有害副生成物を構成する。従っ
て、流出煙道ガス流２３中のこれらの成分を除去するこ
とが望ましい。煙道ガス流２３Ｉｆｉ−酸化炭素酸化ゾ
ーン３０へ導いて、さらに酸素３４を吹込んで酸化を行
う。流出煙道ガス流中の残留−酸化炭素といかなる燃料
も二酸化炭素に燃焼される。流出煙道ガスのこの燃焼処
理によって、ガス流の温度はさらに上昇する。従って、
ライン３３からの二酸化炭素の循環流によって、燃焼温
度を緩和する必要がある。次に、高温の燃焼ガスは排熱
ボイラー３１を通）、スチームを発生することによって
約２６０℃にまで冷却される。

ＦＯＯ再生装置内でＣＯがｃｏ２に燃焼し、煙道ガス流
２３が酸素、二酸化炭素、水、硫黄酸化物。

窒素酸化物、粒状とを含有し、−酸化炭素を含有しない
ような完全燃焼状態でＦｏｅ再生装置が運転される場合
は、煙道ガス流２３は排熱ボイラー３１へ直接導かれ、
−酸化炭素燃焼ゾーン３０Ｆｉなんら不必要であって、
ガスは燃焼操作のないままこのゾーンを通過する。

酸化された流出流２４は、循環水流２８によって一般に
ベンチュリスクラバー２５内で典型的には９５℃にまで
断熱状態でクエンチされ。

気体流から触媒微粒状が分離される。ベンチュリスクラ
バーを出た流れ３７は、容器３５内で気相と液相とに分
離される。液相は、主として水とＦＯＯ再生装置からの
流出流２３中の夾質的にすべての触媒粒状と三酸化硫黄
とからなっている。２イン２６内のこの水は、ライン２
８でベンチュリスクラバー２５へポンプによｊＤ（２７
）返送される。純粋なプロセス水流２９はコークス燃焼
からの純粋水と純粋な触媒粒状を含んでいて、さらに処
理するため、引き抜かれる。この他のガス冷却方法とし
て、ベンチュリスクラバーを使わない方法やクエンチ塔
の代わりに熱交換器倉使う方法などが適用できる。しか
し、３３− ベンチュリスクラバーに続き、直接クエンチ冷却塔に通
すという好ましい実施例を行う場合に。

粒状が効果的に除去され、温度吃プラスチック製充填材
とゴムライニングの腐食が減少する範囲にまで低下する
し、圧力損失も最低になるのである。

分離器３５からの気相は、二酸化炭素、酸素。

水、硫黄酸化物％空巣酸化物からなっておＬこれは容器
３８を通過してライン４３からの冷却水のスプレーを受
けて一般にｕ５８℃よシも低い温度にさらにクエンチさ
れる。クエンチ水は容器３８からライン３９にょシ引き
抜かれ。

クーラー４２ヘポンプ（４１）で送られて、一般には３
５℃よシも低い温度に下げられたのち、クエンチ塔３８
へ２イン４３を通して再注入される。正味のプロセス水
はライン４５を通して引き抜かれ、容器３５へ注入され
る。新しい補給３４− 水がライン４０を通って、クエンチｑｒ３８へ追加され
るが、コークス燃焼によ〕製造されたプロセス水は、水
量の損失をすべて補うに光分な量でなければいけない。

再生装置からの流出ガス流２５は水と三酸化硫黄を含有
しているので、硫酸ミストが存在し、一般的には７０〜
２００℃である煙道ガスの無点以下においてすべてのプ
ロセス流は腐食性となるであろう。これは、ベンチュリ
スクラバー２５゜分離器３５、クエンチ塔３８内で処理
される流れすべてを含んでいる。硫酸のほとんどは、水
に吸収され低−を有する正味の水流２９になる。

クエンチ塔３８からの流出ガス４４は、コークスの燃焼
により生成され二酸化硫黄のほとんどを含んでいるであ
ろう。プロセス水中に８０２を吸収させる試みはなんら
なされない。三酸化硫黄と硫酸のほとんどは、クエンチ
水に吸収されるであろうが、１ミクロン未満の酸ミスト
粒状のごく微量は、流出流４４内に残存するであろう。

流出ガス４４は、その後、ブースターコンプレッサー３
６内でＦＣＣ再生装置２０へ該ガスの６０〜８０％を循
環返送するために必要なレベルにまで加圧される。ＦＯ
Ｏ再生装置の出口圧力の一般的値は１〜２．５気圧であ
るから、ブースターコンプレッサーの出口圧力は１．５
〜３．０気圧必要である。ブースターコンプレッサー３
６の出口温度は一般的に６５℃未満に保持して、従来の
コンプレッサー用合金を使用した場合に、微量の硫酸ミ
ストによる゛深刻な腐食問題を避けなければならない。

これは、コンプレッサー吸引機を中間冷却（１ｎｔｅｒ
−ｃｏｏｌ）又は冷凍することにより達成できる。　。

・プロセスのこの時点において、流出流全体は循環流５
１と残シの流れ５０とに分割される。

循環ＦＥ５１は流れ２２内の繊素を３０％に希釈するよ
う設定され、ＣＯの燃焼３ｏに必要なｃｏ２を流れ３３
内に供給することが好ましい。この部分は流れ１４４０
６１〜８０％程度になル、正味ノカス流れ５０＃ｉ約３
０％になるであろう。シイ＜５．１内の循環流は、再生
装置２ｏへ２イン７５を通って直接返送されて、２イン
７６からの純粋酸素と混合されたのち、ライン２２を通
って再生装装置２０へ導かれる。二酸化炭素は。

再生装置と再生される触媒の酸化及び、温度ピークを、
制御するため、の希釈ガスきして作用する。

循環流５１には下流プロセスか、らの二酸化炭素７４を
補給することもできる。

２イン５０内の正味の燃焼ガス流は２次いで多段、中間
冷却コンプレッサー５２へ直接導かれて、約２０〜４０
ａｔ、ｍの出口圧力に加圧される。

８７− 酸性で硫黄酸化物含有鹸縮流は中間冷却熱交換器４８と
４９Ｐ３で分離されてライン４６と４゛７内に除去され
、ライン２９内の硫黄含有水流に合流する。ライン５３
内の圧縮流出流は、熱交換器５４と５６内で後冷却され
、ここでも酸性水が凝縮してライン５５．５７から除去
される。

流出流５８は約５℃に冷却され、乾燥器５９内で脱湿さ
れる。乾燥器５９はアルミナのような脱湿剤の交互使用
による充填床から構成されるか、又は循環グリコール処
理などのような既知のガス乾燥手段を使用できる。

ライン６０内の乾燥流出流は蒸留コラム６１へ導かれ、
ここでガス中の二酸化゛炭素成分が残シの硫黄酸化物と
窒素酸化物から分離される。

硫黄酸化物と窒素酸化物は蒸留コラム６１から正味の塔
底流（ｂｏｔｔｏｍ　ｓｔｒｅａｍ）としてライン６３
から除去される。この流れはクラウスプラント３８− でさらに処理され、販売用又は輸出用の元素硫黄製品を
提供することができる。また、硫酸プラントへ供給する
こともできる。コラムに再加熱するには、熱交換器６４
が使用される。ｓｏ２とＮＯ２はｏｏ２よシも揮発しに
くいので塔底流（ｂｏｔｔｏｍ　ｓｔｒｅａｍ）　６２
内に分離される。Ｎｏは非常に揮発しやすく、沸点は一
１５２℃であって、Ｎｏ　＋１／２０２→ＮＯ２ この反応の平衡は低温でＮＯＲを生成することになるの
で、温度が低下するほどＮＯ２の生成速度は増加する。

したがって＆”２が過５１！ｔ１．に存在すると、計算
上は蒸留塔内でＮｏが存在しないことになるであろう：
ＮＯはＮＯ２に転化し、ＮＯ２はｏｏ２から分離されて
硫黄酸化物とともにライン６３から除去される。

実質的に純粋な二酸化炭素の液体製品が＃笛コラムの精
留部からの側流として得られ、製品として輸出できる。

この製品流は２イン６５よシ除去され、２イン６７より
物ｄ出に／供されるＭｆにポンプ６６内で加圧される。

二酸化炭素の中間カット流は充分に純度が高いので、ノ
ぞイブラインで輸送され高度の石油回収操作などの他の
プロセスに利用される。しかし、Ｃ０２製品には、微量
の０２が不純物として宮まれていることに注意しなけれ
ばならない。微量の０２は必要ならば２塔の蒸留塔によ
って除去できる。この第２塔はストリッパーで塔底には
りボイラーを設けて微量の０２塔頂物をストリップし蒸
留コラム６１に再供給するか、冷却された熱交換器６９
で回収する。ストリッパーコラム液は側流６５として又
は還流７０から除去される。

二酸化炭素と酸素を含む塔・頂流はライン６８を通って
蒸留コラム６１から引抜かれる。還流は、冷却熱交換器
６９内の冷却塔頂流６８によってコラムロ１の上部に供
給される。この流れの一部は縦紬されライン７ｏを通っ
て還流きして返送される。＃ｌｒ頂流の浅、ルはライン
７１を通シ熱交換器６９から除去される。この流れは循
環ＯＱ２５１とライン７５内で合、流し、流動化触ｍ接
触分解再生装置２ｏ又は酸化帯域３ｏへ循環さ、れる。

循環流７４／Ｉ′ｉ、この発明の再生又は循、環、シス
テムに導入されてｆｌ＆索をほとんどまかなうことにな
る。酸素と二部・化炭素を宮む流れの二部の流れ７１は
、バルブ−，７２とライン７３含通ってＮ２．アルゴン
などの不一活性ガスをシステムから大気へ排出する。　
、 める条件のもとでは、流れ７・５内の希釈二酸化炭素は
輸入されるか、又は、二酸化炭素によって希釈されてい
ない純粋な酸素を利用して再、生装置を運転する方が望
ましい場合もある。仁のような場合には、流れ４４、は
すべて圧縮され。

４１− 流れ７１は排出されるか流れ２２に加えられる。

再生装置にか１枠酸素が尋人される場合、触媒き再生装
置の温度は約５０℃上昇することが予想されるであろう
。・再生システムの中には加熱された再生装置内で＃１
．素算囲気を保つと、再生装置の流動床に逆混合（ｂａ
ｃｋ　ｍｉｘｉｎｇ）が生じ、酸素が再生装置内の物質
やガス相と急減に混合してしまう怖れがあシ好ましくな
いであろう。従って、逆混合が完全に生じてしまうと、
純粋゛酸素による触媒再生は必すしも温度の過剰上昇に
はつながらない・。しかし、あらゆる逆混合“システム
には、混合ゾーンが限られてしまう。このような流動化
触媒接触分解今生装置の混合ゾーンでは、酸素濃度は入
日付近で実質的に１００％であるが、出口付近でＦｉキ
わめて低いものとなって分布が生゛じてしまう。再生装
置の始めの方の混合ゾーンでは、酸素反応速度が極度に
高く。

４２− 発熱も予想されるので局部的に温度が高くなシ触媒のい
くらかと再生装置材料に被害があるであろう。さらに、
システムの中には酸素流入用金属管や分散器が酸素雰囲
気中で灼熱した）燃焼したルすることがある。従って、
このようなシステムでは、この発明の実施例を利用して
。

再生装置への流入ガスがライン５１又はライン７４又は
外部の新鮮な二酸化炭素供給源から希釈ガスとしてかな
りの量の二酸化炭素を含有することが望ましいであろう
。１モルめたシの熱容量では、二酸化炭素は窒素よシも
約６０チ多く。

流入ガスきして二酸化炭素で３０チ酸率を希釈した場合
、５０％酸素を富化しているにも拘らず、空気と同じ熱
容量を有することになる。これは金属部材の燃焼性や触
媒の過熱ならびにこれに付随する触媒の寿命や活性力の
同地を有利に回避できるであろう。

この発明は、００２と０２の混合ガスをＦＯＯ再生装置
に使用しＦＯＯのコークス燃焼能力を高めるとともに高
圧の純粋二酸化炭素製品（好ましくｉｔ、液体として）
を回収し、有害な００％粒状。

硫黄酸化物、窒素酸化物の排出を完全に防止するという
プロセスのユニークで総合的な組合せよシなるものであ
る。先行技術に基けば、空気による再生と比較して、　
ＳＯ２と０２の混合ガスを使用した場合、　ＦＯＯのコ
ークス燃焼能力が改善されるという利点があることは認
識されていたものの、０ＶＣＯ２による再生は、０２（
！−００２が高価であって不経済であるきいう理由で実
施されていなかった。しかし、これは、高価なＣ０２を
製品として回収したことと、ＳＯＸの一部分及びＮＯＸ
にいたってははとんど除去できない高価な煙道ガス用脱
硫プロセスを設置せずに煙道ガスの排出を防止したとい
う、この発明のプロセスの組合せによって、はじめて経
済的なものになるであろう。

再生装ｆＪｔＫ突気が使われた場合、再生装置から発生
する煙道ガスＦｉ１４ｖｏ１％の００２と過剰の０２と
８０Ｘ　七ＮＯＸを含むＮ２主体のガスである。このガ
スから純粋な００２を回収するのＩＩｉ費用がかかる。

Ｎ２含有ｃｏ２は島度の石油目状や商業マーケットにお
いてはほとんど価値がない。蒸留による分離は、００２
の分圧が３重点の圧力５．ｌａｔｍよシ高くするために
ガスを圧縮しなくてはいけないため、実用的でない。１
４　’ｊ　００２を含有する煙道ガスのためには、蒸留
圧力は３　（Ｓ　ａｔｍよ）高くないといけないし、圧
縮エネルギーの条件やコストは実損不可能なものであろ
う。しかし、ＳＯ２と０２の混合ガスが利用されるので
あれば、再生装置からの煙道ガスは大部分がＳＯ２であ
とは８０Ｘ、ＮＯＸ、０．２といくらかのアルゴン（０
０が４５− 燃焼してＳＯ２と水になって除去されたあとの場合）を
含むものである。煙道ガスの６０〜８０ｑｂが再生装置
へ返送されて０２の希釈ガスとして供給された後は、正
味の燃焼煙道ガスは５　ａｔｍよシ高い圧力に圧縮され
て、二酸化炭素を液化。

回収、浄化することができる。圧縮条件は、圧力が低く
なるのと大量のＮ２を圧縮しなければならないことによ
る条件が除かれるために、空気″の場合よりもゆるやか
である。

正味のＯＯ２が圧縮されて高圧の００２ガス又は液体製
品が回収された後は、蒸留によってＳＯＸ。

ＮＯＸと余”ＡＯ２を分離することは、安価で実用的に
なる。二酸化硫黄はｏｏ２よシもかな）揮発性が低いの
で蒸留によってＳＯ２からたやすく分離される。８０５
でさえも揮発性は低いのですぐにＳＯ２とともに分離さ
れる。ＮＯ２もまた００２よシ揮発性は低いのでＳＯ２
と８０５とともに分離さ４６− れるであろう。Ｎｏは節点が一１５２℃で揮発性が非常
に高いゆえに、　Ｎｏは余剰０２と蒸留システムの低温
部分で反応し、揮発性のないＮＯ２を生成するので、前
述の如（８０２，８０５とともに分離される。従って、
蒸留システム中でのこの反応はＮＯを完全に分離するた
めに重要な手段であることがわかる。

この発明では、すニーダ−氏その他が米国特許第３．９
７０，７４０号明細書で示しているような硫黄酸化物を
除去するために煙道ガスを湿式スクラバーによって処理
するという技術を利用するのは実用的ではない。ｃｏ２
が高濃度で含有されるために（・リーター氏の場合１５
憾であるのに対して。

８６優である）、苛性溶液を多く消費しなければならず
、水の注入速度も高くなって水処理の問題が生じるので
ある。亜硫酸ナトリウム含有水によると、クラウスプラ
ントや硫酸プラントで直接処理できるＢｏｘとＮＯｘの
蒸留分離に比べてかなり多くの処理工程が必要となる。

この発明のプロセスでは、煙道ガスからのｓｏ２を水に
吸収させるにあたり、自然に吸収される以外になんらの
操作もなされない。燃焼により生ずる水がシステムから
粒状を除去するのに十分であれば、連続的に水を注入す
る必要もない。このことによって、リーター氏その他の
方法に比へ水量と硫酸塩濃度がかかり減少し、水処理の
必要が最小限に抑えられる。

蒸留によるＣＯ２からの０２の分離もまた。Ｃ０２の三
重点温度である−５６．５℃よりも低い場合にＣＯ２の
凍結の問題が生じるので複雑である。純粋な０２を分離
するためには０２の臨界温度である一１１８℃よりも低
温で０２液体の還流を行わなければいけないであろう、
提案されたシステムにおいては、０２の精留部分の最高
温度を−５６，５℃よｐも高く保つことによって凍結を
防ぐので。

実質的にｃｏ２を含有する不純な０２の不合格品ガスを
生じてしまう。提案されたシステムでは、不合格品ガス
はＦＣＣ再生部分へ循墳され、貴重な０２とｃｏ２の損
失を防ぐことが望ましい。システムから不活性ガスをパ
ージするために必要なベント流（ｖｓｎｔ　ｓｔｒθａ
ｍ）は少量であろう。

４９− 以上述べたように、提案されたシステムのユニークで総
合化された相互作用は明らかである。　□０２／ＣＯ２
を利用する］ｌ’ＣＣ再生によりコークス燃焼能力は増
加するが、ただ経済的ではない。ＦＣＣ再住によｐ発生
する煙道ガスからｃｏ２を回収することは望ましいこと
ではあるが、窒素が多く存在するため空気による再生で
は非経済的である。ＦＣＣＮ生装置からのＳＯＸとＮＯ
Ｘの排出防止は大気の質を保つという要求を満たすため
に、ますます必要であるが、仁のための技術は高価であ
って、除去も部分的にしかできない。提案された発明を
利用すると冥質的に０２を完全利用することかでき、実
質的に純粋なＣＯ２を回収し。

また、クラクス硫黄プラントや硫酸プラントに導いて副
成品を製造できるように煙道ガスから８０ＸとＮＯＸを
実質的に完全分離することができる。

５０− 第２０図には、この発明の他の実施例を示す。

流動化触媒分解反応装置１１３から排出するコークス化
した使用済触媒１１７は再住装＆　１２０へ導入され、
この発明の実施例ですでに述べたと同じように二酸化炭
素により希釈された純粋酸素の混合ガスを流動状態で上
向流１２２として流入させながら厩生きれる。反応装置
と再生装置とそれらの部分には、第１図と対応する１０
０番台の番号が付されている。

再生装置からライン１２６よシ出る流出ガスは、すでに
述べた実施例と同じ成分、すなわち、Ｃｏ。

Ｃ０２ｓ　Ｎ２０ｅ　０２　ｍ硫黄酸化物、窒素酸化物
、粒状を含んでいる。

流出ガス流１２３は排熱ボイラー１２５内で１５０〜４
２５℃にまで冷却されて高質のスチームを製造する。冷
却された流出流１２７は触媒反応装置１２８を通って、
酸素を除去し硫黄分、菫素分をＨ２ＳとＮ２とに還元す
る。触媒は、一般には、参５．７５２，８７７号明細書
に記載されるような、硫化コバルトと硫化モリブデンを
シリカ−アルミナ担体に担持させたものである。温度は
、使用される特定の触媒の関数である。還元反応に必要
な水素は、　ＦＣＣ流出ガス１２７中のＣＯとＮ２０を
触媒上でシフトさせて製造されるであろう。流出流１２
７の酸素量がまちまちなので、反応熱除去のための中間
冷却段階を有する多段反応装置が必要であろう。この例
では、水素１２６を反応装置１２８に浩加して硫黄と窒
素の還元速度を高めることが望ましい。

反応装置１２８からの脱酸素化され還元された流出ガス
１２９は、−酸化炭素、二酸化炭素、水、水素、Ｎ２８
ｈ　”２　ｍ粒状と、再生装置へ導かれた酸素流１７６
に同伴されたアルゴンなどの微量成分とから構成される
ことになる。流れ１２９は排熱ボイラー１６１内で約２
６０１：にまで冷却され、高質のスチームを製造する□
。冷却された流出流１３５は５次に、一般的にはベンチ
ュリスクラバー１３５内で循環水流１３７によって約９
５℃よりも低温に断熱的にクエンチされて、微細な触媒
粒状を気相から分離する。ベンチュリスクラバーからの
流出流１６９は容器１４０内で気相と液相とに分離され
る。液相は、流れ１６６からの実質的に全ての粒状と溶
存Ｈ２Ｂをいく分か含有した水である。酸性水１６６は
ライン１３７を通じてベンチュリスクラバー１３５へポ
ンプ１５４で返送される。コークス燃焼により生じた酸
性プロセス水流１６８は、正味の触媒粒状を含有してお
り、さらに処理するため引抜かれる。ベンチュリスクラ
バーな使わない方法や直接クエンチ塔を用いずに熱交換
器を使う方法などの他のガス５３− 冷却方法も実施できる。しかし、ベンチュリスクラバー
の後にクエンチ塔で直接的に冷却する好適な実施例によ
れば、粒状の除去は容易であり、温度は下げられ、圧損
は最小限に抑えられる。

分離装置１４０からの気相は、Ｃｏ、　ＣＯ２，Ｎ２０
゜Ｎ２Ｂ、　Ｎ２、Ｎ２を含み、容器１４１内へ流入し
てライン１５６からの冷却水によるスプレーで典型的に
は３８℃未満にクエンチされる。クエンチ水はライン１
４５を通って容器１４１から引抜かれ、ポンプ１４７で
冷却器１４９へ通されて、典型的には３５℃未満に温度
が下げられたのち、ライン１５３を通ってクエンチ塔１
４１へ再循環される。

正味のプロセス水はライン１５１より引抜かれ容器１４
０へ流入する。新鮮な補給水はうイン１４５を通ってク
エンチ塔１４１へ加えることができるが、コークス燃焼
によって生じたプロセス水量５４− は、糸の水の損失量を補うために十分な童であろう。反
応装置１２８内で硫黄酸化物はすべてＨ２Ｓに還元され
るので、硫酸は存在しないことにカリ、硫酸による腐食
の問題は解決される。

水１４１からのクエンチ流出ガス１５５は多段゛コンプ
レッサー１５９によって、ガス中のＣｏ／ＣＯ２比に応
じ、１０〜２０ａｔｍに加圧されることが好ましい。熱
交換器１６１と１６３内で、中間段階の冷却が行われ、
酸性水がライン１６５と１６７から引抜かれ、ライン１
６８からの酸性水と合流される、圧縮ガス１７１は、ガ
スを取りまくように冷却水が供給される熱交換器１７５
で約４０℃にまで後冷却されて、ここでもライン１７５
から酸性水が除去される。

流出ガス中の循環００７は、自動冷却されるジュールト
ムソンフラツンユ分離によって正味の燃焼生成物から分
離される。流れ１７７内の圧縮ガスは熱交換器によって
典型的には５〜１０℃にできるだけ低温に冷却されて水
和物を生じないよう、カるべく多くの水を凝縮させる、
冷却ガスから水が除かわると、次に、前の実施例で述べ
たものと同様の吸収システム１８１内で乾燥される。乾
燥ガスは自動冷却熱交換器１８５へ送られて、約−５０
℃に冷却される。循１ｃｏ２は液化されたのち、容器１
８７内で、正味の燃焼ガス気相から分離されＺ）。正味
のガス相は、熱交換器１８３内で冷却しようとする供給
流に抗して約Ｄ℃に１で昇温される。液体循環ＣＯ２１
８９はジュールトムソンパルプ１９０内でフラッシュし
て冷却される。循環ＣＯ２の凍結を防止するためバルブ
１９０の圧力下流（ｐｒｅｓｓｕｒｅ　ｄｏｗｎｓｔｒ
ｅａｍ）はライン１９１で約−５５℃となるように制御
される。ライン１９１内の冷却された循環ＣＯ２は熱交
換器１８３内で冷却しようとする供給流に抗して昇温さ
れる。再昇温された循ＪＪ　（：！０２１９３は、ター
ビン１９５内で約１５〜３　ａｔｍ　Ｋまで膨張されて
圧力を回収し、熱交換器１９９内で昇温されるとともに
、下流のガス分離を行うため、低温冷却媒体を提供して
、鏝後に、熱交換器１７９で冷却流、出ガス１７７に抗
して昇温される。循環ＣＯ２１９７は主にｃｏ２と、少
量のＣ０１Ｈ２Ｂとからなり、酸素１７６と混合されて
、ＦＣＣ再生装置の燃焼ガス１２２を提供する。

コンプレッサー１５９は、再生装置の燃焼ガス１２２と
して必要な量の循環Ｃ０２を生成するように１分離装置
　１８７の圧力と温度を制御して、循環ｃｏ２と燃焼生
成物の分離を行うことができるようなエネルギーを入力
することになる。熱交換器１７９と１８３に要求される
冷却能力とタービン１９５で回収される圧力は大気中へ
のエネルギー損失に依存する。流れ１８６を冷却するた
めの一５７＝ 補助冷却器が必要かどうかやタービン１９５が経済的に
作動しうるかどうかは、どのような断熱規格を適用する
かにかかつている、 正味の燃焼生成物であるＣｏ、ＣＯ２，Ｈ２Ｓ、’　Ｎ
２゜Ｈ２を含有する昇温された気相２０３は、コンプレ
ッサー２０５で約４０　ａｔｍに圧縮される。

次に、正味の流出煙道ガス流２１６は、′熱交換器２１
５内で６１５〜３４５℃に加熱される。

加熱された流れ２１７にスチームがライン２２１を通っ
て加えられ、混合された流れはライン２２３を通って、
６つのシフト反応器２２５％２６９％２４３の第１番目
に導かれる。

シフト反応器２２５は、ガス中に含有するｍｚｓ量のた
めに、大幅な温度上昇にも耐えうる硫化コバルト−モリ
ブデンのアルミナ相持触媒など　□の酸性シフト触媒を
含んでいる。シフト反応は。

次のように一酸化炭素を転化するものである；５８− ＣＯ＋Ｈ２０→Ｈ２＋ＣＯ２ この反応によって、発熱反応に従い水嵩に対する一酸化
炭素の平衡状態が部分的にシフトし。

実質的に温度が上がる。反応器２２５からの出口流２２
７は熱交換器２６１内で５１５〜３４５ｃに冷却され、
第２番目のシフト反応器２３９ヘライン２３６を通って
導かれる。この反応器も、酸性シフト触媒を有しており
、ここでもさらに−酸化炭素が水素へとシフトされる。

流出は熱交換器２４１で約２００ｃにまで冷却され、酸
性シフト触媒を持つ第３シフト反応器２４３へ流入する
。

シフトされた流出ガス流は熱交換器２４０で大気温度に
まで冷却され、凝縮物はライン２４２より除去される。

冷却流２４４は主として、水素。

二酸化炭素、と少量のＣ０１Ｈ２Ｂ、アルゴンを含む水
とからなっている。これは、硫化水素吸収塔２４６へと
入Ｊ）　％　Ｈ２”　リーン物理的溶媒２６１と接触し
、実質的にすべての硫化水素とＣＯ２のごく微量とを選
択的に吸収する。Ｈ２Ｓが富化された溶媒２９１は吸収
塔２４６の塔底より抜き出されて。

ＣＯ２ストリッパー２９５へと供給される。同時に吸収
されたｃｏ２は容器２９５内でフラッシュされ、製品水
素２９６によりストリップされる。ＣＯ２ガス２９７は
、コンプレッサー３０１で約４０　ａｔｍに圧縮される
。高圧ＣＯＲ流６０６は冷却されたシフト流出流２４４
と合流されてＨ２Ｓ吸収塔２４６へ返送される。ストリ
ッパー２９５から出たＨ２Ｓの富化した溶媒３０５はパ
ルプ３０７により約１．５　ａｔｍにまでフラッシュさ
れて、溶媒を再生するために、　Ｈ２Ｓストリッパー３
０９へ注入される。ストリッピングガスは、リボイラー
６２６で再生される。ストリッツ−の塔頂物５１１は熱
交換器６１３で部分的に凝縮され、容器３１５で分離さ
れる。

液体６１７ホ還流としてコラムに返送され、濃縮された
Ｈ２Ｓを含有するガス３１９は、典型的にはクラウス硫
黄プラントで処理するための製品３１９として分離装置
５１５から引き抜かれる。実質的にＨ２とｃｏ２を含ま
なくなったリーンソルベントはＨ２日ストリッパー３０
９の塔底より引き抜かれポンプ６２５で約４　Ｑ　ａｔ
ｍにまで圧縮される。

この溶媒はライン６２７で、ｃｏ２ストリッパー２７３
からのリーンソルベント２８６と合流される。

Ｃ０２，Ｈ２といくらかのＣＯと実質的にＨ２Ｓを含ま
ない、　Ｈ２Ｓ吸収塔２４６からの塔頂ガス２４５は。

熱交換器２４アで冷却され、ライン２５１を通ってＣＯ
２吸収塔２５６へ導かれ、清浄な物理的溶媒２５５と接
触し二酸化炭素が吸収される。実質的に二酸化炭素のな
くなった製品水素は、ライン２５７より塔頂ガスとして
塔２５３から除去される。

水素流２５７は残留−酸化炭素を含有するが、この−酸
化炭素は触媒によるメタン化により実質６１− 的に完全に除去されるであろう。

二酸化炭素を吸収した溶媒は塔底流２５８として除去さ
れ、２つの流れに分けられる。一方の流れはポンプ２５
９によシ約４　Ｑ　ａｔｍ、に圧縮されてＨ２Ｓ吸収塔
２４６で使用するＨ２Ｓリーンソルベント２６１として
供給される。正味のｃｏ２富化溶媒は分離装置２６７で
の相分離の前にパルプ２６３でフラッシュされる。ガス
状の二酸化炭素はライン２６５から塔頂流で除去され、
純粋な製品として高圧に圧縮され、高度の石油回収操作
に使われたり、輸出製品として液化されたりする。

分離装置２６７の溶媒は塔底流２６９として除去され、
ストリッパーコラム２７３へ導かれて残留二酸化炭素は
ライン２７７から導入される窒素で、溶媒よりストリッ
プされて、ストリップされたガスはライン２７５より放
出される。リーンソルベントはライン２７９より除去さ
れポンプ２８１で６２− 圧縮される。リーンソルベント２８６はリーンソルベン
ト３２７　と合流し、熱交換器２８５によって冷却され
てライン２５５より塔２５３へ再滴入される。

ニコラス このガス分離方法ぼτ５ｃｈｏｌａｓ）その他による米
国特許第４，２４２．１０８号明細書に記載されている
ので参考文献として挙げる、 この発明のこの実施例は、前述の実施例と同様に、従来
技術と比べて次のような利点を有している； ・　ＦＣＣ再生装置のコークス燃焼能力を増す・　硫黄
酸化物、窒素酸化物、粒状がＦＣＣ再生装置から大気中
へ放出するのを防止する・　高度の石油回収のためや製
品として純粋なＣＯ２を製造する さらに１次の２つの利点もある ・　純粋な水素の製品を製造する ・　酸系消費量を減らす ＦＣＣ再生装置からの煙道ガスは、一般には、ＣＯを０
〜１５チ、Ｎ２０を１０チ、硫黄酸化物と窒素酸化物を
１チ未満、Ｎ２８と酸素を微量と、そして、流動化燃焼
ガスが０２とＣＯ２との混合ガスの場合にこのバランス
を保つためのＣ０２とを含有している。このガスから水
素を製造するということが実用化されるためには、プロ
セスは次の４つの条件を満たさなくてはならない：・　
酸素の除去と、　Ｎ２日との反応による固体硫黄の製造
の可能性 ・　正味の燃焼煙道ガスからの循環ＣＯ２の分離・　シ
フト平衡に有利なＣＯ濃度 ・　ＣＯ２製品からの硫黄類の分離 この実施例で限足されたユニークで総合化したプロセス
の概要によって、　ＦＣＣ煙道ガスＣｏからの水嵩製造
を経済的に実用化することができる。脱酸素、還元反応
装置、自動冷却ジュールトムソンＣｏ／ＣＯ２分離、＃
性シフト装置、Ｈ２Ｂ選択除去装憧が総合的に機能して
、この実施例の利点が得られる。

脱ｒＩＮ素と還元反応装置は、酸素ｈ　Ｎ２Ｓ＆　８ｏ
２の反応により下流の装置での固体硫黄の閉塞を防止し
なければならない。ＣＯ８や窒素酸化物のよ・すな微量
成分は、このプロセスで除去される。

硫黄化合物と窒素化合物をすべてａ２ｓとＮ２に還元す
ることによって、Ｎ２８は＋３０２よりもずつと揮発性
が高いので、循壊経路中の硫黄の沈積は減少し；二酸化
硫黄と水とにより生成する硫酸に起因する腐食の間組は
解消され；従来使用されていた鉄−゛クロム°°スウィ
ート”シフト触媒に必要なスチーム／乾燥ガス比よりも
低い比で商業的に実用可能である酸性Ｖアト触媒上に、
ガスを通して処理する仁とができる。自動冷却６５− ジュールトムソンフラッシュＣｏ／ＣＯ２分離１１Ｃヨ
１、Ｃｏが１鋒未満でＮ２θが２優未満の高濃縮ＣＯ２
循壌ガスと、水素ヘシフトするための燃焼ＣＯとＣＯ２
とを含む濃ｍｃｏ流とが生成される。二酸化炭素の一理
的特性によってこのタイプのＣＯ／ＣＯ２分離プロセス
が可能となる。この方法で窒素を分離するのは不可能で
ある。

Ｎ２Ｂを選択的に除去することにより硫黄を含有しない
ＣＯ２製品を製造し、これを高度の石油回収に使用する
ため、高圧に圧縮したり、商品にするため液化した］で
きる、 この発明のこの実施例によって実質的に光全にＣＯは水
素にシフトするが、ＣＯを部分的にだ　；け水素にシフ
トさせて、Ｎ２とＣＯの合成ガス混合物を製造すること
もできる。この方法によれば、合成ガス中のｃｏｔｔに
よって、ＣＯ２製品量が減ることになろう。

この発明は、流動化接触分解触媒の再生とい　□６６− う観点から２つの好適な実施例によって記載しているが
、粒状が反応装置から再生装置へと連続的に循環される
。これ以外の流動化炭化水素と石油のプロセスにも適用
できる。

例えば、この発明は参考文献として挙ける米国特許第４
，２４３，５１４号明細書に記載されているＥｎｇｌθ
ｈａｒｄ　Ｍｌｎｅｒａｌｓ　ａｎｄ　Ｃｈｅｍｉｃａ
ｌｓ　Ｃｏｒｐ、のアスファルト釜残処理プロセス（Ａ
ＲＴ）にも適用されうる。ＡＲＴプロセスでは５重質釜
残は流動化触媒接触分解反応装置で＠接処理するには適
さないので、まず特別処理されたカオリンなどの高温不
活性粒状物袈を有する流動化反応装置で処理される。高
沸点物質とコークス化物質は釜残から生じる金属ととも
に流動化反応装置内の高温粒状物質上に付着し、残りの
釜残は気化して流動化触媒接触分解装置内での再生のた
めに除去、される。炭素や金属の不適な粒状物質は除去
されて再生装置内で、酸素と二酸化炭素により該物質を
流動化し不活性化した粒状から炭素を燃焼除去する。金
属の蓄積はあらかじめ決められた基準になるまでは許容
され、新鮮な粒状物質が除却され、不適な不活性金属粒
状は再生装置から除去される。再生装置からの流出流は
、前述の方法と類似の方法によって処理される。

流出ガス中の二酸化炭素は輩累な含有しない酸素を希釈
し、緩和して不活性粒状物質の再生装置への供給ガスと
する。

この発明は、第・３図に示されるような熱的流動化接触
弁解装９ｊｌ　（ｔｈｅｒｍａｌ　ｆ’ｌｕｌ＋Ｈｚｅ
ｄ　ａｒａｃｋ１ｎｇθｙｓｔｅｍ）にも適用できる。

熱的装置の典型的な例は、参考文献として挙げられる米
国特許第２．５２７，５７５号明細書に記載された流動
コーキングプロセス（ｆｌｕｊｄｃｏｋｌｎｇ　ｐｒｏ
ｃｅｓｓ）である。流動コーキングでは重質吸引釜残（
ｈｅａｖｙ　ｖａｃｕｕｍｒｅｓｌ、ｄｕｕｍ）などの
炭化水素の供給流が高温の粒状コ・−クスを入れた流動
化反応装置内で分解される。コークスは釜残を熱的に分
解する一方、炭化水素系物質が粒”状コークス上に刺着
する。プロセスが進むに従って、コークスは大きくなり
付着した炭化水素系物質のい〈５かを連続的に除去して
再加熱し、小さくしなくてはならない。付着コークスは
除去されて再生装置へ送られ、付着した炭隼水素又はコ
ークスの、いくら、かけ燃焼させて熱を発生させ、反応
装置ｙ生じた正味の炭素又はコークスの一部勿を除去す
る。再加熱されたコークスは反応装置へ戻されて、コー
クス生、成物は再生装置から除去される。再び、この再
生装置又はコークス燃焼装置＆′ｉ流動化できることに
なり、酸素と二酸化炭素により燃焼を保つことができる
。この結果生じる流出流は処理されて、二部イビ炭素は
前述の如く循環される。

６９− 流動コークスシステムの態様の中には、フレΦνコーキ
ングプロセス（ｆｌｅｘｉｃｏｋｉｎｇ　ｐｒｏｏｅｓ
ｓ）も図に示すようにこの発明と同様の方法で実施する
ことができる。フレキシコーキングによれば、流動コー
キングで生成された正味のコークスの一部分を燃焼して
ＢＴＨの低い、高温の燃料ガス流出流が製造される。こ
の流出流は、今度は、再生装置又はコークス加熱装置内
の流□動化ガスとして使用される。ここで参考文献とし
て挙げる゛米国特許第５，６６１，５４３号明細書に記
載されるように、フレキシコーキングは、粒状物質が加
熱コークスの形で通常重質釜残である炭化水素供給物を
分解する流動床プロセスでおる。

コークスの上にさらにコークスという形で炭素物質が流
動化反応装置の粒状コークス上に付着し、コークス温度
が□下がる。、　□ 次に、このコークスの一部は連続的にコーク７０− ス加熱装置へと除去される。コークス加熱装置では、冷
却したコークスが、別の装置であるコークスガス化炉又
は再生装置内の燃焼により生じた高温でＢＴＵの低い燃
料ガスを用いて再加熱される。再加熱されたコークスは
連続的に反応装置へ戻され、コークスに熱を奪われたＢ
ＴＨの低い燃料ガスはコークス加熱装置から流出流とし
て除去される。反応装置から発生し加熱装置を通過した
正味のコークスはガス化炉で部分的に燃焼されて熱分解
に必要２な熱を発生する。この発明では、ガス化炉には
、酸素と、コークス加熱装置の流出ガスからの循環ガス
であってもよい二酸化炭素との混合ガスを供給する。従
って、フレキシフ−キングでは、酸素／二酸化炭素はガ
ス化炉又は加熱再生装置へと供給されて。

処理すべき流出ガスはコークス加熱装置から除去される
。もちろん、これはガス化炉で製造されたガスであって
、コークス加熱装置内で熱交換される。

ここでは、粒状物質とは接触粒状として流動化した炭化
水素の精製反応装置内で使用できる多数の物質のことを
意味しており、これらは例えば触媒接触分解における融
媒、アスファルト釜残処理におけるクレー、流動コーキ
ングプロセスとフレキシコーキングプロセスにおけるコ
ークスである。このような粒状上の炭素やコークスの蓄
積は一般に炭化水素糸り勿質と称する。

最後に、この明細書では、再生装置とは、流動化触媒分
解のための再生装置、アスファルト残留物処理と流動コ
ーキングプロセスのための燃焼装置、フレキ、シコーキ
ングプロセスのためのコークスガス化炉を含むものであ
る。

この発明は、前述の実施例により詳説してきたが、この
他、当業界における通常の知識な有する者によっている
いろな態様にょシ実施することが可能である。従って、
この発明の範囲は前述の実施例になんら限定されるもの
ではなく。

特許請求の範囲により確認され、るべきものである。

第ｉＥ！Ｊはｏ２／ｃ’ｏ２燃＝ガ゛スを＝う流動触媒
液

【図面の簡単な説明】

触分解拘生装置か、う発生する流出ガスよシ二酸化炭素
を分離、＠壌再、使用１回収するだめのと　。 の発明の好ましい実施例の、テロでスフローを詳第゛２
１図は０２／ＣＯ２燃焼１ｆ７を使う流動触媒液、油分
解再生装置から発生する流出ガスよりガス・状の水素と
ｃｏ２を分離、循環再使用１凹収するためのこの発明の
他の実施例のプロセスフローを詳しく示した図である。 第１５図は、流動コーカー（ｆｌｕｉｄ　ｃｏｋｅｒ）
に適７３− 用されるこの発明の概略フローを示した図である。 第４１図は、流動コーカー（ｆｌｕｌｄ　ｃｏｋｅｒ）
とガス化炉（ｇａｓｌｆｌｅｒ）どに適用されるこの発
明の概　□二フローを示した□、図である。 特許出願人　エア・プロダクツ・アンド・ケミ、、、　
カルス・インゴーボレイテツド□ ”−７４−

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １）　二酸化炭素で希釈した商業的に純粋な酸素からな
   る混合ガスによって燃焼ゾーンにおける燃焼により粒状
   物質から炭化水素系コークスを除去して発生する流出煙
   道ガスを処理し、二酸化炭素の富化された循環ガスを提
   供する方法であって、 ａ）流出煙道ガスを一酸化炭素燃焼段階に導入して、該
   ガス中の実質的にすべての一酸化炭素を、酸素ガスとの
   燃焼によって二酸化炭素に転化する工程 ｂ）　ａ）で発生する燃焼流出カスの温度を下げ、該ガ
   スの排熱を回収する工程、 Ｃ）該ガスに水流を導入して該流出ガスを冷却し、クエ
   ンチして燃焼による水分を凝縮するとともに２粒状を水
   流に同伴させて該水流をガスから除去する工Ｓ。 ｄ）該流出ガスを概ね燃焼ゾーンの入口圧力になるよう
   に圧縮する工程。 ｅ）該流出ガスを二酸化炭素の富化した循環ガス流と正
   味のガス流とに分割する工程。 ｆ）二酸化炭素の富化した循環ガスを、燃焼ゾーンへ供
   給する酸素の希釈ガスとして、該ゾーンへ循環する工程 とからなる上記の方法。 ２）さらに、 ｇ）正味のガス流をさらに高圧に圧縮する工程。 ｈ）圧縮された正味のガス流を冷却してｗ給水を除去す
   る工程、 １）上記正味のガス流を乾燥し残留する水分を実質的に
   すべて除去する工程。 ｊ）上記正味のガス流を蒸留して酸素と二酸化炭素とか
   らなる気相の塔頂物と、液体二酸化炭素の側流と硫黄酸
   化物と窪素酸化物とを含有する液相の塔底物上を回収す
   る工程を含む特許請求の範囲第１項に記載の方法。 ３）さらに、ｊ）工程におけるＭ素と二酸化炭素とから
   なる気相の塔頂物の実質的にすべてを。 酸素と循環二酸化炭素とを混合してなる燃焼ゾーンへ循
   環する工程を含む特許請求の範囲Ｎ２項に記載の方法。 ４）二酸化炭素で希釈した酸素からなる混合ガスによっ
   て燃焼ゾーンにおいて、−酸化炭素が実質的になんら存
   在しない完全燃焼を行って粒状物質から炭化水素系コー
   クスを除去して発生する流出煙道ガスを処理し、二酸化
   炭素の富化した循環ガスを提供する方法であって、 ａ）燃焼の結果発生する流出ガスの温度を下げ、該ガス
   から排熱を回収する工程。 ｂ）該ガスに水流を導入して該流出ガスを冷却し、クエ
   ンチして燃焼による水分を凝縮するとともに１粒状を水
   流に同伴させて該水流゛　をガスから除去する工＠。 Ｃ）該流出ガスを概ね燃焼ゾーンの人口圧力になるよう
   に圧縮する工程、 ｄ）該流出ガスを二酸化炭素の富化した循環ガス流と正
   味のガス流とに分割する工程、θ）二酸化炭素の富化し
   た循環ガスを燃焼ゾーンへ供給する酸素の希釈ガスとし
   て該ゾーンへ循環する工程 とからなる上記の方法。 ５）さらに。 ｇ）正味のガス流をさらに高圧に圧縮する工程。 ｈ）圧縮された正味のガス流を冷却して凝縮水を除去す
   る工程、 １）上記正味のガス流を乾燥し残留する水分を実質的に
   すべて除去する工程、 ｊ）上記正味のガス流を蒸留してＦＭ累と二酸化炭素と
   から彦る気相の塔頂物と、液体二酸化炭素の側流と、硫
   黄酸化物と窒ｘａｂ化物とを含有する液相の塔底物とを
   回収する工程を含む特許請求の範囲第４項に記載の方法
   。 ６）さらにｊ）工程における＃Ｒ索と二酸化炭素とから
   なる気相の塔頂物の実質的にすべてを。 酸素と循環二酸化炭素とを混合してなる燃焼ゾーンへ循
   環する工程を含む特許請求の範囲第５項に記載の方法。 ７）二酸化炭素の循環流の一部が除去され、−６− 酸化軟木の燃焼段階へ導入されて燃焼温度を緩和する特
   許請求の範囲第１項に記載の方法。 ８）二酸化炭素で希釈した酸素からなる混合ガスによっ
   て燃焼ゾーンの燃焼によジ粒状物質から炭化水嵩系コー
   クスを除去して発生する流出煙道ガスを処理し、二酸化
   炭素の富化された循環ガスと、さらに処理を行う一酸化
   炭素の富化されたガス流とを提供する方法であって、 ａ）燃焼ゾーンからの流出煙道ガスの温度を１５０〜４
   ２５℃に下げて排熱を回収する工程、ｂ）該流出煙道ガ
   スを脱酸素、還元触媒上に通して酸素を除去しＳＯｘを
   Ｈ２ＳＫＮＯｘをＮ２に還元する工程。 Ｃ）該流出煙道ガスの温度を下げ排熱を回収する工程、 ｄ）該ガスに水流を導入して該流出ガスを冷　６− 却し、クエンチして燃焼による水分を凝縮するとともに
   、粒状を水流に同伴させて該水流をガスから除去する工
   程、 ｅ）該流出煙道ガスを１０〜１０　ａｔｍ、の範囲に圧
   縮し、圧縮流を乾燥する工程。 ｆ）該流出煙道ガスの低温相分離によって。 正味の燃焼生成ガスより二酸化炭素の富化された循環流
   を分離する工程。 ｇ）二酸化炭素の富化した循環ガスを、燃焼ゾーンへ供
   給する酸素の希釈ガスとして、該ゾーンへ循環する工程 からなる上記の方法。 ９）さらに、 ｈ）正味のガス流をさらに高圧に圧縮する工程− １）正味の燃焼生成ガス中の一酸化炭素をシフトさせて
   、該ガス流の一酸化炭素量を減し、水素と二酸化炭素を
   さらに製造する工程、ｊ）該流を溶媒吸収プロセスによ
   って、二酸化炭素流と水素流と硫化水素流とに分離する
   工程 七を含む％許請求の範囲Ｍ８項に記載された方法。 １０）　ｆ）工程が主として自動冷却によジ行われる特
   許請求の範囲第８項に記載の方法。 ユ１）ｊ）工程がｃｏ２に比べて大量のＨ２Ｓを選択的
   に吸収しＨ２ははとんど吸収しない物理溶媒によって行
   われる特許請求の範囲第９項に記載の方法。 １２）　ｉ）工程の一酸化炭素のシフトが部分的にしか
   完了せず、ｊ）工程で、水素流がかなシの量の一酸化炭
   素を含有する特許請求の範囲第９項に記載の方法。