JPS614785A - Residual oil cracking process using dry gas initially in riser reactor as lift gas - Google Patents

Abstract

Dry gas (containing little C3+ and almost no C5+) is substituted for wet gas (generally containing C3+ and C5+) and used as the lift gas for transporting catalyst through a hydrocarbon conversion riser e.g. metal removal system, fluid catalytic cracker, and RCC<sm> heavy oil cracking process. Preferably the hydrocarbon feed contact the catalyst-lift gas mixture after some period of acceleration and mixing and passivation of contaminants on the catalyst surface. Advantages include lower gasing and lower coke-make as well as better product selectivity. Preferred catalyst-lift gas contact times are from about 0.01 to 2, more preferably 0.05 to 1.5, and most preferably 0.15 to 1 second. Preferred lift gas hydrogen contents are at least about 10, more preferably 15 and most preferably 20 mol precent hydrogen.

Description

【発明の詳細な説明】 発明の背景 （１）　　発明の分野 本発明は原油溜分；特に、アスファルテン、アスファル
゛ト、ニッケルおよびバナジウムの実質的金属不純物、
硫黄および窒素の化合物乞含む真空魚屋残油から成るか
あるいは成っていなくてもよいガス油から成る原油残油
分；の接触分解２行なう新規かつ改良された方法に関す
るものである。DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION BACKGROUND OF THE INVENTION (1) Field of the Invention The present invention relates to crude oil fractions; in particular, substantial metal impurities of asphaltenes, asphalt, nickel and vanadium;
The present invention relates to a new and improved process for the catalytic cracking of crude oil residues consisting of gas oil, which may or may not consist of vacuum fish tank residues containing sulfur and nitrogen compounds.

この炭化水素供給油はほとんど皆無かあるいは実質的量
でラムスボトム炭素またはコンラドソン炭素寄与物質乞
提供するろ４６℃（６５０６Ｆ）以上の炭素金属質分含
有重質供給油であってよい。本発明の分解操作において
用いろ残油留分は接頭原油、常圧魚屋残油、真空魚屋残
油、タールサンドの重質油抽出物、石炭液化生成物、真
岩油熱分解の油状生成物、およびこれらの混合物である
ことができる。代表的な供給油は３４３℃（６５口’Ｐ
　）から５６６℃（１０５０°Ｆ〕まで、あるいは真空
蒸留塔底物を含むときには８１６℃（１５００°Ｆ）程
度の高さの沸点乞もつものであることができる。The hydrocarbon feed oil may be a heavy feed oil containing carbon metals above 46°C (6506F) with little or substantial amounts of Ramsbottom carbon or Conradson carbon contributing material. The residual oil fractions used in the cracking operation of the present invention are prefixed crude oil, atmospheric fish shop residue, vacuum fish shop residue, heavy oil extract of tar sands, coal liquefaction products, and oily products of true rock oil pyrolysis. , and mixtures thereof. Typical supply oil is 343°C (65'P
) to 566°C (1050°F) or as high as 816°C (1500°F) when vacuum distillation bottoms are included.

さらに具体的な面においては、本発明はこのような重質
油供給油ン特に結晶性ゼオライト含有活性触媒で以て分
解を行なう間、得られろ生成物選択性乞改善しかつ所望
の平衡触媒活性能乞維持することに関係するものである
。本発明の本質は、所望の高温度の再生触媒粒子の上昇
流懸濁体ビ、この触媒懸濁体のコークについての寄与が
もしあるとしてもほんのわずかである乾性ガス組成物か
ら成るリフトガスの中で、ライザー接触分解操作へ装填
される供給油との接触前に、はじめに形成させろことに
よって達成される。In a more specific aspect, the present invention provides improved product selectivity and a desired equilibrium catalyst during the cracking of such heavy oil feedstocks, particularly with active catalysts containing crystalline zeolites. It is related to maintaining active ability. The essence of the invention is to provide an upstream suspension of regenerated catalyst particles at the desired high temperature, in a lift gas consisting of a dry gas composition in which this catalyst suspension contributes little, if any, to the coke. This is accomplished by first forming the feed oil prior to contact with the feed oil that is charged to the riser catalytic cracking operation.

本発明は（ドケット６０３４ＡＵＳ）ＵＳＳＮ２８８９
５２（１９８１年５月１３日登録。現在はマイヤーらの
米国特許４４３２８６３）：（ドケット６０４９ＪＵＳ
）ＵＳＳＮ３７３５９９（１９８２年４月６０日登録。The present invention is (Docket 6034AUS) USSN 2889
52 (registered May 13, 1981, currently U.S. Pat. No. 4,432,863 to Mayer et al.): (Docket 6049 JUS
) USSN 373599 (Registered April 60, 1982.

現在は米国特許４４１９２２ろ）；およびＵ　Ｓ　Ｓ　
Ｎ　４ｊｌ　７１９（１９８２年８月１９日登録。現在
は米国特許４４ろ５２７９）において開示される炭化水
素転化の分野に関係ｆるものである。本発明はまた残油
供給油の接触分解を行なわせる前に部分的に脱炭素化お
よび脱金属化させる処理の組合せ操作に特に関係するも
のであり、それらの処理はＵＳＳＮ５５０９８５　（１
９８３年１１月１ｏ日登録。ドケット６１０７ＣＵＳ）
；ＵＳＳＮ３５５６６１（１９８２月６月１２日登録。Currently U.S. Patent No. 441,922); and U.S.S.
N 4Jl 719 (registered Aug. 19, 1982, now U.S. Pat. No. 4,445,279), which relates to the field of hydrocarbon conversion. The present invention is also particularly concerned with the combined operation of partial decarbonization and demetalization of resid feed oils prior to catalytic cracking, which processes are described in USSN 550,985 (1).
Registered on November 1, 1983. Docket 6107CUS)
; USSN 355661 (Registered June 12, 1982.

ドヶット６１０７ＭＵＳ）：ＵＳＳＮ５２４８１３（１
９８３年８月１９日登録。ドヶット６１０７ＮＵＳ）；
およびＵＳＳＮ５６７４８７（１９８４年１月３日登録
。ドケッ）６１［］７０ＵＳ）［おいて開示されている
。本発明はまた、ＵＳＳＮ９４２１６（１９７９年１１
月１４日登録。現在は米国特許４３４１６２４゜ドケッ
ト６ｏ４９ＡＵｓ０マイヤーら）；ＵＳＳＮ９４２１７
（１９７９年１１月１４日登録。現在は米国特許４３４
７１２２゜ドケット６０４９ＢＵＳ０マイヤーら）；Ｕ
ＳＳＮ９４０９１　（１９７９年１１月１４日登録。現
在は米国特許４２９９６８７．　　ドヶット６ｏ４９Ｃ
ＵＳ０マイヤーら）；ＵＳＳＮ９４２２７（１９７９年
１１月１４日登録。現在は米国特許４ろ５４９２３゜ド
ケット６０４９ＤＵＳ０マイヤーら）；ＵＳＳＮ９４０
９２　（１９７９年１１月１４日登録。現在は米国特許
４３３２６７３゜ドケット６０４９ＥＵＳｏマイヤーら
）；米国特許４４１９２２６（６０４９ＪＵＳ０マイヤ
ーら）；ＵＳＳＮ４１１７１９（１９８２年８月１９日
登録。現在は米国特許４４３５２７９゜ドケット６１６
８゜ブツシュら）；およびＵ　Ｓ　Ｓ　Ｎ５Ｄ４９９２
（１９８１年５月１６日登録。現在は米国特許４４３４
０４４゜ブツシュら〕；ニおいて開示されている発明の
領域に関係する。Dogat 6107MUS):USSN524813(1
Registered on August 19, 983. Dogat 6107NUS);
and USSN 567,487 (registered January 3, 1984, docket) 61[]70US)[. The present invention also relates to USSN 94216 (November 1979).
Registered on the 14th of the month. Currently US Pat.
(Registered on November 14, 1979. Currently U.S. Patent No. 434
7122°Docket 6049BUS0 Meyer et al.);U
SSN94091 (Registered on November 14, 1979. Currently US Patent No. 4299687. Dot 6o49C
US0 Mayer et al.); USSN 94227 (Registered November 14, 1979. Currently US Patent No. 4, No. 54,923° Docket No. 6049 DUS0 Meyer et al.); USSN 940
92 (Registered on November 14, 1979, currently on the docket US Patent 4,332,673°, No. 6049 EU So Meyer et al.); US Patent No. 4,419,226 (6049 JUS0 Meyer et al.);
8° Butusch et al.); and U.S.S. N5D4992
(Registered May 16, 1981. Currently US Patent No. 4434.
044゜Butusch et al.]; d.

■）従来法の説明 以下に簡単に論する従来法は本明細書に開示てろ本発明
の確認の間に考慮されたものとのでもある。(2) Description of Prior Art Methods The prior art methods briefly discussed below were considered during the confirmation of the present invention disclosed herein.

ギルモア（フィリップス）の米国ｅ許２９００３２６は
ＦＣＣ装置中でガス油ン処理し生成する水素含有軽質ガ
スを装填する新しい供給油と循１環混合してＣ１−Ｃ４
形成乞抑制している。Gilmore (Phillips) US e-license 2900326 processes gas oil in an FCC unit and circulates and mixes hydrogen-containing light gas produced with fresh feed oil to C1-C4.
Formation is suppressed.

ライス（ガルフ）の米国特許２．９０４．５０４ばＣ１
−０５炭化水素をライザー・クラッキング段階へかつラ
イザーへの供給油注入点の前で、循環される熱再生触媒
と混合する。この軽質炭化水素は約６５．６から８９．
０　ｍ’／ｍ’・供給油（約２００から５０ロフイート
３／バレル・供給油〕の速度で供給される。（ここで「
バレル」とはすべて特記しナイカキり供給油Ｑ）バレル
のこト乞いう。）オウエン（モビル）の米国特許３．８
４９．９３２はライザークラッキング帯域の底へ軽質炭
化水素を導入−ｆろ。彼はまたガス油をさらに上方でラ
イザーへ導入し、枡いて炭化水素をさらに上方でライザ
ーへ注入ｆる。＠濁触媒はこれらの注入点まで上向きに
動き、そして蒸気状炭化水素および装填軽質炭化水素に
よって持上げられろ。Rice (Gulf) U.S. Patent No. 2.904.504B C1
The -05 hydrocarbons are mixed with the recycled thermally regenerated catalyst into the riser cracking stage and before the feed oil injection point to the riser. This light hydrocarbon is about 65.6 to 89.
It is fed at a rate of 0 m'/m' feed oil (approximately 200 to 50 loft3/barrel feed oil).
``Barrel'' is a special mention of all oil supply Q) barrel saws. ) Owen (Mobile) US Patent 3.8
49.932 introduces light hydrocarbons to the bottom of the riser cracking zone-f filter. He also introduces gas oil further up into the riser and injects hydrocarbons further up into the riser. The turbid catalyst moves upward to these injection points and is lifted by the vaporous hydrocarbons and the light hydrocarbon charge.

ヘンニー（ＵＯＰ）の米国特許２，８８８．３９５は重
質炭化水素乞触媒と実質上純粋の水素の存在下でライザ
ー中で接触させろ。その水素はクラッキング装置の外で
生成される。水素乞供給油と一緒に用いろことはコーク
形成を減らし不飽和生成物の生成を減少させろといわれ
る。Henney (UOP), US Pat. No. 2,888,395, discloses contacting a heavy hydrocarbon catalyst in a riser in the presence of substantially pure hydrogen. The hydrogen is produced outside the cracker. It is said that its use in conjunction with hydrogenated oils reduces coke formation and the formation of unsaturated products.

シュタイン（ＵＯＰ）の米国特許４．２６８．４１６ハ
触媒乞水で飽和した水素とライザークラッキング帯域の
中への触媒導入前に接触させることによって、ニッケル
およびバナジウムで以て汚染される触媒乞減少させる。Stein (UOP), US Pat. No. 4,268,416, reduces catalyst contamination with nickel and vanadium by contacting the catalyst with hydrogen saturated with water prior to introduction of the catalyst into the riser cracking zone.

ともにスタンツ（エクソン）Ｋ対する米国特許４．２８
０．８９５および４，２８０．８９６はライサークラッ
キング帯域から再生帯域へ金属汚染分解触媒２送り、そ
こでコーク乞燃焼除去する。この再生触媒７次に水素、
−酸化炭素あるいは水素・−酸化炭素混合物で以て還元
帯域中でライザー・クラッキング帯域の中へ導入する前
に処理する。Both U.S. patents 4.28 to Stantz (Exxon) K.
0.895 and 4,280.896 are sent from the ricer cracking zone to the regeneration zone where they are burned off as coke. This regenerated catalyst 7th hydrogen,
- treated with carbon oxide or a hydrogen/carbon oxide mixture in the reduction zone before introduction into the riser cracking zone.

米国特許４，３４５．９９２（フィリップス）は再生触
媒を還元帯域へ移しそこで触媒乞水素と接触させろ。還
元された触媒と未消費水素は次にライザー・クラッキン
グ帯域へ移される。US Pat. No. 4,345,992 (Philips) transfers the regenerated catalyst to a reduction zone where it is contacted with catalyst hydrogen. The reduced catalyst and unconsumed hydrogen are then transferred to the riser cracking zone.

ガスティ口（ｔＪＯＰ　）の米国特許４，３６１．４９
６は再生された金属含有触媒乞３個またはそれより少な
い炭素原子から成る炭化水素ガスまたはそれの混合物で
以て処理して、汚染金属の完全還元乞達成し、その金属
は再生器とライザー・クラッキング帯との間にある浸漬
膜の中で炭化される。この浸ｉ脚は触媒乞再生器からラ
イザー・クラッキング帯域へ送るのに用いられる。Gusty Mouth (tJOP) US Patent 4,361.49
6 is treated with a regenerated metal-containing catalyst and a hydrocarbon gas or mixture thereof consisting of 3 or fewer carbon atoms to achieve complete reduction of contaminated metals, which metals are transferred to the regenerator and riser. Carbonization occurs in the immersed membrane between the cracking zone and the cracking zone. This immersion leg is used to feed from the catalyst regenerator to the riser cracking zone.

ガスティ口ＣＵＯＰ）の米国特許４．３６４．８４８は
使用する還元性ガスが１個、２個または３個の炭素原子
の混合物であって金属をその炭化前に金属状態へ不働態
化させるものであるという点において上記の米国特許４
，３６１．４９６と類似である。U.S. Pat. No. 4,364,848 to Gusty (CUOP) uses a reducing gas containing a mixture of one, two or three carbon atoms to passivate the metal to the metallic state prior to its carbonization. The above U.S. patent 4
, 361.496.

ボラックの第２．９３７．９８８号（エッソ・リサーチ
・アンド−エンジニアリング社）は重質炭化水素残油、
真空または常圧魚屋塔底物、ピッチ、アスファルト、あ
るいはそれらの混合物のような供給油乞分解ｆるだめの
ライザー反応器系を開示しており、その中で、熱コーク
粒子ははじめに、スチーム、軽質炭化水素、不活性ガス
またはそれらの混合物のような流動化用ガスの中で分散
される。Borac No. 2.937.988 (Esso Research and Engineering) is a heavy hydrocarbon residual oil,
Discloses a riser reactor system in which a feed oil such as vacuum or atmospheric bottoms, pitch, asphalt, or mixtures thereof is decomposed, in which the hot coke particles are first heated by steam, Dispersed in a fluidizing gas such as a light hydrocarbon, an inert gas or a mixture thereof.

ボウルズの第６４０６．１１２号（モビル）は約０６ま
たは０５炭化水素以下の沸点の炭化水素生成物流の回収
を開示しており、これらの炭化水素はゼオライト触媒粒
子とライザー反応帯の下方部中で、触媒と接する供給油
の装填の以前において懸濁体を形成させるのに十分な量
で用いられろ。No. 6406.112 (Mobil) of Bowles discloses the recovery of hydrocarbon product streams boiling below about 06 or 05 hydrocarbons, in which these hydrocarbons are combined with zeolite catalyst particles and in the lower portion of the riser reaction zone. , used in an amount sufficient to form a suspension prior to charging the feed oil in contact with the catalyst.

オウエンσ〕第３．８４９．２９１号（モビル）はクラ
ッキングの乾性またし１湿性ガス生成物を開示のライザ
ー・クラッキング操作における稀釈側物質として使用て
ろことン開示している。Owen σ] No. 3.849.291 (Mobil) discloses the use of dry or wet gaseous products of cracking as a diluent material in the disclosed riser cracking operation.

オウエンの第３．８９４．９３２号（モビル）はライサ
ー底部において０３−０４炭化水素ガス混合物を便用し
てゼオライト触媒粒子の上昇流懸濁体乞供給油との接触
前に形成させろことン開示している・ベルブの第２．６
８４．９３１号（ユニオンオイル）は水素、メタン、不
飽和および飽和の通常はガス状の炭化水素から成るクラ
ッキング・ガス状生成物乞使用￥ろ流動化固体法へ向け
られている。No. 3,894,932 (Mobil) of Owen discloses the use of a 03-04 hydrocarbon gas mixture at the bottom of the ricer to form an upflow suspension of zeolite catalyst particles prior to contact with the feed oil. Part 2.6 of Berubu
No. 84.931 (Union Oil) is directed to a fluidized solids process using cracking gaseous products consisting of hydrogen, methane, unsaturated and saturated normally gaseous hydrocarbons.

マイヤーらの第４．４’３１．５１５号（アシュラント
オイル社）は水素をライザー反応器中で使用しかつ高金
属含有触媒から成る炭素・金属質油の転化方法へ回げら
れている。この特許はライザー反応帯へ水素を添加して
共役ジオレフィンの形成を減らすことを開示している。Mayer et al. No. 4.4'31.515 (Assurant Oil Co.) uses hydrogen in a riser reactor and is directed to a carbon-metallic oil conversion process consisting of a high metal-containing catalyst. This patent discloses adding hydrogen to the riser reaction zone to reduce the formation of conjugated diolefins.

例えば、ジオレフィンの濃度が減少しかつ金属含有触媒
によるコーク生成も減少することが仮定されている。こ
の特許は６０％および８０係あるいはそれ以上の水素か
ら成るガス流によって提供される炭化水素供給油と混合
した水素ガスの使用乞開示している。この特許は本特許
願で述べる発明の本質に関しては何ものべていない。For example, it is hypothesized that the concentration of diolefins will be reduced and that coke formation by metal-containing catalysts will also be reduced. This patent discloses the use of hydrogen gas mixed with a hydrocarbon feed oil provided by a gas stream consisting of 60% and 80% hydrogen or more. This patent is silent regarding the nature of the invention described in this patent application.

上記の通り簡単に論じた従来法にどれも、特別の乾性ガ
ス組成物を冷却用流体との組合せで使用し、与えられた
炭化水素供給油接触的転化操作の得られろ生成物選択性
ンより特定的に最適化するのに適する高温再生触媒の所
望の上昇流懸濁体乞形成させろという出願人らの発明概
念によって得られる驚くべきかつ予想外の改善結果、？
暗示あるいは教示していない。All of the conventional methods briefly discussed above use special dry gas compositions in combination with cooling fluids to improve the product selectivity of a given hydrocarbon feed oil catalytic conversion operation. A surprising and unexpected improvement resulted from Applicants' inventive concept of forming a desired upflow suspension of high temperature regenerated catalyst suitable for more specific optimization.
Not implied or taught.

一般に、ガン１ノンおよびその他の液状炭化水素燃料は
約３８℃（１００，°Ｆ）から約３４３℃（約６５０’
Ｐ）の範囲の沸点をもつが、しかし、これらの燃料かつ
（られ・る原油は分子量が広く変動し従って沸点が広い
範囲にわたる炭化水素とその細化合物の広範囲な混合物
である。例えば、全容積の６０係または６０係またはそ
れ以上が３４３℃（６５０°Ｆ）以上の沸点をもつ化合
物で構成されている原油が知られている。これらの原油
の中には、全容積の約１０係から約３０係またはそれ以
上が、分子量が大きくて５５２℃（１０２５°Ｆ）以上
の沸点をもちあるいは常圧において少くとも５５２℃以
下では沸とうにない化合物から成る原油がある。Generally, gun-1 and other liquid hydrocarbon fuels range from about 38 degrees Celsius (100 degrees Fahrenheit) to about 343 degrees Celsius (about 650 degrees Fahrenheit).
However, the crude oils used in these fuels and (P) are extensive mixtures of hydrocarbons and their fine compounds with widely varying molecular weights and therefore boiling points. Crude oils are known that consist of compounds having boiling points of 343° C. (650° F.) or higher. There are crude oils that consist of compounds of about 30° C. or more that are so large in molecular weight that they have boiling points above 552° C. (1025° F.), or at least do not boil below 552° C. at normal pressure.

−原油の比較的豊富な高沸点成分はカッリンおよび他の
液体炭化水素燃料の中に含めるのに適しないので、高分
子量高沸点化合物の分子を適切な沸点範囲にわたる沸点
乞もつより低分子量の分子へ分解またに破壊ｆろために
流動接触分解（ＦＣＣ）法が開発さね、た。ＦＣＣ法は
高度に進歩した状態に到達しており、そして多くの修正
形および変形が開発されてきたけれども、それらの統一
的要因は高分子量高沸点化合物含む蒸発した炭化水素供
給原料油がそれの蒸気の中で懸濁でろ分解触媒と接触し
て昇温下で分解されることである。所望の分子量および
沸点の低下が得られろと触媒は所望生成物から分離され
る。- The relatively abundant high-boiling components of crude oil are not suitable for inclusion in kalline and other liquid hydrocarbon fuels, so molecules of high-molecular-weight high-boiling compounds are replaced by lower-molecular-weight molecules with boiling points over a suitable boiling range. The fluid catalytic cracking (FCC) process was developed for the purpose of decomposition and destruction. Although the FCC process has reached a highly advanced state and many modifications and variations have been developed, the unifying factor is that the evaporated hydrocarbon feedstock containing high molecular weight high boiling compounds is It is suspended in steam and comes into contact with a filtration decomposition catalyst to be decomposed at an elevated temperature. Once the desired molecular weight and boiling point reduction is obtained, the catalyst is separated from the desired product.

本発明は通常のＦＣＣ供給原料油よりも実質的に大きい
コーク形成の可能性ン示すラムスボトム炭素値乞もつ炭
化水素供給油を用いろことに関係している。慣用のＦＣ
Ｃの実際においては、約０．１から釣上０の程度のラム
スボトム炭素値が許容できる原料油の指標と考えられろ
、ＦＣＣの慣行では約３４３℃（６５０°Ｆ）から約５
６８℃（１０００°Ｆ）の沸点をもちコーク前駆物質お
よび亜金属不純物ン比較的含まない原油性分ン供給原料
油として用いてきた。［真空ガス油−１（ＶＧＯ）とし
て知られろこの種の供給油は一般に（工原油から、常圧
で沸点が約３４３℃（６５０°Ｐ）以下である性分ン溜
去し次いで重質の方の性分からさらに真空蒸留［、Ｊｌ
：ツて約３４３°Ｇ（６５０下）と約４８２℃（９００
°Ｆ）から５５２℃（１０２５℃）の間の沸点のカット
乞分離ｆろことによって、一般的πつくられ石。The present invention is concerned with the use of hydrocarbon feedstocks with Ramsbottom carbon properties that exhibit substantially greater coke formation potential than conventional FCC feedstocks. conventional FC
In practice, a Ramsbottom carbon value on the order of 0.1 to 0 is considered an acceptable indicator of feedstock, whereas FCC practice is to vary from about 343°C (650°F) to about 5.
It has been used as a crude oil feedstock with a boiling point of 68°C (1000°F) and relatively free of coke precursors and submetallic impurities. [Known as Vacuum Gas Oil-1 (VGO), this type of feed oil is generally produced by distilling off the heavy fractions (from engineering crude oil) with boiling points below about 343°C (650°P) at normal pressure, and then removing the heavy fractions. Vacuum distillation [, Jl
: About 343°G (below 650) and about 482°C (900°
A stone commonly made by cutting and separating filtrate with a boiling point between 552°C (1025°C) and 552°C (1025°C).

炭素・金属質油中の各棟の重金属は触媒毒活性が等しく
ないので、与えられた毒性金属または特性金属類を含む
油α〕毒性活性を当量毒性活性乞もつと評価さね、ろ単
一金属量に関して表現することが便利ｌである。例えば
、油の重金属含量は次式％式％ １４ろ頁中のＷ、Ｌ、イルリンの式になラウ）によって
表現ｆろことができ、この式において（工、存在ｆろ各
金属の＠量は供給油重量基進で金属として１００７５部
あたりのその金属部数として表現さねろ。Since the different types of heavy metals in carbon/metallic oils do not have the same catalytic poisoning activity, a given toxic metal or oil containing specific metals should be evaluated as having equivalent toxic activity. It is convenient to express it in terms of metallicity. For example, the heavy metal content of oil can be expressed by the following formula (% formula %). is expressed as the number of parts of metal per 10,075 parts of metal based on the weight of the supplied oil.

ニッケル当量−Ｎｉ　＋　（Ｖ／４．８　）　＋　（ｒ
ｅ／７．１　）　＋（Ｃｕ／　１．２６） 上式はまた、式中で用いられる金属量が供給油の重量で
なく触媒重量（無水ベース）ン基進Ｖｃｆること以外は
、分解触媒上の重金属蓄積の尺度として用いろこともで
きる。Nickel equivalent - Ni + (V/4.8) + (r
e/7.1) + (Cu/ 1.26) The above equation also applies to the cracking catalyst, except that the amount of metal used in the equation is based on the catalyst weight (dry basis), rather than the weight of the feed oil. It can also be used as a measure of heavy metal accumulation.

本発明は慣行ＦＣＣ法におけろよりも実質的に過度の重
金属を含み従って触媒上に蓄積しかつ毒性２及ぼす潜在
能力をもつ供給油の処理に関係才′ＤＯ 発明の総括 本発明は供給原料油をカッリンのような各種の軽質生成
物へ転化することに対する、簡単で比較的直接的であり
かつ高度に生産性をもつ一つの試みを提供するという点
において注目に値する。供給原料油は約６４３℃（６５
０°Ｆ　）以上の沸点をもつ油から成る。このような油
、あるいはそれ、の少くとも３４３℃（６５０°Ｆ　）
　−１−ノｉＢＱ＋Ｘ　重量テ少くとも約４、好ましく
に約５９上、最も好ましくは少くとも約５．５　ｐｐｍ
　（７−）重金属当量と、Ｎ量で・少くとも約１％、よ
り好ましく（工少くとも約２係の加熱分解残留炭素とを
特徴とｆろ。SUMMARY OF THE INVENTION The present invention relates to the treatment of feed oils that contain substantially more heavy metals than in conventional FCC processes and thus have the potential to accumulate on the catalyst and cause toxicity. It is notable in that it provides a simple, relatively straightforward, and highly productive approach to converting oil to various light products such as kalin. The feedstock oil temperature is approximately 643°C (65°C).
Consists of oils with a boiling point above 0°F. at least 343°C (650°F) of such oil or
-1-NoiBQ+X at least about 4, preferably about 59 or more, most preferably at least about 5.5 ppm by weight
(7-) characterized by a heavy metal equivalent and an amount of N of at least about 1%, more preferably at least about 2% pyrolysis residual carbon;

ニッケル、増分法、銅、および／またはバナジウムまた
はその酸化物のような金属７約１０００から約７０．０
００ｐｐｍ含有てろ触媒がここでは汚染触媒とよばれ、
なぜならば、このような触媒は不働態化されないかぎり
クラッキングａ　程中（７）　ニア　−り形成を促進て
ろからである。従って、たいていの場合、触媒はこれら
の金属を触媒上で２０．０００ｐｐｍＮｉ＋Ｖまでの低
濃度に保つために連続的に置換えられる。Metals such as nickel, incremental, copper, and/or vanadium or its oxides 7 from about 1000 to about 70.0
The catalyst containing 00 ppm is called a contaminated catalyst here.
This is because, unless such catalysts are passivated, they will promote the formation of (7) near particles during the cracking process. Therefore, in most cases, the catalyst is continuously replaced to keep these metals at concentrations as low as 20.000 ppm Ni+V on the catalyst.

本発明においては、特に上記濃度範囲でこネ、うの金属
２含む触媒を用℃・ること力く好ましく、なぜならば、
それらの金属は水素がクラッキング系０）中へ導入され
るときに水素を活性化ｆる肯巨力欠もつと考えられるか
らである。In the present invention, it is particularly preferable to use a catalyst containing metal 2 in the above concentration range because:
This is because these metals are thought to lack the ability to activate hydrogen when it is introduced into the cracking system.

コークが接触分解工程中に形成される様式を代表するも
のとして提唱されてきた一つり〕機構（工、ブタジェン
のような共役ジオレフィンがクラッキング過程中にカル
ボニウム・イオン機構によって、供給油中に存在でるオ
レフィンの脱水素あろ℃・（工それ以上の分解を経゛て
形成するということである。One mechanism that has been proposed to represent the manner in which coke is formed during the catalytic cracking process is that conjugated diolefins such as butadiene are present in the feed oil during the cracking process by a carbonium ion mechanism. It is formed through further decomposition of the olefin produced by dehydrogenation.

ジオレフィン類は縮合して炭素質物質乞形成しそねが触
媒上に蓄積しそれ７不活性［ｆろと信じられろ。総括的
な化学反応は次の通り書（ことカーできる。Believe me, diolefins can condense to form carbonaceous materials that accumulate on the catalyst and become inert. The overall chemical reaction can be written as follows.

ｃ−ｃ−ｃ＝ｃ　：　ｃ＝ｃ−ｃ＝ｃ＋ｎ２金属汚染触
媒の存在下においてに、上記反応はコーキングおよびそ
の他の脱水素反応と同様促進されることが予想される。c-c-c=c: c=c-c=c+n2 In the presence of metal-contaminated catalysts, the above reaction is expected to be accelerated, similar to coking and other dehydrogenation reactions.

しかし、ルシャテリー原理に基づくと、系中の水素の存
在は反応乞逆行させ共役ジオレフィン類の形成乞減少さ
せろ傾向がある。共役ジエン類形成の阻止は妨害反応を
禁止し一方で（工その他のカルボニウム・イオン機構を
助けあるいは増強してそねによってより有用な生成物乞
生成する。However, based on Le Chatéry's principle, the presence of hydrogen in the system tends to reverse the reaction and reduce the formation of conjugated diolefins. Preventing the formation of conjugated dienes inhibits interfering reactions while aiding or enhancing other carbonium ion mechanisms to generate more useful products.

第二の反応も、これもルシャテリー原理に基づいて、接
触分解系への水素添加によって禁止される。上記におい
て言及した金属の多くは反応器へ酸化物として戻り、疑
いもなく、上記反応において形成される水素の排気によ
って金属または低級原子価酸化物へ急速に還元される。The second reaction is also inhibited by hydrogen addition to the catalytic cracking system, also based on the Le Chaterie principle. Many of the metals mentioned above return to the reactor as oxides and are no doubt rapidly reduced to metals or lower valence oxides by venting the hydrogen formed in the reaction.

このような反応についての駆動力はそれゆえ上式におい
て右方向へであり、この駆動力にまた共役ジオレフィン
類乞促進する。The driving force for such a reaction is therefore to the right in the above equation, and this driving force also drives the conjugated diolefin.

このように、理論に縛られることを望むものでにないが
、ニッケル、銅、鉄およびバナジウムまたはその酸化物
のような金属で以て汚染された触媒７含む接触分解系へ
水素ガスを添加するとき、共役／オレフィン反応に逆行
し、ジオレフィン濃度（工低下しコーク生成も減少てろ
と考えられる。Thus, without wishing to be bound by theory, hydrogen gas is added to a catalytic cracking system containing a catalyst 7 contaminated with metals such as nickel, copper, iron and vanadium or oxides thereof. At this time, it is thought that the conjugate/olefin reaction will reverse, the diolefin concentration will decrease, and coke formation will also decrease.

さらに、通常はジオレフィンへ転化されその系力・ら除
かれるオレフィン類がオレフィンとして残留し、これが
次にブレンシュチット酸と反応するよう放置されて、そ
れによって転化率と選択性２増て。供給油、触媒および
ガスの混合物は漸進原型反応器の中へ導入され／、＋。Additionally, olefins that are normally converted to diolefins and removed from the system remain as olefins, which are then left to react with Brønstittic acid, thereby increasing conversion and selectivity. A mixture of feed oil, catalyst and gas is introduced into a progressive prototype reactor.

予め決めたライザー滞溜時間の終りにおし・て、触媒は
細長くのびたライザー反応帯またはそねの延長部によっ
て確立される一つの方向に放出され、それによって蒸気
質生成物は、運動量が小さくなって、方向変換ンおこし
、触媒から生成物の弾道的（ｂａｌｌｉｓｔｉｃ）分離
乞もたらし、かくして生成物の二次的クラッキングが回
避される。At the end of the predetermined riser residence time, the catalyst is released in a direction established by the elongated riser reaction zone or rib extension, so that the vaporous products have a low momentum. This causes a change in direction and results in ballistic separation of the product from the catalyst, thus avoiding secondary cracking of the product.

分離された触媒はス）　ＩＪツピング乞受けて高沸点成
分およびその他の随伴または吸着炭化水素が除かね７、
次いて少くとも一つの再生帯の中で酸素含有燃焼支持ガ
スで以て再生触媒上の炭素ン約０．０５Ｍ量％またはそ
れ以下へ減らすのに十分な時間、温度、および雰囲気の
もとで、コークン燃焼させることによって再生される。The separated catalyst is subjected to an IJ process to remove high-boiling components and other accompanying or adsorbed hydrocarbons7,
and then in at least one regeneration zone with an oxygen-containing combustion support gas for a time, temperature, and atmosphere sufficient to reduce the carbon content on the regenerated catalyst to about 0.05 M% or less. , is regenerated by burning a cocoon.

コークはＣＯ；ＣＯ２のモル比が少くとも約０．２０か
ら約０．２５、より好ましくは少くとも約０６、さらに
好ましくは少くとも約０．５に保たれる帯域の中で燃焼
され金。The coke is burned in a zone in which the CO:CO2 molar ratio is maintained at least about 0.20 to about 0.25, more preferably at least about 0.6, and even more preferably at least about 0.5.

再生触媒はス）　Ｉ７ツビング乞受けて随伴空気が除か
ね、その後反応器へ循環さね５て新しい供給油と接触す
る。The regenerated catalyst is then recycled to the reactor where it comes into contact with fresh feed oil after the entrained air is removed.

本発明は炭化水素供給原料の接触分解段階における作業
因子中の特別関係２保つごとに回けられており、それに
よって必要とされかつ採用される触媒再生の苛酷度に影
響を及ぼて。例えば、炭化水素生成物選択率の実質的改
善は供給油クラッキング作業へ装填される触媒の活性能
ｖｃＪ−ってコーク低率形成において達成される。本発
明の操作方法は従来得られたよりも高次の活性能乞もつ
触媒を提供する。The present invention addresses the special relationship between operating factors in the catalytic cracking stage of hydrocarbon feedstocks, thereby influencing the severity of catalyst regeneration required and employed. For example, substantial improvements in hydrocarbon product selectivity are achieved at lower coke formation due to the activity of the catalyst charged to the feed oil cracking operation. The method of operation of the present invention provides catalysts with higher order of activity than previously available.

一つの特別な面においては、本発明は、１０００から２
０．０００　ｐｐｍの範囲内の量でニッケルおよびノζ
ナゾウムの金属汚染物ン接触分解中に約８までのラムス
ボトム炭素に寄与する高分子量多環炭化水素物質と組合
せて特に含む原油残油溜升に対して。In one particular aspect, the invention provides 1000 to 2
Nickel and ζ in amounts within the range of 0.000 ppm
For crude oil residues containing specifically the metal contaminants of Nazoum in combination with high molecular weight polycyclic hydrocarbon materials that contribute up to about 8 Ramsbottom carbon during catalytic cracking.

より選択的な結晶性ゼオライト接触分解乞行なわせるこ
とに関係している。It is associated with more selective crystalline zeolite catalytic cracking.

一つのさらに特別な面においては、本発明は、いくらか
の限定された０３プラス炭素生成成分と一緒に水素から
成る乾性ガス流を触媒！＠濁鉢体形成条件もとで使用￥
ることに関係ｆる。スチーム、水およびそれらの組合せ
のような一つまたは一つより多くの再生触媒冷却用流体
の組合せを乾性ガスと一緒に使用し、約５５２℃（１０
２５°Ｆ）以上の沸点乞一般的にもつ高沸真空魚屋塔底
物と一緒のあるいは一緒でないガス油から成る残油供給
油の接触分解２行なわせるのに特に適する温度へ訓節し
た熱再生触媒粒子とＱ）上昇懸濁体乞形成させ心。不発
明の目的および本質に適するガス流は１０容積係以下の
０３プラス炭化水素から成る商業的に利用できる精油所
生成物乾性ガス流であり、そして好ましくは少くとも１
０容槓係の量の水素から成る。このような水素含有ガス
は一つまたは一つ以上の精油所ガス流から経済的に回収
可能である。In one more particular aspect, the present invention catalyzes a dry gas stream consisting of hydrogen along with some limited 03+ carbon generating component! @Used under cloudy pot formation conditions￥
It has nothing to do with it. A combination of one or more regenerated catalyst cooling fluids, such as steam, water, and combinations thereof, is used with the drying gas to
Thermal regeneration to a temperature particularly suitable for catalytic cracking of resid feed oils consisting of gas oil with or without high-boiling vacuum fish bottoms, typically having a boiling point above 25°F. Q) Rise the catalyst particles and let the suspension form. A gas stream suitable for the purpose and nature of the invention is a commercially available refinery product dry gas stream consisting of less than 10% by volume of 03 plus hydrocarbons, and preferably at least 1% by volume.
It consists of 0 volumes of hydrogen. Such hydrogen-containing gas can be economically recovered from one or more refinery gas streams.

ナフサ、軽質炭化水素、高純度水素ガスあるいＧ１実質
的な０３プラス炭化水素成分から成る湿性ガス流の代り
にスチームおよび／または水と一緒の乾性ガス流を使用
する本発明の組合せ操作によつ゛て得られる利点は予想
外であり、かつ予測できないものである。事実、金属汚
染したクラッキング触媒（工金属汚染物の水素添加およ
び脱水素の機能乞抑制ｆろために、その上に、あるかな
りの量の残留コークな含むべきであることを提言するい
くつ７′Ｉ）の考慮すべき刊行された従来技法が存在し
ていり。しかし、出願人らの操作技法は比較的安価な乾
性ガス生成物で以てコーク形成ビ実質的に減、　らしな
がら液状生成物の予想外の選択性の結果乞もたらした。The combined operation of the present invention uses a dry gas stream with steam and/or water instead of a wet gas stream consisting of naphtha, light hydrocarbons, high purity hydrogen gas or a G1 substantial 03 plus hydrocarbon component. The resulting benefits are unexpected and unpredictable. In fact, it has been suggested that a significant amount of residual coke should be included on the metal-contaminated cracking catalyst to inhibit the hydrogenation and dehydrogenation of metal contaminants. I) There are published prior art techniques to consider. However, while Applicants' operating technique substantially reduced coke formation with a relatively inexpensive dry gas product, it resulted in an unexpected selectivity of the liquid product.

触媒特性 本発明の接触分解炭化水素転化方法において用（゛る触
媒は実質上は、ゼオライト結晶構造中に稀土類イオンお
よび／または水素イオンから成る従来法の結晶性ゼオラ
イト流動接触分解触媒のどれでもよい。ゼオライトを珪
酸質マトリックス物質中に分散させ、このマトリックス
はいくらかのクラッキング能力を備えていてもよくいな
くてもよい。ｆ　なわち、マトリックスはシ１ツカのア
ルミナ、ン１ツカ・ジルコニウムあういはシリカ・クロ
ムの混合物から選ふことかでき、これは蓄積てろ金属汚
染物の不働態化に有効である一つまたは一つより多（の
金属添加物乞助触媒とｆろ。使用できるいくつかの添加
物質は過剰のランタン７与える稀土類金属およびアンチ
モンとチタンの化合物である、本発明の方法において用
いるクラッキング触媒は平衡触媒として４０重量エリ下
、さらに普通には５″から２０Ｍ量係０範囲内の量の活
性結晶性ゼオライト成分から成る。Catalyst Properties The catalyst used in the catalytic cracking hydrocarbon conversion process of the present invention can be substantially any of the conventional crystalline zeolite fluid catalytic cracking catalysts comprising rare earth ions and/or hydrogen ions in the zeolite crystal structure. The zeolite is dispersed in a siliceous matrix material, which may or may not have some cracking ability. or a mixture of silica and chromium, which can be used with one or more metal additives and catalysts that are effective in passivating accumulated metal contaminants. Some of the additives are rare earth metals and compounds of antimony and titanium that provide an excess of lanthanum. The composition comprises an active crystalline zeolite component in an amount within the range of 0.

一つ０）さらに具体的な面においては、使用触媒は米国
特許４，４４０．８６８または米国特許４．４３５．５
１５に記載のものから選ぶことができる。好ましい触媒
は特許願ＵＳＳＮ４８３．０６１（１９８３年４月７日
登録。ドケット６１９６ＡＵＳ）から選ばれるものであ
ってよく、それらの各々は文献としてここに組入ねられ
ている。10) In more specific aspects, the catalyst used is U.S. Pat. No. 4,440.868 or U.S. Pat. No. 4.435.5.
You can choose from those listed in 15. Preferred catalysts may be selected from patent application USSN 483.061 (filed April 7, 1983, docket 6196 AUS), each of which is incorporated herein by reference.

特に好ましい種類の触媒は水素を油性化できかつ供給油
の分子が入り込んで吸Ｎされそして／または細孔内また
はその近辺の活性な触媒的部位と接触し得る細孔構造欠
もつものを含む。各種σ）タイプの触媒がト衝λば層状
珪酸塩１夕１］えばスメクタイトヲ含めて、この分類内
で利用できる。Particularly preferred types of catalysts include those that are capable of oilifying hydrogen and that lack a pore structure that allows molecules of the feed oil to enter and be absorbed and/or contact active catalytic sites in or near the pores. Various types of catalysts are available within this category, including layered silicates such as smectites.

本発明において用いられるゼオライト含有触媒は、天然
産、半合成あるいは合成のいずれであっても、得られる
触媒が以下に言及てる活性と細孔構造をもつかぎり、単
独かあるいは触媒の安定性２著しく損うことがない他の
物質との混合状態にある、ゼオライトであることができ
る。例えば、触媒が混合物である場合には、触媒は多孔
質の耐火性無機酸化物担持体と一緒であるかその中に分
散シたゼオライト成分２含むことができ、そのような場
合には、触媒は例えば、触媒全軍量（無水ベース）の約
１係から約６０係、より好ましくは約１％から約４０％
、最も代表的には約５係から約４０％のゼオライトを、
多孔質耐火性無機酸化物の単独かあるいは以下にいくら
かは論するような各種α）所望または非所望の反応を促
進または抑制する既知補助剤のいずれかと”）Ｍｉ合せ
の担持体の中に分散させて、含んでいてよい。The zeolite-containing catalyst used in the present invention, whether naturally occurring, semi-synthetic or synthetic, can be used alone or with significant stability as long as the resulting catalyst has the activity and pore structure mentioned below. It can be a zeolite, in a mixture with other substances that do not damage it. For example, if the catalyst is a mixture, the catalyst may include a zeolite component together with or dispersed within a porous refractory inorganic oxide support; is, for example, about 1 part to about 60 parts, more preferably about 1% to about 40% of the total amount of catalyst (anhydrous basis).
, most typically about 5% to about 40% zeolite,
A porous refractory inorganic oxide alone or dispersed in a support with various α) known adjuvants to promote or inhibit desired or undesired reactions, some of which are discussed below. may be included.

本発明中で有用であるゼオライト分子篩触媒の棟頴の一
般的説明についてに、Ｃｈｅｍｉｃａｌ　Ｗｅｅｋ誌の
１９７８年７月２６日号と９月１３日号にそれぞれ掲載
の”　Ｒｅｆｉｎｅｒｙ　Ｃａｔａｌｙｓｔｓ　Ａｒｅ
　ａ　ＦｌｕｉｄＢｕｓｉｎｅｓｓ”　および”　Ｍａ
ｋｉｎｇ　Ｃａｔ　Ｃｒａｃｋｅｒｓ　Ｗｏｒｋｏｎ　
Ｖａｒｉｅｄ　：りｉｅｔ　”　の標題の論文が開示′
ｆるところが注目される。上記刊行物中の記述は文献と
してここに組入れられている。For a general description of the zeolite molecular sieve catalyst ridges useful in the present invention, see "Refinery Catalysts Are" published in the July 26 and September 13, 1978 issues of Chemical Week, respectively.
a Fluid Business” and “Ma
King Cat Crackers Workon
Varied: A paper titled “Riet” was disclosed.
What attracts attention is that it f. The statements in the above publications are incorporated herein by reference.

一般的にハ、酩括的粒径が約５　ｘ　１０９．から約１
６０Ｘ１０　”ｍ（約５から約１６０ミクロン）、より
好ましくに４０Ｘ１０　　　ｍから約１２０Ｘ１０　　
　。Typically, the aggregate particle size is approximately 5 x 109. from about 1
60X10”m (about 5 to about 160 microns), more preferably 40X10”m to about 120X10
.

（約４０から１２０ミクロン）の範囲にあり、４０Ｘ１
０−６ｍから約８０Ｘ１０　’ｍ　　（４０から８０ミ
クロン）の範囲に主要量を含む触媒を用いることが好ま
しい。(approximately 40 to 120 microns), 40X1
It is preferred to use a catalyst having a major amount in the range of 40 to 80 microns.

比較的高水準のクラッキング活性と選択性をはじめに保
持しかつ短かい滞留時間において高水准の転化と生産性
乞提供ｆる触媒ン用いろことが好ましい。触媒の転化能
力は実際の稼動中または標進的触媒活性テストによって
おこる転化率に関して表現してよい。（シャンクランド
およびシュミットコンズの古典的な「クラッキング触媒
の活性と選択性の測定ｊ　Ｐｒｏｃ、ＡＰＩ　２７　（
ＩＩＩ）、１９４７年、５７−７７頁欠見よ）。例えば
、長時間の稼動中において少くとも約５０％あるいにさ
らに好ましくは少くとも約６０％の転化率水準を維持て
るのに十分である触媒２用いることが好ましい。It is preferred to use a catalyst that initially retains relatively high levels of cracking activity and selectivity and provides high water conversion and productivity at short residence times. The conversion capacity of a catalyst may be expressed in terms of the conversion that occurs during actual operation or by progressive catalyst activity testing. (Shankland and Schmidtkons' classic "Determination of the Activity and Selectivity of Cracking Catalysts" Proc, API 27 (
III), 1947, pp. 57-77 (missing). For example, it is preferred to use catalyst 2 that is sufficient to maintain a conversion level of at least about 50%, and more preferably at least about 60%, during extended periods of operation.

この場合、転化率は新たな供給油を基準にして液体容積
％で表現され句。In this case, the conversion rate is expressed in % liquid volume relative to the freshly supplied oil.

好ましい触媒はまた、未使用または平衡状態においてＭ
ＡＴ　（マイクロ・アクティビティ−テスト）Ｋよって
誘導される容積係として表現される特定化油性２示すも
のと定義してもよい。ＭＡＴ実施および本発明に対ｆる
それらの意味に関￥る論議については米国特許４，２９
９．６８７乞見よ。Preferred catalysts also have M
AT (Micro Activity-Test) may be defined as a specified oiliness 2 expressed as a volumetric coefficient derived by K. For a discussion of MAT implementations and their implications for the present invention, see U.S. Pat.
9.687 Beggar!

ＭＡＴ活性活性能準基準特性づけるときには、好ましい
触媒は本発明の工程の中へ「導入時」のそれらの活性能
ビ基準にして記述してもよく、あるいは「抜出時」ある
いは平衡のＭ　Ａ　Ｔ活性能を基準として、あるいはこ
れらの基準の両者に基づいて記述することができる。When characterizing MAT activity activity criteria, preferred catalysts may be described in terms of their activity capacity ``as introduced'' into the process of the invention, or ``as withdrawn'' or at equilibrium. It can be described based on T activity ability or based on both of these criteria.

本発明の方法における「導入時」の未使用触媒および非
未使用触媒についての好ましい活性能は少くとも約６０
係であるが、高添加率で供給される非未使用触媒の場合
においては特に、より低いＭＡＴ活性度水準水率容でき
る。The preferred activity capacity for the "as-introduced" fresh catalyst and unused catalyst in the process of the invention is at least about 60
However, lower MAT activity levels can be accommodated, especially in the case of fresh catalyst fed at high loading rates.

本発明の方法においては使用した触媒の許容できろ平衡
のＭＡＴ活性能水準（工２０係以上であり、好ましくは
少くとも約４０％またはより好ましくは約６０係または
それ以上が好ましい値である。In the process of the present invention, an acceptable equilibrium MAT activity level of the catalyst used (a factor of 20 or higher, preferably at least about 40%, or more preferably a factor of 60 or higher) is a preferred value.

触媒の添加 一般的には、本発明において使用ｆる触媒と供給油（ク
ラッキング触媒ヘクラツキング条件下において露出され
たことがない供給油）との重量比に約６から１８の範囲
にある、好ましい比率は供給油のコーク形成頻回に応じ
て約４から１２であってよい。生成物品質要請の限度内
において、触媒対油比ン前述範囲内の比較的低水率にお
いて制御てろことは新らしい供給油を基準にしてＹ…の
コーク生成を低下させる傾向がある。Addition of Catalyst Generally, preferred ratios of catalyst used in the present invention to feed oil (feed oil that has not been exposed under cracking conditions to the cracking catalyst) range from about 6 to 18. may be about 4 to 12 depending on the coking frequency of the feed oil. Within the limits of product quality requirements, control levers at relatively low water rates within the aforementioned range of catalyst-to-oil ratio tend to reduce coke formation of Y... based on fresh feed oil.

触媒は、例えば系からの触媒の通常の損失ン補償てるよ
５ＶＣ−継続的または周期的に添加してよい。その上、
触媒の添加は触媒抜出しと関連して、例えば、装置中の
触媒の平均活性度水準を維持または増し、あるため触媒
上に一定金属量乞維持てるように実施′ｆろことができ
ろ。The catalyst may be added continuously or periodically, for example to compensate for normal losses of catalyst from the system. On top of that,
Catalyst addition can be carried out in conjunction with catalyst withdrawal, for example, to maintain or increase the average activity level of the catalyst in the device, and thus maintain a constant amount of metal on the catalyst.

例えば触媒を装置へ添加する割合は供給油中の金属含量
および平衡触媒上に残留させる金属水率に応じて、供給
油のｍ゛あたり約ｏ、２ａｓＫｇから約８、５５　ｋ＆
またはそれ以上（供給油の約０．０３から１Ｎ量係また
にそれ以上）の範囲にあってよい。For example, the rate at which catalyst is added to the equipment varies from approximately 0.2 as kg to approximately 8.55 k&gt;
or more (approximately 0.03 to 1 N of feed oil or more).

−万平衡触媒を用いる場合ｖｃは、供給油のｍ３あた’
］約１４．２５ｋｇ（約５ボンド／バレル）また＆Ｘそ
れ以上の大きい置換率乞実施できる。環境が装置内条件
がより迅速な脱活性化を促進てΦようなものである場合
には、上述よりも大きい添加速度を用いてよいが、逆の
環境においては、より低い添加率ケ用いろことができる
。- When using a million-equilibrium catalyst, vc is the m3 volume of the supplied oil.
] Approximately 14.25 kg (approximately 5 bonds/barrel) or larger displacement rates can be achieved. If the environment is such that internal conditions favor more rapid deactivation, then higher addition rates than those described above may be used, but in the opposite environment, lower addition rates may be used. be able to.

本発明は、慣用的流動接触分！（ＦＣＣ）法のガス油（
ＶＧＯ）操作において従来は全く許容し得ないと考えら
れてきた重金属の蓄積した触媒で以て実施できる。約１
０００から約２０．０００　ｐｐｍ０）範囲のＮｌ＋Ｖ
の重金属蓄積乞もつ触媒７用いることが期待される。そ
の蓄積量は約４０００から５０．０００ｐ戸の範囲、さ
らには５０００から約３０．０００ｐｐｍ　（７）範囲
にあることができる。この上記の高水準はニッケル、バ
ナジウム、増分鉄（使用中に蓄積さｆ１ル追加の鉄）お
よび銅を含めた１００万部あたりの亜金属部数乞基準に
しており、再生された平衡触媒すなわち前に使用した触
媒上で測定して、重量で、金属として表現される。別の
装置例えば真空ガス油の分解に使用されたＦＣＣ装置か
らの、１以下の加熱分解炭素残留物乞もちかつ約４　ｐ
ｐｍ以下のニッケル当量の重金属を含む、平衡触媒２用
いてよい。The present invention is a conventional flow contact! (FCC) method gas oil (
It can be carried out with catalysts that have accumulated heavy metals, which were previously considered completely unacceptable in VGO) operations. Approximately 1
Nl+V in the range from 000 to about 20.000 ppm0)
It is expected that the catalyst 7 will be used as a catalyst with a high accumulation of heavy metals. The accumulation amount can be in the range of about 4000 to 50.000 ppm, or even in the range of 5000 to about 30.000 ppm (7). This high level above is based on submetal parts per million, including nickel, vanadium, incremental iron (additional iron accumulated during use) and copper, and is based on regenerated equilibrium catalysts, i.e. By weight, expressed as metal, measured on the catalyst used. Another device, such as an FCC device used for vacuum gas oil cracking, retains less than 1 pyrolysis carbon residue and about 4 p.
Equilibrium catalyst 2 containing heavy metal equivalents of nickel below pm may be used.

触媒組成物はまた触媒乞再生ｆる次の工程において有用
である一つまたは一つより多くの燃焼促進剤を含むこと
ができろ。触媒の活性乞回榎でるためには、コークビ再
生工程にお℃・て燃焼し去り、その工程において、コー
クは一酸化炭素および／または二酸化炭素２含めた燃焼
ガスへ転化される。The catalyst composition may also include one or more combustion promoters that are useful in subsequent steps of catalyst regeneration. In order to restore the activity of the catalyst, the coke is burnt off at a temperature of 0.degree.

クラッキング触媒中に少量で組入れろ・（あるいは供給
原料油と一緒に添加ｆる）ときにコークの一酸化炭素お
よび／または二酸化炭素への転化乞促進する傾向がある
各種の物質、例えば、ｐｉ、ｐｄ。Various substances that tend to promote the conversion of coke to carbon monoxide and/or carbon dioxide, such as pi, pd.

稀土類、が知られている。−酸化炭素への燃焼の促進剤
は与えられたコーク除去度が達成できる温度を低下させ
、従って触媒の熱的不活性化の潜在能力乞低下させる傾
向がある。It is known as a rare earth. - Accelerators of combustion to carbon oxides tend to reduce the temperature at which a given degree of coke removal can be achieved and thus reduce the thermal deactivation potential of the catalyst.

このような促進剤は、通常は触媒の重量で痕跡から約１
０ｑｂから２０％までの範囲の有効量で用いられるが、
例えば、再生条件下の炭素燃焼’Ｙ　一般的に促進でる
種類のものはどｊｌでもよい。Such promoters usually range from trace to about 1% by weight of catalyst.
Used in effective amounts ranging from 0qb to 20%,
For example, any type of carbon combustion that generally promotes carbon combustion under regeneration conditions may be used.

追加物質 供給油中に存在し得心追加物質の量は所望の通りに変り
得るが、この童は工程の熱バランスを取りのπ十分なも
のであることが好ましい。これらα）物質は例えば反応
帯域の中へ、約０４まで、好ましくは約０．０２から約
０．４、好ましくは約ＯＯろから約０３、最も好ましく
は約０．０５から約０．２５０）範囲の、対供給油重量
比で導入ｆることかできる。Additional Materials The amount of additional material present in the feed oil may vary as desired, but is preferably sufficient to heat balance the process. These α) substances are e.g. It can be introduced at a weight ratio of feed oil within a range.

再生工程から循環される液状の水を、供給油とてでに混
合した状態かあるいは別々に、追加物質とじて反応帯域
へ添加′ｆΦときには５好ましい具体化は供給油合計量
乞基進にして硫化水素乞上記範囲内で中に溶解させつこ
とである。あるいはまた、約５０．０　ｐｐｍ力ら約５
０００　ｐｐｍ（７）４ｉ化水素ン循環液状水の中に溶
解すべきである。硫化水素ガスにまた、上記重量比範囲
において、循環液状水中に溶解した硫化水素の代りに追
加物質として添加してよい。A preferred embodiment is when the liquid water recycled from the regeneration step is added to the reaction zone, either already mixed with the feed oil or separately, as an additional substance, depending on the total amount of feed oil. Hydrogen sulfide must be dissolved within the above range. Alternatively, from about 50.0 ppm force to about 5
000 ppm (7) 4i hydrogen hydride should be dissolved in the circulating liquid water. Hydrogen sulfide gas may also be added as an additional substance in the above weight ratio range in place of the hydrogen sulfide dissolved in the circulating liquid water.

本発明の方法は漸進流星のライザーの下流端に忘いて触
媒と蒸気との弾道的（ｂａｌｌｉｓｔｉｃ）分離ケ用い
るが、それは米国特許４，０６６．５３３および４．０
７０．１５　ｊ（マイヤーら〕に教示されるようなもの
であり、それの開示は文献としてここに組入れられてい
り。The method of the present invention employs ballistic separation of catalyst and steam at the downstream end of a gradual meteor riser, which is described in U.S. Pat.
70.15j (Meyer et al.), the disclosure of which is incorporated herein by reference.

しかし、ライザー中で触媒と炭化水素蒸気の間の滑りが
存在ｆるか否かに応じて触媒のライザー滞溜時間は蒸気
のそハと同じであるかもしれずあるいはそうでないかも
しれない。倒えば、触媒の平均の反応器滞溜時間と蒸気
の反応器滞溜時間との比、すなわち滑りは約１から約５
、より好ましくは約１から約４、最も好ましくは約１１
から約６の範囲ＶＣあってよく、約１．２から約２が好
ましい範囲である。However, depending on whether there is slippage between the catalyst and the hydrocarbon vapor in the riser, the riser residence time of the catalyst may or may not be the same as that of the vapor. If it falls over, the ratio of the average reactor residence time of the catalyst to the reactor residence time of the steam, or slippage, will be from about 1 to about 5.
, more preferably about 1 to about 4, most preferably about 11
There may be a range of VC from about 6 to about 6, with about 1.2 to about 2 being the preferred range.

ライザー中の蒸気のライザー滞溜時間と蒸気・触媒接触
時間がライザーの長さの少くとも約８Ｄ％の間実質的に
同じである場合に有利であゐと考えられる、。It is considered advantageous if the riser residence time and steam-catalyst contact time of the steam in the riser are substantially the same for at least about 8D% of the length of the riser.

触媒再生 触媒の再生は触媒再生器出口において測定して約５９３
℃（１１００°Ｆ）から約８７１℃（１６［］０°Ｆ　
）の範囲の温度において実施できる。この温度に約６４
９℃（１２００°Ｆ）から約８１６℃（１５００°Ｆ）
、より好ましくは約６７７℃（１２５０°Ｆ）から約７
７４６Ｃ（１４２５°Ｆ）、そして最適なのに、約７０
４℃（１３００°Ｆ）から約７４６℃（１３７５°Ｆ）
または７６０℃（１４００°Ｆ）の範囲にあってよい。Catalyst regeneration The regeneration of the catalyst is approximately 593% as measured at the catalyst regenerator outlet.
℃ (1100°F) to approximately 871℃ (16[]0°F
). At this temperature about 64
9°C (1200°F) to approximately 816°C (1500°F)
, more preferably from about 677°C (1250°F) to about 7
746C (1425°F), and optimally about 70
4°C (1300°F) to approximately 746°C (1375°F)
or may be in the range of 760°C (1400°F).

再生温度を最低にし再生容量乞要求ｆｂためには、スト
リッパー中において、ストリッピングを受けた触媒によ
って保持される蒸気質炭化水素物質ぞ再生器へ運ばれる
重量の約１０係またにそれ以下へ減らすのに十分な時間
、温度および雰囲気の条件を用いることが望ましい。こ
のようなストリッピングに例えば触媒の再加熱、スチー
ムによる長時間ストリッピング、Ｆ　ＣＣ／Ｖ　Ｇｏ操
作について通常である温度よりも高いと考えられる温度
をもつガス、１タリえば再生器からの煙道ガス並びに他
０）精油所流ガス例えばハイドロトリーターのオフガス
（Ｈ２Ｓ含有）、水素その他のようなガスを使用″する
ことン含む。ストリッパーは約４８２℃（９００°Ｆ）
以上の温度において操作ｆることかできる。使用すみ触
媒の温度乞より高温度へ上げるストリッピング操作も本
発明の領域の中にある。In order to minimize regeneration temperatures and require regeneration capacity, the vaporous hydrocarbon material retained by the stripped catalyst in the stripper is reduced to about 10 times less than the weight delivered to the regenerator. It is desirable to use sufficient time, temperature and atmospheric conditions to Such stripping may include, for example, reheating the catalyst, long-term stripping with steam, gases with a temperature considered higher than that which is normal for FCC/V Go operations, and the flue from the regenerator. gases as well as other 0) Refinery stream gases such as hydrotreater off-gases (containing H2S), hydrogen and other gases.
Operation can be carried out at temperatures above. Stripping operations that raise the temperature of the spent catalyst to higher temperatures are also within the scope of this invention.

ゼオライト触媒の所望の活性能を保つためには、触媒が
大量の重金属の蓄積をもっていてもいなくても、触媒上
に残留″′する炭素の重量％を約０．０５％またはそれ
以下へ減らてのに十分な時間、温度および雰囲気の条件
の下で触媒を再生′ｆることか望ましい。用語「コーク
」はストリッピング後Ｑ）触媒上の残留不揮発供給油ま
たは炭化水素質物質乞てべで含むものと理解するべきで
ある。In order to maintain the desired activity of the zeolite catalyst, whether or not the catalyst has significant heavy metal accumulation, the weight percentage of carbon remaining on the catalyst must be reduced to about 0.05% or less. It is desirable to regenerate the catalyst under conditions of time, temperature and atmosphere sufficient to ensure that the catalyst is regenerated after stripping. should be understood as including

本発明の方法によって達成される実質的転化水率ニ比較
的大量のコーク生成乞もたらし、例えば新しい供給油を
基草にして重量で約４係から約１７％、さらに普通には
約６ｉから約１４係、最も頻繁［は約６係から約１２％
である。The substantial water conversion achieved by the process of the present invention results in relatively large amounts of coke formation, such as from about 4% to about 17% by weight based on fresh feed oil, and more commonly from about 6i to about 14 cases, most frequent [from about 6 cases to about 12%
It is.

意図する触媒対油の比においては、もたらされゐコーク
沈着量は、水分ン含まない未使用触媒または再生触媒の
Ｎ量馨基進にして重量で約０．３％をこえ、さらに普通
Ｖｃは約０．５妬欠こえ、そしてきわめてしばしば約１
％をこえるかもしれない。At the intended catalyst-to-oil ratio, the amount of coke deposited will be greater than about 0.3% by weight based on the N content of the water-free fresh or regenerated catalyst; is about 0.5 jealous, and very often about 1
It may exceed %.

このようなコーク沈着は、０．５から釣上５係の範囲ノ
コ−フカより普通に経験されるのであるげ名ども、約２
％あるいは約６東あるいはそれ以上の範囲であり得る。Such coke deposits are more commonly experienced than those in the range of 0.5 to 5 degrees Celsius, typically around 2.
% or about 6 East or more.

不発明の好ましい具体化によなと、再生の両工程は、−
全体とし、ては、コーク中の全水’ＡンＨ２０へ？焼し
コーク中の全炭素乞ｃｏおよび／またはＣＯ２へ燃焼さ
せコーク中の全硫黄乞ｓｏ２へ燃焼させるのに必要とて
る化学量論的量で一段またに多段の再生段階へ供給され
ｂｅ素で以て、再生触媒上の上述低水準コークまで実施
￥ることができる。コークが他の可燃物乞含む場合には
、前述の化学量論的量はそれらを燃焼″するのに必要と
でる酸素重乞含むよう調節できる。According to a preferred embodiment of the invention, both steps of regeneration are -
Overall, what about all the water in Coke? The stoichiometric amount required to combust all the carbon in the coke to CO and/or CO2 and all the sulfur in the coke to SO2 is fed to one or more regeneration stages. With this, it is possible to carry out up to the above-mentioned low level coke on the regenerated catalyst. If the coke contains other combustible materials, the aforementioned stoichiometry can be adjusted to include as much oxygen as is required to combust them.

多段式再生に酸素不足再生Ｙ　ＣＯ：　ＣＯ２モル比制
御と組合せる技法乞提供丁Φものであり、かつ触媒上の
コークが好ましくは０．０５％またはそれ以下へ減少さ
れる手段を提供丁ゐ。例えば触媒上り〕コークの重量で
約６５％から約８０％が再生の第一段階において除去さ
ね、その場合ｖｃｃｏ＝ｃｏ２０モル比は制御される。The technique of combining multi-stage regeneration with oxygen deficient regeneration YCO:CO2 molar ratio control provides a method for reducing coke on the catalyst, preferably to 0.05% or less. . For example, about 65% to about 80% by weight of the coke (after catalyst) is removed in the first stage of regeneration, in which case the vcco=co20 molar ratio is controlled.

上記との組合せにおいて、前の段階の後で残留’ｆ６コ
ークの全量におよぶ、もともと存在していたコークの最
後の重量％は続く再生段階において除去ｆることかでき
、この段階においてはより多くの酸素が存在ｆる。In combination with the above, the last weight percent of the coke originally present, up to the total amount of coke remaining after the previous stage, can be removed in the subsequent regeneration stage, in which even more of oxygen exists f.

本発明の特に好ましい具体化は二段式触媒再生であり、
最高温度は約８１６℃（１５１：）Ｏ”Ｆ）でｔｙ、ｂ
が好まＬ＜１Ｘ７６０℃（１４００°Ｆ）ｖ、：えない
。第二段の温度に第一段と同じであるかより低く、触媒
上の炭素は第二帯域において重量で約０．０５ｑｂまた
にそれ以下へ、そしてさらには約０．０２５曝またはそ
れ以下へ減らさハΦ。事実、触媒は、たとえ再生前の触
媒上の炭素が約１ｑｂまたはそれ以上に多くても、本技
法によって０．０１％はどの低水準へ容易に再生ｆΦこ
とができめ。A particularly preferred embodiment of the invention is a two-stage catalyst regeneration,
The maximum temperature is approximately 816℃ (151:)O”F) ty, b
Preferably L<1×760°C (1400°F) v: No. At a temperature in the second stage that is the same as or lower than the first stage, the carbon on the catalyst is reduced in the second zone to about 0.05 qb or less by weight, and even to about 0.025 qb or less by weight. Φ. In fact, the catalyst can be easily regenerated to levels as low as 0.01% fΦ by this technique, even if the carbon on the catalyst before regeneration is about 1 qb or more.

循環される触媒２経て新たな供給油へ与えられる再生熱
ン制御あるいは規制ｆΦだめのさらにもう一つの特に好
ましい技法は循環さねゐ触媒によって保持される熱の一
部乞ここで論する追加物質へ放散させることに関係￥ゐ
。再生器から排出さねろ触媒は適切なストリッピング用
ガスで以てストリッピング２受けて酸素含有ガスヶ除か
れる。Yet another particularly preferred technique for controlling or regulating the regeneration heat that is imparted to the fresh feed oil via the recycled catalyst 2 is to recycle some of the heat retained by the recycled catalyst and add the additional substances discussed herein. It has nothing to do with dissipating it to. The tongue and groove catalyst discharged from the regenerator is stripped 2 of oxygen-containing gas with a suitable stripping gas.

こＱ）ようなストリッピングは例えば、比較的高温でス
チーム、窒素または不活性ガス乞ストｌノツビング用ガ
スとして使用して実施ｆろことができ６０窒素またに他
の不活性ガスの使用にスチーム使用からおこる水熱的触
媒不活性化への傾回乞避けるという観点から有利である
。Q) Such stripping can be carried out, for example, at relatively high temperatures using steam, nitrogen or other inert gases as the knotting gas. This is advantageous from the point of view of avoiding a tendency towards hydrothermal catalyst deactivation which results from use.

本発明は、軽質ガス油供給油：あるいに硫黄および窒素
の化合物乞除くためにさきＶＣ部分的水添操操作かげら
れ、かつ／あるいは水素の存在下または非存在下におけ
る稀釈剤の存在下のサーマルビスブレーキング条件のも
とて吸収剤物質と接触させることによって部分的に脱炭
素および脱金属を行なった、真空黒部塔底物およびそれ
の部分から成る重質残油供給油；の接触分解へ適用でき
る。The present invention relates to light gas oil feedstocks, which may be subjected to a VC partial hydrogenation operation to remove sulfur and nitrogen compounds, and/or in the presence of a diluent in the presence or absence of hydrogen. a heavy resid feed oil consisting of vacuum black bottoms and portions thereof that has been partially decarbonized and demetalized by contacting with an absorbent material under thermal visbreaking conditions of Applicable to decomposition.

このビスブレーキング操作において用いる吸収剤物質は
比較的不活性であるかあるいは接触分解操作においても
はや適当でないような低い触媒活性のものであってよい
。このように５本発明の本質はブツシュらの米国特許４
，４３４．−０４４の開示されている組合せ操作にお℃
・て有用であり、その特許の主題はここに文献として組
入れられている。The absorbent material used in this visbreaking operation may be relatively inert or of such low catalytic activity that it is no longer suitable in a catalytic cracking operation. Thus, the essence of the present invention lies in the U.S. Pat.
,434. -044 °C for the disclosed combinatorial operation.
- The subject matter of that patent is incorporated herein by reference.

本発明の接触分解操作において用℃・られる工程条件は
装填される供給油の組成と沸点範囲に応じて変る。一般
的には、ライザー・クラッキング操作へ装填される再生
触媒は６４９℃（１２００°Ｆ）から８１６’Ｃ（１５
００°Ｆ）、より普通には約７０４℃（１３００°Ｆ）
から７６０℃（１４００°Ｆ　）の範囲の温度にある。The process conditions used in the catalytic cracking operation of the present invention will vary depending on the composition and boiling point range of the charged feed oil. Typically, regenerated catalyst loaded into a riser cracking operation ranges from 649°C (1200°F) to 816'C (15°C).
00°F), more commonly around 704°C (1300°F)
at temperatures ranging from to 760°C (1400°F).

触媒対油の比および炭化水素供給油の分圧は供給油沸点
範囲と使用するガス状稀釈剤の容積とともに変り、懸濁
クラッキング触媒、リフト用ガスおよび供給油霧化用稀
釈剤から成る蒸気状炭化水素転化生成物がライザー反応
器クラッキング帯域から４８２℃（９００下）から５９
８℃（１１００千つ、さらに普通には約５１０℃（９５
０°Ｆ　）から約５６６℃（１０５０”Ｆ　）の範囲内
の温度において排出されるようになる。The catalyst-to-oil ratio and the partial pressure of the hydrocarbon feed oil vary with the feed oil boiling range and the volume of gaseous diluent used; The hydrocarbon conversion products are removed from the riser reactor cracking zone from 482°C (below 900°C) to 59°C.
8 degrees Celsius (1,100,000, more commonly around 510 degrees Celsius (95 degrees Celsius)
It becomes discharged at temperatures within the range of 0°F (0°F) to about 566°C (1050”F).

る。Ru.

コーク形成を減らし生成物選択性を改善する本発明の工
程概念は、上記の米国特許４，４３４．０４４の処理方
法へ、固体吸収剤流動粒子による金属除去用の供給油脱
炭素化ビスブレーキング操作とそｔに続くこの部分的脱
金属化並びに脱炭素化供給油の本発明技法による接触的
改質にお℃・て必要とされる変更を加えて、適用するこ
とかできる。この引用特許の組合せ操作の一つの重要な
側面は第１図の軽質ガス状生成物回収工程に関係があり
、その中で、燃料ガスはＣ３−Ｃ４部分から回収される
。水素から成るこの燃料ガスは本発明の工程概念に従っ
て使用するためにＣ３−Ｃ４炭化水素ρ・ら分離すると
きに特に適している。このように、米国特許４，４３４
．０”４４の生成物回収の開示はここに特に参照して組
入れられている。本発明の処理概念はこの参照特許のク
ラッキング概念を−ナフサを伴なわずスチームから成る
乾性ガスを使用してライザー下方部分において熱再生触
媒粒子の上昇流＠鉢体を形成させ、その後に、ここで提
供される通りの結晶性ゼオライト接触分解によって改質
されるべき供給油と接触させるという程度に修正するも
のである。The process concept of the present invention, which reduces coke formation and improves product selectivity, extends to the process of U.S. Pat. This partially demetallized and subsequent catalytic reforming of the decarbonized feed oil according to the present technique can be applied mutatis mutandis at 0.degree. C. during operation. One important aspect of the combined operation of this cited patent relates to the light gaseous product recovery step of FIG. 1, in which fuel gas is recovered from the C3-C4 portion. This fuel gas consisting of hydrogen is particularly suitable for separation from C3-C4 hydrocarbons .rho. for use according to the process concept of the invention. Thus, U.S. Patent 4,434
．． The product recovery disclosure of No. 0"44 is specifically incorporated herein by reference. The process concept of the present invention builds on the cracking concept of this referenced patent - using a dry gas consisting of steam without naphtha in the riser. It is modified to the extent that an upward flow of thermally regenerated catalyst particles is formed in the lower part and subsequently contacted with the feed oil to be modified by crystalline zeolite catalytic cracking as provided herein. be.

さらにもう一つの側面においては、触媒再生の第二段階
へ第一段階から送られる触媒の冷却を備えた一連の二段
式触媒再生と隣接するライザー接触分解帯域から成る米
国特許４，４３４．０４４の第Ｖ図１の装置配列は、下
部より上部の直径が大きいライザーを組入れ分解される
べき供給油がより大きい直径の部分から成るライザーの
下流部分へ装填されるように修正されるのが好まし℃・
。このライザー設計はブツシュらの米国特許４，４３５
．２７９（ドケット６１６８ＡＵＳ）の一部であり、本
明細書においてこのように引用して組入れられている。In yet another aspect, U.S. Pat. The apparatus arrangement of FIG. 1 of FIG. Better ℃・
. This riser design was published in U.S. Patent No. 4,435 to Butsch et al.
．． No. 279 (Docket 6168 AUS), and is incorporated herein by reference.

本発明の本質から成る簡単であるが有効な処理概念はす
べてのガス油またはより低沸の残油の接触分解操作に対
してこの棟の目的のために開発されたより最近の結晶性
セオライト触媒で以て適合し得る。例えば、米国特許４
，３７７．４７０．ＵＳＳＮ２５８．２６５（１９８１
年４月２８日登録。トケット６１１７ＢＵＳ）；米国特
許４．４０７．７１４゜ＵＳＳＮ２６３．３９１　（１
９８１年５月１６日登録。ドケット６０３８ＡＵＳ）：
米国特許４４ろ１．７４９、ＵＳ′ＳＮ３１８．１８６
　（１９８１年４月１０８．ドケット４０７８ＢＵＳ）
；米国特許４，４３２，８９０、ＵＳＳＮ２７７．７５
１　（１９８１年６月１９日登録。ドケット６１２５Ａ
ＵＳ）：および米国特許４．４４０．８６８、Ｕ　Ｓ　
Ｓ　Ｎ３２８．ろ５４（１９８１年１２月７日登録。ド
ケット６１４８ＡＵＳ）：触媒を用いることができる。The simple but effective processing concept comprising the essence of the present invention is applicable to all gas oil or lower boiling residual oil catalytic cracking operations with the more recent crystalline theolite catalysts developed for this purpose. It is possible to meet the requirements. For example, U.S. Patent 4
, 377.470. USSN 258.265 (1981
Registered on April 28th. Toketto 6117BUS); US Patent 4.407.714゜USSN 263.391 (1
Registered on May 16, 981. Docket 6038AUS):
U.S. Patent 44 No. 1.749, US'SN 318.186
(April 1981 108.Docket 4078BUS)
; U.S. Patent 4,432,890, USSN 277.75
1 (Registered June 19, 1981. Docket 6125A
US): and US Patent 4.440.868, US
SN328. Ro54 (Registered December 7, 1981. Docket 6148AUS): A catalyst can be used.

一つのさらに特別な面においては、本発明は以下に述べ
る理由により、米国特許４，４３１．５１５（マイヤー
らつと４．４３５．２７９（ブツシュら）において記述
並びに特許請求されている操作からの一つの変更である
。このように、これらの特許は本特許願（６２２４ＡＵ
Ｓ）と同じ分野の供給油接触転化に関するものであるの
で、これらの特許の主順は本明細書の中で引用して組入
れられている。In one more particular aspect, the present invention is a step from the operations described and claimed in U.S. Pat. Thus, these patents are incorporated into the present patent application (6224AU
The main references of these patents are incorporated herein by reference as they relate to the same field of feed oil catalytic conversion as S).

本発明の処理概念と本質は上述諸特許から以下の点を含
めたいくつかの異なる側面においてずれている： ａ）少くとも１０容積％の水素から成りただし１０容積
係以下の０３以上物質から成る乾性ガスとして知られる
精油所生成物ガス（普通には、ブツシュ、ウオルターお
よびザンドナの米国特許４．４３４．０４４のｍｕＩ図
に示されるような慣用的ガス濃縮装置から誘導される）
が少くとも７０４”Ｃ（ｊ３００°Ｆ）の温度における
新たに再生された熱触媒の懸濁体形成用リフトガスとし
て用いられる、この乾性ガスは熱吸収剤としてスチーム
および／または水で以て再生された触媒温度を所望の低
い供給油転化温度へ下げるのに十分な量で補元される。The process concept and essence of the present invention deviates from the above-mentioned patents in several different aspects, including: a) Consisting of at least 10% by volume of hydrogen, but not more than 10% by volume of 03 or more substances; Refinery product gas known as dry gas (commonly derived from conventional gas concentrators as shown in the muI diagram of Bush, Walter and Zandona U.S. Pat. No. 4.434.044)
is used as a lift gas for the formation of a suspension of freshly regenerated thermal catalyst at a temperature of at least 704"C (j300°F), this dry gas being regenerated with steam and/or water as a heat absorbent. the catalyst temperature to the desired low feed oil conversion temperature.

好ましい乾性ガスは約１５−４０％、最も好ましくは２
０−３５％の水素と２−８％、最も好ましくは０−６％
の０３プラスを含む。The preferred drying gas is about 15-40%, most preferably 2
0-35% hydrogen and 2-8%, most preferably 0-6%
Including 03 plus.

ｂ）乾性ガス・スチーム・触媒の懸濁体がライザー転化
帯域の下部において供給油注入点より下方に左いて形成
され、触媒上のコーク沈着が約３４３℃（６５０°Ｆ）
以上の沸点の装填原料油と接触する前に約０．２０車量
係または０．２５車量係をこえることを妨げる滞留時間
の間保持される。b) A suspension of dry gas, steam, and catalyst forms in the lower part of the riser conversion zone below and to the left of the feed oil injection point, with coke deposits on the catalyst at approximately 343°C (650°F).
It is held for a residence time that prevents it from exceeding about 0.20 or 0.25 parts by volume before contacting the charge feedstock of boiling point or higher.

このようにして、装填油との接触前においてライザー中
の乾性ガス・スチーム・再生触媒の形成懸濁体の滞留時
間は１秒の数分の１よりも長くなくしかも触媒上の金属
酸化物をより低い酸化状態またはその金属状態へ減らす
のに十分である。In this way, the residence time of the dry gas-steam-forming suspension of regenerated catalyst in the riser prior to contact with the charge oil is no longer than a fraction of a second, yet no metal oxides on the catalyst are present. sufficient to reduce to a lower oxidation state or its metallic state.

Ｃ）芳香族脱硫装置から経済的に魅力的な条件で回収で
きる１０容績係以下の０３プラス物質と１０から４０容
積係の水素とから成る精油所生成物の乾性ガス流は本発
明の供給油分解操作での使用が推奨される。この乾性ガ
ス流中の硫化水素は金属汚染物と硫化物化合物を形成す
る魅力的成分である。C) A refinery product dry gas stream consisting of less than 10 parts by volume of 03-plus material and from 10 to 40 parts by volume of hydrogen that can be recovered under economically attractive conditions from an aromatic desulfurization unit is the feed of the present invention. Recommended for use in oil cracking operations. Hydrogen sulfide in this dry gas stream is an attractive component that forms sulfide compounds with metal contaminants.

ｄ）２０．０００ｐｐｍのＮｉ＋Ｖの金属汚染ｍがＩＫ
ｍした触媒による炭素・金属質供給油の処理は、触媒上
に蓄積したニッケルおよびバナジウムに対する不働態化
剤または不揃化化合物の−っまたは一つより多くを与え
るときに、ここで記載する乾性ガスを使用して改善され
た生成物選択率で以て達成される。d) 20.000 ppm of Ni+V metal contamination m is IK
The treatment of carbon-metallic feed oils with catalysts that have been modified to meet the drying conditions described herein when provided with one or more passivating agents or randomization compounds for the nickel and vanadium accumulated on the catalyst. This is achieved with improved product selectivity using gas.

ｅ）本発明の組合せ処理によって達成されかつ実質的に
スラリー油とコーク形成の低下に寄与する改善された生
成物選択性は、再生段階の組合せの中の触媒再生操作の
温度の苛酷さを再生各段階において７６０℃（１４００
’°Ｆ）をこえないように下げることに寄与する。この
ようにして、乾性ガスへスチームを添加して上昇する触
媒懸濁体を形成させる場合に出会う触媒の水熱的脱活性
化は許容できる限度まで著しく減らされる。e) The improved product selectivity achieved by the combined process of the present invention and contributing substantially to the reduction of slurry oil and coke formation reproduces the temperature severity of the catalyst regeneration operation in the combination of regeneration stages. 760°C (1400°C) at each stage
'°F). In this way, the hydrothermal deactivation of the catalyst encountered when adding steam to the dry gas to form a rising catalyst suspension is significantly reduced to acceptable limits.

第１図は供給油を２２１℃（４３Ｄ１：）以下の沸点の
生成物へ転化させる前に触媒リフトガスとして湿性循環
ガスと乾性循環ガスを使用して得た水素収量を比較する
グラフである。FIG. 1 is a graph comparing the hydrogen yield obtained using wet recycle gas and dry recycle gas as the catalyst lift gas before converting the feed oil to products boiling below 221° C. (43D1:).

第■図は供給油を２２１℃（４６０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化させるとぎに触媒リフトガスとして湿性循
環ガスと乾性循環ガスを使用して得たコーク収量を比較
するグラフである。Figure 3 is a graph comparing coke yields obtained using wet and dry recycle gas as the catalytic lift gas in converting feed oil to products boiling below 221°C (460°F).

第１１図は供給油を２２１℃（４６０千）以下の沸点の
生成物へ転化する前に触媒リフトガスとして湿性循環ガ
スと乾性循環ガスを使用して得たＣ５〜２２１℃（４３
０１：、）ガソリ、ン収童を比較するグラフである。Figure 11 shows C5-221°C (460,000°C) obtained using wet and dry recycle gas as catalyst lift gas before converting the feed oil to products boiling below 221°C (460,000°C).
01:) This is a graph comparing gasoline and non-accumulated children.

第■゛図は供給油を２２１℃（４ろ０下）以下の沸点の
生成物へ転化する前に触媒）ノットガスとして湿性循環
ガスと乾性循環ガスを使用して得たガソリン選択率を比
較するグラフである。Figure 3 compares the gasoline selectivity obtained using wet recycle gas and dry recycle gas as the catalyst knot gas before converting feed oil to products with a boiling point below 221°C (400°C). It is a graph.

第Ｖ図は供給油を２２１℃（４６０千）以下の沸点の生
成物へ転化させる前に触媒リフトガスとして湿性循環ガ
スと乾性循環ガスを使用するときにイ尋た６６２℃（６
３０°Ｆ　）プラスのスラＩＪ−泊生成物を比較するグ
ラフである。FIG.
30°F) plus sla IJ-night product.

第４図は供給油を２２１℃（４６０°Ｆ）マイナス生成
物へ転化させる前に触媒リフトガスとして湿性循環ガス
と乾性循環ガスを使用するときに得たライトサイクル油
（ＬＣＯ）を比較するグラフである、 ｇｖ［１図は第３表に規定する供給油を分解するときに
水素含量（容ｇ％）が異なる触媒懸濁体リフトガスを用
いて、合計のコーク形成（生成量）に対してラムスボト
ム炭素コ〜り（車エリ）を比較するグラフである。Figure 4 is a graph comparing the light cycle oil (LCO) obtained when using wet recycle gas and dry recycle gas as the catalytic lift gas before converting the feed oil to 221 °C (460 °F) minus product. gv [Figure 1 shows the amount of Ramsbottom compared to the total coke formation (amount produced) using catalyst suspension lift gases with different hydrogen contents (g% by volume) when cracking the feed oil specified in Table 3. This is a graph comparing carbon collision (car efficiency).

第ＶＩ［＋ａはライザー・クラッキングと接スる二段式
再生から成る装置の立面ひの勝因的配置である。Section VI [+a] is the preferred arrangement of the elevation of a device consisting of two-stage regeneration in contact with riser cracking.

特定具体化についての説明 本発明の処理概念と得られる改良を、提示した実施例、
使用作業条件およびグラフとして描いた結果で以て具体
的にＮ認する。DESCRIPTION OF SPECIFIC EMBODIMENTS Examples illustrating the processing concept of the present invention and resulting improvements;
Based on the operating conditions and the results drawn as a graph, we specifically approve N.

第１表は本発明のクラッキング工程において用いる商業
的に得られる湿性ガスの分析を示す。Ｃ５までおよびそ
れを含む０３プラス物質炭化水素は約４５係の量である
ことを認識すべきである。Table 1 shows an analysis of commercially available wet gases used in the cracking process of the present invention. It should be recognized that the 03-plus material hydrocarbons up to and including C5 are about 45% in amount.

第１表 化合物　　　　や２．％ 水　　　　　　累　　　　　　　　　　１９７４メ　　
　　タ　　　　ン　　　　　　　　　　　　　　　　１
　Ｚ７２窒　　　　　累　　　　　　　　　　　６．９
７−酸化炭素　　　　　　０７２ エチレン　　　　５．９３ エ　　　　タ　　　　ン　　　　　　　　　　　　　　
　　　　６．９７酸素＋アルゴン　　　　　　　　　　
Ｏ，Ｃ１３硫化　水　素　　　　　　　検出せず プロピレン　　　　　　１２．４８ プロパン　　　　４．１６ 二酸化炭素　　　　　　１．１６ １．６−ブタジェン　　　　　　　　　痕　　跡１−ブ
テン＋インブチレン　　　　　　　　５．ｏ７トランス
ー２−ブテン　　　　　　　　　　２．５９シス−２−
ブチ７　　　　　　　　　　　　１．９８イソブタン　
　　　　　６．８１ ノルマルブタン　　　　　　　　　１．ｏ８硫化カルボ
ニル　　　　　　　　痕　　跡イソペンタン　　　　　
　　　２２７ ノルマルベンタン　　　　　　　　　　　　０．２８Ｎ
−ペンタン後の溶離物　　　　　１０．０５第１表は本
発明のクラッキング工程に用いた商業的に得られる乾性
ガスの分析を示す。Ｎ−ペンタンまでおよびそれを含む
０３プラス物質が約８．６８％の量であることを認識す
べきである。このように、８％または１０係以下の０３
プラス物質から成る安価な乾性ガス生成物を得るための
精油所ガス状生成物の商業的処理は達成が困難であり、
従って石油精製業者にとってはほとんどあるいは全く興
味のないものであることが認められる。一方では、懸濁
体を上回きにライザー流動触媒クラッキング帯の中を装
填重質供給油と接触させるために通過させることは望ま
しくかつ肝要である。クラッキングの軽質ガス状生成物
は本発明の一つの側面においては−クラッキング操作へ
循環させかつその中でここで論するとおりに使用するた
めに回収される。Compounds in Table 1 and 2. % water cumulative 1974
Tan 1
Z72 nitrogen 6.9
7-Carbon oxide 072 Ethylene 5.93 Ethane
6.97 Oxygen + Argon
O, C13 sulfide Hydrogen Not detected Propylene 12.48 Propane 4.16 Carbon dioxide 1.16 1.6-Butadiene Trace 1-Butene + Imbutylene 5. o7 trans-2-butene 2.59 cis-2-
Buti 7 1.98 isobutane
6.81 Normal butane 1. o8 carbonyl sulfide trace trace isopentane
227 Normal bentane 0.28N
- Eluates after Pentane 10.05 Table 1 shows an analysis of the commercially available dry gases used in the cracking process of the invention. It should be recognized that the 03 plus material up to and including N-pentane is approximately 8.68%. In this way, 03 below 8% or 10
Commercial processing of refinery gaseous products to obtain cheap dry gaseous products consisting of positive materials is difficult to achieve and
It is therefore recognized that it is of little or no interest to oil refiners. On the one hand, it is desirable and essential to pass the suspension above it through the riser fluidized catalytic cracking zone for contact with the charged heavy feed oil. The light gaseous products of cracking are in one aspect of the invention - recycled to the cracking operation and recovered therein for use as discussed herein.

第１表 水　　　　　素　　　　　　　　　　　２０．０１メ　
　　　タ　　　　ン　　　　　　　　　　　　　　　　
３１．１０窒　　　　　　素　　　　　　　　　　　９
９４−酸化炭素　　　　　　４．０６ エ　　チ　　し　　ン　　　　　　　　　　　　　１２
．７０エ　　　　タ　　　　ン　　　　　　　　　　　
　　　　　１１．４０酸素」−アルゴン　　　　　　　
　　０．１３プロピレン　　　　　　４２４ プロパン　　　　０．５に 酸化炭素　　　　　　０，０１ １−ブテン＋イソブチレン　　　　　　　　０．６２ト
ランス−２−ブテン　　　　　　　　　　０，１７シス
ー２−ブテン　　　　　　　　　０．１１イソブタン　
　　　　　０．６９ ノルマルブタン　　　　　　　　　０．１２イソペンタ
ン　　　　　　　０．０２ Ｎ−ペンタン後の溶離物　　　　　　２．１９本発明の
特別概念の認識に寄与する一連の実験においては、ラム
スボトム炭素、硫黄５．ニッケルおよびバナジウムから
成炭素・金属質分含有残油め供給油は稀土類交換結晶性
アルミノ珪酸塩（フォージャサイト）から成る代表的な
流動分解触媒と、ここで規定される昇温温度における再
生処理に続いて、約ＩＣ［以下のＣ３プラス物質から成
る水素リッチ乾性ガス生成物並びに実質上０４およびＣ
５炭化水素から成るここで規定される接触分解の水素リ
ッチ湿性ガス生成物と一緒に、接触させた。Table 1 Hydrogen 20.01m
Tan
31.10 Nitrogen 9
94-Carbon oxide 4.06 Ethin 12
．． 70 ethane
11.40 Oxygen - Argon
0.13 propylene 424 propane 0.5 carbon oxide 0.01 1-butene + isobutylene 0.62 trans-2-butene 0.17 cis-2-butene 0.11 isobutane
0.69 Normal butane 0.12 Isopentane 0.02 Eluate after N-pentane 2.19 In a series of experiments contributing to the recognition of the special concept of the invention, Ramsbottom carbon, sulfur 5. The feed oil, which is a residual oil containing carbonaceous and metallic components made of nickel and vanadium, is regenerated using a typical fluidized cracking catalyst consisting of a rare earth-exchanged crystalline aluminosilicate (faujasite) and at the elevated temperatures specified herein. Following treatment, a hydrogen-rich dry gas product consisting of C3 plus materials and substantially 04 and C
5 hydrocarbons together with a hydrogen-rich wet gas product of catalytic cracking as defined herein.

この一連の実験におけるかなりの量の蓄積データーをこ
こで以下に具体的に論するグラフ■からグラフｖ■を描
くのに使用した。熱触媒とリフトガスとしての乾性およ
び湿性循環ガスとを混合して残油供給油との接触前に触
媒懸濁体を形成することはここで以後に論するライザー
・グラフキング操作を代表するものである。The considerable amount of accumulated data from this series of experiments was used here to construct graphs ■ through v■, specifically discussed below. The mixing of the hot catalyst with dry and wet cycle gases as lift gases to form a catalyst suspension prior to contact with the resid feed oil is representative of the riser graphing operation discussed hereafter. be.

ここで第１図を参照すると、グラフキング触媒を約７０
４℃（１３００′Ｆ）の温度において水素リッチ乾性ガ
ス生成物または水素リッチ湿性ガス生成物で以て予備処
理した後に、残油供給油を２２１℃（４３０°Ｆ）マイ
ナス生成物へ転化する間に得られる水素生成に関して得
たデーターのプロットを表わしている。第１図から、湿
性ガス生成物による触媒の処理を表わしている上方の曲
線が、乾性ガスをリフトガスとして使用して少くとも約
７０４℃（１３００”Ｐ）の高温触媒の懸濁体を形成さ
せろことによって得られるより、も、残油供給油の触媒
懸濁体によるその後の転化の間に、かなり多くの水素を
生成したことをか観察される。Referring now to FIG. 1, a graphing catalyst of approximately 70%
After pretreatment with a hydrogen-rich dry gas product or a hydrogen-rich wet gas product at a temperature of 4°C (1300'F), the resid feed oil is heated to 221°C (430°F) during conversion to a minus product. Figure 2 represents a plot of data obtained regarding hydrogen production. From Figure 1, the upper curve representing treatment of the catalyst with a wet gas product shows that the dry gas is used as a lift gas to form a suspension of high temperature catalyst at a temperature of at least about 704°C (1300"P). It is observed that significantly more hydrogen was produced during the subsequent conversion of the resid feed oil by the catalyst suspension than was obtained by the catalytic suspension.

第■図−コーク生成 算■図は−例えばライザー・グラフキング帯域において
１ノフトガスとして用いた乾性循環ガスまたは湿性循環
ガスとはじめに接触させた触媒の存在下において残油を
２２１℃（４３０’ｊ）マイナス生成物へ転化させると
きに得られるコーク生成を示す、得られた実験データー
のもう一つのプロットである。第１図のプロットから、
笑質的童のＣ４オよびＣ５炭化水素から成る水素リッチ
湿性ガス循環ガスの使用は水素リッチ乾性循環ガスを使
用するときよりも触媒中にかなりより多くのコークを生
成したことが観察される。このコーク高度沈着は７６０
℃（１４００°Ｆ）をこえる高い触媒再生温度を必要と
させる。Figure ■ - Coke Formation Calculation The figure shows - For example, when resid oil is heated to 221°C (430' 2 is another plot of the experimental data obtained showing the coke formation obtained when converting to negative product. From the plot in Figure 1,
It has been observed that the use of a hydrogen-rich wet gas recycle gas consisting of C4 and C5 hydrocarbons produced significantly more coke in the catalyst than when using a hydrogen-rich dry recycle gas. This coke deposition height is 760
Requires high catalyst regeneration temperatures in excess of 1400°F.

一方、第■図は熱再生触媒と装填した残油供給油との接
触の前に触媒リフトガスとして乾性ガスまたは湿性ガス
を使用するときの実験データーによって提供される。Ｃ
５から２２１℃（４３０°Ｆ）のガソリン収率を確認す
るものである。この図からリフトガスとしての乾性ガス
の使用が湿性ガスをリフトガスとして使用するときに得
られろよりも高い収率のガンリンを提供すると℃・うこ
とを知ることは有意義である。このように、ガソリン生
成物の選択率はかなり改善される。On the other hand, FIG. 3 is provided by experimental data when using dry gas or wet gas as the catalyst lift gas prior to contacting the thermally regenerated catalyst with the loaded resid feed oil. C
It confirms the gasoline yield from 5 to 221°C (430°F). It is significant to note from this figure that the use of dry gas as the lift gas provides a higher yield of gas lint than that obtained when using wet gas as the lift gas. In this way, the selectivity of gasoline products is considerably improved.

第■図は実験データーのプロットから、ここで規定する
とおりの装填残油転化前に、乾性ガスを使用してはじめ
に熱再生触媒と接触させるときに、水素リッチ湿性ガス
を使用するときに得られるよりも改善されたカッリン選
択性を確認するものである。Figure ■ is a plot of experimental data obtained when using a hydrogen-rich wet gas when first contacting the thermally regenerated catalyst using a dry gas before charge resid conversion as specified herein. This confirms improved kallin selectivity compared to that of the present invention.

一万、第Ｖ図はここで規定するとおりに乾性および湿性
の循環ガス生成物を用いるときに得られる３６２℃（６
３０°Ｆ）プラスのスラリー油生成において達せられる
改善結果を確認するものである。この図はスラリー油の
収量がここで規定する乾性循環ガス流を使用してはじめ
に熱再生触媒と接触させるときにはるかに少ないことを
示している。10,000, Figure V shows the results obtained when dry and wet cycle gas products are used as specified herein.
30°F) confirms the improved results achieved in positive slurry oil production. This figure shows that the yield of slurry oil is much lower when initially contacted with the thermally regenerated catalyst using the dry cycle gas stream defined herein.

第４図は実験データーをプロットするときに得られたラ
イトサイクル油（ＬＣＯ）収率増加に関する本発明のも
う一つの予想外の面を示している。FIG. 4 illustrates another unexpected aspect of the present invention regarding light cycle oil (LCO) yield increases obtained when plotting experimental data.

この図は湿性循環ガス流の代りに乾性循環ガス流を用い
ろときに得られるＬＣＯの収、率を示す。本発明の操作
概念と、異なるυフトガス組成物についてラムスボトム
炭素と合計コーク沈着量との間に操作中において存在す
る関係との、意義が示されている。データーのこのプロ
ットは、リフトガスの組成がそのコーク形成頻回が変る
につれて、ラムスボトムコーク水準と無関係に全形成コ
ークの沈着が直接的に減少することを示している。This figure shows the LCO yield obtained when a dry recycle gas stream is used instead of a wet recycle gas flow. The significance of the operating concept of the present invention and the relationship that exists during operation between Ramsbottom carbon and total coke deposition for different υ futogas compositions is demonstrated. This plot of data shows that as the composition of the lift gas changes its coke formation frequency, total coke deposition decreases directly, independent of Ramsbottom coke levels.

第ｖ■図は各種ラムスボトム炭素の供給油の転化につい
て得たデーターのプロットを提供しており、転化触媒と
一緒に使用した各種の水素含有ガス供給物について得た
全形成コークを確認するものである。Figure v provides a plot of data obtained for the conversion of various Ramsbottom carbon feed oils and confirms the total coke formed for various hydrogen-containing gas feeds used with conversion catalysts. be.

自明であり簡単に論じたデータープロットの評価から引
出されるいくつかの結論は疑う余地もなく、湿性ガス中
に見出されるＣ３プラス炭化水素の実質的な童から成る
湿性循環ガスがグラフキング触媒へのコークの原因とな
り、それによって、Ｃ５プラスガソリンおよ得ライトサ
イクル油の収量において得られる収量差によって示され
るとおり、触媒の分解法性と選択性を低下させることを
確認している。一方、Ｃ１およびＣ５生成物物質から成
るＣ３プラヌ物質をきわめて僅かしか含まない乾性ガス
を使用すると改善された収率を提供する。ここで規定す
る乾性ガス組成物を使用するときは、与えられたライザ
ー・クラッキング操作において供給油と相対的に約１２
から１５重量％またはそれ以上の１ノフトガスを使用す
ることを可能にすることがさらに認められる。リフトガ
スが０５炭化水素から成るＣ３プラス物質の顕著な量か
ら成り、これらの炭化水素が分解されて残油供給油との
接触前に新たに再生された熱触媒上にコークを沈着させ
、それによって上記で論じた各図によって示されるとお
りに触媒の分解活性と選択性を低下させるときには−こ
れは所望のガフ１ノン形成性生成物物質の少くとも約６
から５容量ａｚｙに及ぶものと評価されるＣ５プラスガ
ソ１ノン生成物物質の結果的損失をひきおこす。この得
られるコーク事前付着触媒は提示されているグラフによ
って自明のとおり、スラリー油とコーク形成の増加をも
たらすことが見出される。Several conclusions can be drawn from evaluation of the data plots that are self-evident and have been briefly discussed, that is beyond doubt that the wet cycle gas, consisting of a substantial portion of the C3 plus hydrocarbons found in the wet gas, is a catalyst for graphing. has been found to cause coke, thereby reducing the cracking efficiency and selectivity of the catalyst, as shown by the yield differences obtained in the yields of C5-plus gasoline and light cycle oil. On the other hand, the use of a dry gas containing very little C3 planu material, consisting of C1 and C5 product materials, provides improved yields. When using the dry gas compositions specified herein, approximately 12
It is further recognized that it is possible to use up to 15% by weight or more of 1 noft gas. The lift gas consists of a significant amount of C3-plus material consisting of 05 hydrocarbons, and these hydrocarbons are cracked to deposit coke on the newly regenerated thermal catalyst before contact with the residual feed oil, thereby When reducing the cracking activity and selectivity of the catalyst as illustrated by the figures discussed above--this means that at least about 6
This results in a consequent loss of C5 plus gaso-1 non-product material estimated to range from 5 to 5 volumes azy. This resulting coke pre-deposited catalyst is found to result in increased slurry oil and coke formation, as is evident from the graphs presented.

得られた実験的根拠とプロットしてつくったここで論す
るグラフから、新たに再生した熱触媒とはじめにリフト
ガスを接触させることが供給油のより効率的なライザー
・クラッキングにとって肝要であり、転化されるべき供
給油との接触前において熱触媒粒子上にあるとしてもほ
んのわずかしかコークを沈着させない、ということがこ
のとおり明らかである。この操作概念は−クラッキング
操作のような精油所操作の経済的に得られ水素と好まし
くは約１０ｑｂ以下の０３プラス炭化水素とから成る商
業的乾性ガス生成物を使用することによって、ここで与
えられる実験的根拠によって測定されるとおりに、達成
される。この目的に適するもう一つのＩＪラフト性ガス
は水素、メタンおよびエタンから成るものである。しか
し、クラッキング操作または精油操作のこのような循環
リフトガス生成物は商業的操作から経済的に得ることが
困難である。石炭処理の芳香族性油生成物の脱硫から得
られる水素含有ガス流はその中の０３プラス炭化水素が
１０答積パーセント以下であるかぎり使用できろ。The experimental evidence obtained and the graphs plotted and discussed here demonstrate that contacting the freshly regenerated thermal catalyst with the lift gas first is essential for more efficient riser cracking of the feed oil, and that the converted It is thus clear that very little, if any, coke is deposited on the hot catalyst particles prior to contact with the feed oil to be treated. This operating concept is provided herein by using an economically available commercial dry gas product of a refinery operation, such as a cracking operation, consisting of hydrogen and preferably no more than about 10 qb of 03 plus hydrocarbons. Achieved as determined by experimental evidence. Another IJ raft gas suitable for this purpose is one consisting of hydrogen, methane and ethane. However, such recycled lift gas products of cracking or refining operations are difficult to obtain economically from commercial operations. The hydrogen-containing gas stream obtained from the desulfurization of the aromatic oil product of coal processing may be used as long as it contains less than 10 area percent 03-plus hydrocarbons.

本発明の処理概念へ回けられた利用可能の根拠からさら
に、再生触媒は少くとも０．１０：ａｉ重量エリ好まし
くは少くとも０．０５ｉ重％の残留コーク水準まで減ら
されることが結論される。油との接触前に水素から成る
乾性ガスで以て形成された触媒懸濁体はコーク水率が約
ｔ］、２０重エリをこえないよう規制されるべきであり
、好ましくはここで確認する操作概念の顕著な利点を享
受するには約０１５重エリをこえてはならない。It is further concluded from the available basis applied to the process concept of the present invention that the regenerated catalyst is reduced to a residual coke level of at least 0.10:ai wt%, preferably at least 0.05i wt%. . The catalyst suspension formed with a dry gas consisting of hydrogen before contact with the oil should be regulated so that the coke water content does not exceed about 20 tons], preferably confirmed here. To enjoy the significant benefits of the operating concept, approximately 0.015 weights should not be exceeded.

本発明の再生触媒・乾性ガス懸濁体を形成させろ概念は
ブツシュらの特許４．４３５．２７９およびブツシュら
の特許４，４３４．０４４によって提供されるような流
動化触媒ライザー接触系へ応用可能であり、上記特許は
不明細書において引用して組入れられている。本発明の
操作概念を含むこれら特許開示内容の修正は最も好都合
な方向に操作を改善するのに寄与する。The concept of forming a regenerated catalyst-dry gas suspension of the present invention can be applied to fluidized catalyst riser contact systems such as those provided by Butusch et al. patent 4.435.279 and Butusch et al. patent 4,434.044. , which is incorporated by reference in the Unspecified Specification. Modifications of these patent disclosures, including the operating concept of the present invention, contribute to improving operation in the most advantageous direction.

本明細書に提示されておりかつブッツユらの特許４，４
３５．２７９ノ第１図および特許４．４３４．０４４の
第Ｖ図に実質的に相当する第ｖ■図の特定の装置配列に
おいては、ライザー反応器１が設けられていてその上部
に過渡的拡張部分が備えられ、これはその上のライザー
のさらに大きい直径部分において終っている。油供給人
口５，７．または９の、一つによって供給される残油の
ような装填油の転化が特に有効である。ライザー２の膨
らんだあるいはよく大きくなった直径の部分には、供給
油を装填するのに一つの好ましい具体化において用いる
過渡的部分の上縁に接して複数個の供給油導入ノズル手
段６が設けられている。垂直方向に間隔を置いた供給油
導入手段５，７．および９は、炭化水素生成物蒸気、触
媒およびここで論じているとおりに入手できる１ノフに
ガスの結果的に形成された懸濁体の分離を行なう前の、
ライザー反応器内の乾燥ガス−触媒懸濁体との供給油接
触時間の幅をかなりの程度にさらにひろげるものである
。Patent No. 4,4 presented herein and of Butsuyu et al.
35.279 and FIG. An extension is provided which terminates in a larger diameter section of the riser above it. Oil supply population 5,7. Particularly effective is the conversion of a charge oil, such as a residual oil supplied by one or nine. The bulged or enlarged diameter section of the riser 2 is provided with a plurality of feed oil introduction nozzle means 6 adjacent to the upper edge of the transition section used in one preferred embodiment to charge the feed oil. It is being Vertically spaced supply oil introduction means 5, 7. and 9 prior to separation of the resulting suspension of hydrocarbon product vapors, catalyst and gases available as discussed herein.
It further widens the feed oil contact time with the dry gas-catalyst suspension in the riser reactor to a significant extent.

このように第■図のライザー１−２構造は、ライザー転
化帯域の底部、中間部あるいは上部き装填ししかも乾性
ガス・再生触媒の懸濁体の下流において装填して触媒と
の供給油接触時間を１秒の数分の１から１，２．または
さらには６秒に及ぶ範囲の接触時間内へ制限した供給油
の、比較的高温のゼオライト接触改質の達成を可能にす
る。In this way, the riser 1-2 structure shown in Figure 2 can be loaded at the bottom, middle, or top of the riser conversion zone, and can be loaded downstream of the dry gas/regenerated catalyst suspension to increase the contact time of the feed oil with the catalyst. from a fraction of a second to 1,2. or even allows achieving relatively high temperature zeolite catalytic reforming of the feed oil limited to contact times in the range of up to 6 seconds.

このライザー装置においては、６４９℃（１２００°Ｆ
　）から８１６℃（１’５００°Ｆ）の範囲内の温度の
熱再生触媒をはじめに、ここで提供するような乾性ＩＪ
ノットガスたは流動化用ガスと熱吸収剤としてのスチー
ムおよび／または水を添加して混合し、７または９によ
るような下流で装填される残油供給油の接触分解を行な
うのに適する温度で、ライザーの制扼された直径部分に
おいて上昇流懸濁体を形成させる。従って、供給油導入
手段５゜７および９は稀釈剤人口６，８および１０とと
もに、供給油の霧化と分圧および供給油と乾燥ガス流＠
濁触媒粒子との間の上記のとおり確認した接触時間にお
いて実質的な変動を可能にする。さらに、ライザー反応
器の底部は、特に本明細書において確認する組成の乾性
］ノットガスと一緒に熱吸収剤としてのスチームおよび
／または水の添加によって、再生触媒の温度の調節を可
能にする。In this riser device, the temperature is 649°C (1200°F).
) to 816°C (1'500°F), starting with a dry IJ catalyst as provided herein.
Knot gas or fluidizing gas and steam and/or water as heat absorbers are added and mixed at a temperature suitable for carrying out the catalytic cracking of the downstream charged resid feed oil as per 7 or 9. , forming an upflow suspension in the restricted diameter section of the riser. Accordingly, the feed oil introduction means 5°7 and 9, together with the diluent populations 6, 8 and 10, are responsible for the atomization and partial pressure of the feed oil and the feed oil and drying gas flow @
Allows for substantial variation in the contact time identified above with the cloudy catalyst particles. Furthermore, the bottom of the riser reactor allows adjustment of the temperature of the regenerated catalyst, especially by the addition of steam and/or water as a heat absorber together with a dry knot gas of the composition identified herein.

一般的に言えば、ライザー中の残油供給油と触媒の間の
接触時間は、供給油の組成と起源に応じて、供給油を触
媒と７０４℃（１３００°Ｆ〕がら７６０℃（１４００
°Ｆ）の範囲の温度において接触させて５１０″Ｃ（９
５０°Ｆ）から５９６℃（１１００°Ｆ）の範囲そして
より普通には５６６℃（１０５０”Ｆ）をこえないライ
ザー出口温度を提供するとき、０．５秒から約２秒また
は３秒の範囲内へ制限される。ライザー反応器は実質的
にはいかなる所望の垂直長であってもよく、図示のよう
な一段式または多段式のいずれであれ隣接する触媒再生
装置、触媒スト１ノツビング、組合せに肝要な触媒移送
導管手段と相容性のあるものである。Generally speaking, the contact time between the resid feed oil and the catalyst in the riser ranges from 704°C (1300°F) to 760°C (1400°F), depending on the composition and origin of the feed oil.
510"C (9°F)
50°F) to 596°C (1100°F) and more commonly from 0.5 seconds to about 2 or 3 seconds when providing riser exit temperatures not exceeding 566°C (1050”F). The riser reactor may be of virtually any desired vertical length and may be combined with adjacent catalyst regenerators, catalyst storage nozzles, whether single stage or multistage as shown. be compatible with the catalyst transfer conduit means essential to the process.

ライザー２の上部はストリッピング帯６を上向きに貫通
して環状のストリッピング帯をそれと開放連通するより
大きい直径の触媒放出蛍域の上部の中へ形成する。スチ
ームまたは他の適当なガスのようなストリッピング用ガ
スはストリッピング帯域の底部へ装填されてその中を上
回きにがっ下降する触媒粒子と回流的に流れさせる。The upper part of the riser 2 passes upwardly through the stripping zone 6 to form an annular stripping zone into the upper part of the larger diameter catalyst release zone in open communication therewith. A stripping gas, such as steam or other suitable gas, is charged to the bottom of the stripping zone and flows countercurrently therein with the catalyst particles rising upward and downward.

再　　生 スト＋１ツビングを受けた触媒は次に導管１９によって
一連の触媒床２０および６６として示される触媒再生へ
送られて別々の帯域において再生され、約８１６℃（１
５００°Ｆ）以下、好ましくは杓６４９℃（１２００°
Ｆ）から８１６℃（１５００°Ｆ　）の範囲、より普通
には７０４℃（１３００丁）から７６０℃（１４００°
Ｆ）の範囲内のある昇温温度をこえることなく燃焼させ
ることによって、転化反応の炭素質沈着物が除去される
。The catalyst that has undergone regeneration stroke +1 tubbing is then sent by conduit 19 to catalyst regeneration, shown as a series of catalyst beds 20 and 66, where it is regenerated in separate zones and heated to approximately 816°C (1
500°F), preferably 649°C (1200°
F) to 816°C (1500°F), more commonly 704°C (1300°F) to 760°C (1400°F).
Carbonaceous deposits of the conversion reaction are removed by combustion without exceeding a certain elevated temperature within the range of F).

本発明のライザー系の一つの重要な面は上向きに流れる
懸濁体をライザー上部開放端において分離する方法と手
段に特に関係する。すなわち、炭化水素蒸気、触媒、リ
フトガスおよびスチームの懸濁体はライザーの上部開放
端から蒸気質成分へ付与されるよりも大きい運動量を触
媒粒子べ付与する速度において排出され、それによって
、上回き流の弾道が確立され、それは触媒粒子を蒸気質
物質から分離する。蒸気室物質混合物は、これは従来法
ではしばしばガス状物質とよんでいるものであるが、頂
部開放の環状カップ１１抜出し通路の中へ通り、次いで
各々の外端においてサイクロン分離手段１２と開放状連
通の放射状導管手段の中を通る。随伴触媒をサイクロン
中で分離させた蒸気は元気室１３および生成物抜出し導
管１４と連通する導管によって回収されて、図示されて
いない生成物の分溜および分離へ送られる。サイクロン
１２において分離した触媒微粒は浸漬脚によって除かれ
てあとでのべる触媒ストｌフッピングおよび再生へ送６
れる。One important aspect of the riser system of the present invention relates specifically to the method and means for separating the upwardly flowing suspension at the upper open end of the riser. That is, a suspension of hydrocarbon vapors, catalyst, lift gas, and steam is discharged from the top open end of the riser at a rate that imparts greater momentum to the catalyst particles than is imparted to the vaporous components, thereby increasing the A flow trajectory is established, which separates the catalyst particles from the vaporous material. The vapor chamber material mixture, which is often referred to as gaseous material in the prior art, passes into an open-topped annular cup 11 withdrawal passageway which is then in open communication with cyclonic separation means 12 at each outer end. radial conduit means. The vapors from which the entrained catalyst has been separated in the cyclone are recovered by a conduit communicating with the gas chamber 13 and the product withdrawal conduit 14 and sent to product fractionation and separation, not shown. The catalyst particles separated in the cyclone 12 are removed by a dipping leg and sent to later catalyst stripping and regeneration 6.
It will be done.

触　　　媒 ここで述べるライザー帯域において達成されることが期
待される炭化水素転化操作は１０Ｘ１０　’ｍ（１０ミ
クロン）をこえる粒径、通常は６０がら１００×１０−
６ｍ　（６０がら１００ミクロン〕の範囲内の平均粒径
、さらに普通には約８５．Ｘ１０′ｍ（８５ミクロン）
以下の平均粒径を与える流動化可能粒子の使用に依存す
る。触媒は好ましくは、稀土類および／またはアンモニ
アで置換されて触媒活性をもつかあるいはもっていなく
てもよいマトリックス物質の中に分散された触媒活性物
質を提供する、結晶性珪酸アルミニウムまたは結晶性ゼ
オライトから成る触媒である。本発明の方法において使
用するのに特に適する触媒は稀土類交換フォージャサイ
ト結晶性ゼオライトであり、金属汚染物の実質的な量を
補集および／または蓄積ししかもなおここで述べるとお
り実質的な接触分解粘性と選択性を保持する触媒細孔容
積とマトリックス細孔径の開口とから成る。The hydrocarbon conversion operations expected to be accomplished in the riser zone described here are based on catalysts with particle sizes in excess of 10 x 10'm (10 microns), typically between 60 and 100 x 10'm.
Average particle size in the range of 6m (60 to 100 microns), more commonly about 85.X10'm (85 microns)
Depends on the use of fluidizable particles giving an average particle size of: The catalyst is preferably a crystalline aluminum silicate or crystalline zeolite substituted with rare earths and/or ammonia to provide a catalytically active material dispersed in a matrix material that may or may not have catalytic activity. It is a catalyst consisting of A particularly suitable catalyst for use in the process of the present invention is a rare earth-exchanged faujasite crystalline zeolite that scavenges and/or accumulates substantial amounts of metal contaminants and yet, as described herein, It consists of catalyst pore volume and matrix pore diameter opening that maintains catalytic cracking viscosity and selectivity.

供給油導入口５または７によって装填される原油残油部
分のような供給油は導管６または８によってｇ填される
スチームおよび／または硫黄含有生成物水のような水と
混合することができる。一方、供給油導入口９によって
供給油を装填するときには、スチーム・水混合物を導管
１ｏによって添加してよい。ライザー２の底部には乾性
リフトガス導入導管４が備えられて、Ｉ７フトガスを装
填して導管３によってライザーの底部へ装填される熱再
生触媒粒子と上回流の懸濁体を形成する。乾性リフトガ
スはライザーへ単独で装填してもよく、あるいは導管４
３によって導入されるスチームおよび／または水と組合
せて装填してもよい。Feed oil, such as crude oil residue fraction charged by feed oil inlet 5 or 7, can be mixed with water, such as steam and/or sulfur-containing product water, charged by conduit 6 or 8. On the other hand, when loading the feed oil through the feed oil inlet 9, a steam/water mixture may be added through the conduit 1o. A dry lift gas introduction conduit 4 is provided at the bottom of the riser 2 to charge I7 fugas to form an upstream suspension with the thermally regenerated catalyst particles which are loaded by conduit 3 into the bottom of the riser. Dry lift gas may be charged to the riser alone or in conduit 4.
It may also be loaded in combination with steam and/or water introduced by No. 3.

せばめた直径のライザー下方部は、１６がら４４に９　
／　ｍ’の範囲内にある所望の触媒粒子濃度の上昇流懸
濁体を形成するほかにいくつかの異なる機能を果たす。The narrow diameter riser lower part is 16 to 44 to 9
It serves several different functions in addition to forming an upflow suspension with a desired catalyst particle concentration within the range of /m'.

すなわち、ここで確認される水素含有乾性ガスのリフト
ガスとしての使用はＮ１およびＶを不働態化するために
不揃態化用金属が添加される汚染金属不働態化物質とし
てであることができる。アンチモンは蓄積ニッケル沈着
物を不働態化するのに添加できる。酸化バナジウムは水
素還元の併用によってより低級の酸化状態へ不働態化さ
れて、それ単独でかあるいはチタン、アルミナおよびラ
ンタン・リッチ稀土類金属の添加と組合わせて高融点酸
化物を生成することができる。That is, the use of the hydrogen-containing dry gas as a lift gas identified here can be as a contaminant metal passivating material to which a homogeneous metal is added to passivate N1 and V. Antimony can be added to passivate accumulated nickel deposits. Vanadium oxide can be passivated to a lower oxidation state in conjunction with hydrogen reduction to produce high melting point oxides, either alone or in combination with the addition of titanium, alumina, and lanthanum-rich rare earth metals. can.

このように、ライザー反応器下方部分が供給油霧化状注
入の前にどのように使用されるとしても、水素含有生成
物循環乾性ガスの使用は、乾性ガスの０３プラス成分を
それと一緒のかつ分解されるべき重質供給油と接触する
前の触媒について顕著なコーク形成を禁止する水準へき
びしく制限する組成のものであることが、本発明の概念
にとって肝要である。特に論するとおり、ここでは、水
素含有ガスを１０４以下、より好ましくは８％以下、最
も好ましくは６妬以下の０３プラス物質の含有量へ制限
することが、カッリン収率を改善し、水素生成を減らし
、ライトサイクル油の収率を増し一スラリー油とコーク
の収率を減らす。これらの発見は意外な予測できない実
験的根拠によって得られた。この操作概念のさらに一つ
の有意義な経済的観点は乾性ガス中で１０から４０容積
係の水素から成る、入手容易な精油所生成物ガスあるい
はその他の起源のガスを使用することである。Thus, no matter how the lower portion of the riser reactor is used prior to feed oil atomization injection, the use of a hydrogen-containing product recycled drying gas will keep the 03-plus component of the drying gas with it and It is essential to the concept of the present invention that the catalyst prior to contact with the heavy feed oil to be cracked be of a composition that severely limits the level of formation that prohibits significant coke formation. As specifically discussed herein, limiting the hydrogen-containing gas to a content of 03 plus material of less than 104, more preferably less than 8%, and most preferably less than 6% improves the kalin yield and produces hydrogen. Reduce the yield of light cycle oil and reduce the yield of slurry oil and coke. These findings were obtained on unexpected and unexpected experimental grounds. Yet another significant economic aspect of this operating concept is the use of readily available refinery product gas or gas of other origin, consisting of 10 to 40 parts by volume of hydrogen in dry gas.

一つの特別な操作具体化においては、クラッキング操作
の乾性ガス生成物は少くとも１５容槓係の水素、１０容
積％以下のｃ３プラス炭化水素から成るガスであって、
再生触媒が上昇する乾性ガススチーム・触媒の懸濁体へ
装填される霧化状予熱残油と接触する前に所望の低い供
給油霧化温度水準へそれを部分的に冷却するのに十分な
量の水と混合して、使用される。装填した炭化水素の流
動接触分解は常圧以上のライザー圧カで以て実施され、
本発明のライザー分解操作は１７２×１０３から１．１
３７Ｘ１０”パスカル（約１ｏがら１５０　ｐｓｉｇ）
の圧力において行なわれる。しがし−霧化された供給油
炭化水素の分圧は１ノフトガス・スチーム混合物と供給
油霧化用の稀釈剤物質とによって実質上下げられる。従
って、供給油分圧は２７．６から１７２Ｘ１０３パスカ
ルの範囲にあってよく、触媒対油の比は約５から１５、
より好ましくは６から１２の間にあってよく、触媒粒子
と転化状供給油の間の均密接触を提供する。In one particular operational embodiment, the dry gas product of the cracking operation is a gas consisting of at least 15 volumetric parts of hydrogen, no more than 10% by volume of C3 plus hydrocarbons,
Sufficient to partially cool the regenerated catalyst to the desired lower feed oil atomization temperature level before contacting the atomized preheated residual oil which is charged to the rising dry gas steam-catalyst suspension. Used by mixing with some amount of water. Fluid catalytic cracking of loaded hydrocarbons is carried out at a riser pressure above normal pressure,
The riser disassembly operation of the present invention is 172×103 to 1.1
37X10” Pascal (approximately 150 psig)
It is carried out at a pressure of The partial pressure of the atomized feed oil hydrocarbon is substantially lowered by the 1 noft gas steam mixture and the feed oil atomization diluent material. Thus, the feed oil partial pressure may range from 27.6 to 172X103 Pascals, and the catalyst to oil ratio may range from about 5 to 15,
More preferably it may be between 6 and 12 to provide intimate contact between the catalyst particles and the converted feed oil.

第ｖ■図の燃焼装置は独得な触媒粒子再生装置配列を提
供するものであり、ガス油および／または真空蒸留残油
を含む残油高沸成分の接解分解にょるコーク沈着物の燃
焼除・去の間の触媒粒子の特に水熱的な脱活性化を最小
にする精密な温度制御を可能とする。The combustor of FIG. • Allows precise temperature control to minimize particularly hydrothermal deactivation of the catalyst particles during removal.

ここで、触媒装置とその利用法に特に言及すると、それ
の上部掌部分は底部室部分より直径が大きく、中央に位
置しかつガス流通過路４１に備えた環状邪魔板部材４０
によって支持さ、れている再生ガス分配室２４によって
相互に隔てられている。Particularly referring to the catalyst device and its usage, the upper palm portion thereof has a larger diameter than the bottom chamber portion, and an annular baffle plate member 40 located in the center and provided in the gas flow passage 41.
They are separated from each other by regeneration gas distribution chambers 24 supported and supported by.

室２４からの複数の放射状腕手段が再生ガスを再生され
つつある触媒床２Ｄの下方底部へ導入するために設げら
れている。空気または酸素変性ガスのような導管２２中
の再生燃焼支持ガスは導管２ろ中でスチームと混合され
て、装填触媒粒子から炭素質沈着物の部分的除去を達成
するのに必要とされるよりも多いかまたは少ない程度の
酸素濃度を提供し、それによって、出会う燃焼温度を所
望の範囲内へ制限することができる。所望のとおり酸素
、二酸化炭素およびスチームの存在下で実施する炭化水
素質沈着物の燃焼がら成る触媒再生の第一段階において
は、再生温度は５９６℃（１１００°Ｆ　）　カら８７
１℃（１６００°Ｆ）、好ましくは６４９℃Ｃｌ２００
′Ｆ）がら８１５℃（１５００°Ｆ）−さらに普通ニハ
約６９０’Ｃ（１２７５°Ｆ）から７６０℃（１４００
°Ｆ）（７）範１［）低い値に保つことが好ましい。A plurality of radial arm means from chamber 24 are provided for introducing regeneration gas into the lower bottom of the catalyst bed 2D being regenerated. A regenerated combustion support gas in conduit 22, such as air or oxygen-modified gas, is mixed with steam in conduit 2 filter to remove more than necessary to achieve partial removal of carbonaceous deposits from the loaded catalyst particles. It is also possible to provide a greater or lesser degree of oxygen concentration, thereby limiting the combustion temperatures encountered within a desired range. In the first stage of catalyst regeneration, which consists of combustion of the hydrocarbonaceous deposit, carried out in the presence of oxygen, carbon dioxide and steam as desired, the regeneration temperature ranges from 596°C (1100°F) to 87°C.
1°C (1600°F), preferably 649°C Cl200
'F) to 815°C (1500°F) - more commonly from about 690'C (1275°F) to 760°C (1400°F)
°F) (7) Range 1 [) Preferably kept at a low value.

炭素質物質の部分的除去はＣ０ＩＪツチ生成物で二酸化
炭素、硫黄、窒素および水蒸気から成る煙道ガスを生成
する条件の下で触媒床２ｏの中で行なわれる。このよう
な発生煙道ガスはサイクロン２６によって表わされる１
個またはより多くの組合せのサイクロンの中を通って付
属浸漬脚によって回収される随伴触媒微粒を除かれる。Partial removal of carbonaceous material takes place in the catalyst bed 2o under conditions which produce a COIJ product and a flue gas consisting of carbon dioxide, sulfur, nitrogen and water vapor. Such generated flue gases are represented by cyclone 26.
The entrained catalyst fines are removed by passage through individual or more combinations of cyclones and collected by attached dip legs.

煙道ガスは次にサイクロン２６から元気室２７へ通りそ
こから導管２８によって回収される。このようなｃｏリ
ッチ煙道ガスは通常は図示していないｃｏボイラーへ通
してプロセス・スチームを発生させろ。The flue gases then pass from the cyclone 26 to the atmosphere chamber 27 and from there are recovered by conduit 28. Such co-rich flue gas is typically passed to a co-boiler (not shown) to generate process steam.

床２０から成る一部再生された触媒はそれの底部から抜
出されて外部触媒冷却帯域２９中をその中に設けられか
つ実質的に垂直にのびている差込型熱交換チューブ６ｏ
との間接的に熱交換して下降する。約３．ｌＸ１０６　
　パスカル（４５０ポンド〕の程度のスチームの高圧ス
チームが発生し、ボイラー給水を導管３１によって分配
室へ上記熱交換チューブ６０と連通ずる冷却器２９の底
において装填するときに、導管６４によって回収される
。The partially regenerated catalyst comprising the bed 20 is withdrawn from the bottom thereof and passes through an external catalyst cooling zone 29 through plug-in heat exchange tubes 6o disposed therein and extending substantially vertically.
It descends by indirectly exchanging heat with the Approximately 3. lX106
High pressure steam of the order of Pascals (450 pounds) of steam is generated and is recovered by conduit 64 when the boiler feed water is charged at the bottom of the cooler 29 which communicates with the heat exchanger tubes 60 by conduit 31 into the distribution chamber. .

２８℃から１１１℃（５０°Ｆから２００下）の範囲に
５さらに普通には５５℃から８６℃（１００°Ｆから１
５０°Ｆ）の範囲に室２９中で一部冷却した触媒は抜出
され、導管６５によって室６７中の触媒再生第二段階に
おいて保持される触媒床へ送られる。床２０と６６の間
をつなぐ豆て管４２は必要なときに上部床から下部床へ
冷却することなく触媒を直接通過させるために設けられ
ている。In the range 28°C to 111°C (50°F to below 200°C)5 and more commonly 55°C to 86°C (100°F to 100°C)
The partially cooled catalyst in chamber 29 to a range of 50 DEG F. is withdrawn and sent by conduit 65 to a bed of catalyst maintained in a second stage of catalyst regeneration in chamber 67. A conduit 42 connecting beds 20 and 66 is provided to pass the catalyst directly from the upper bed to the lower bed when required without cooling.

しかし、床間の主要な流れは冷却器２９を通してであっ
て連続する再生系において希望の触媒温度制限を維持す
る。床２６から成る第二、段階中の温度制限は６４９℃
（１２ＤＯ°Ｆ）から８１６℃（１５００’Ｐ）、さら
に普通には７０４℃（１３００”Ｆ　）から７６０℃（
１４００°Ｆ）の範囲内に制限される。濃厚流動床６６
中の再生触媒の温度は触媒再生第一段階におけろ濃厚流
動触媒床中で保たれろ温度と等しいか、それ以上かまた
はそれ以下であってよい。一つの具体化において、導管
６８によって触媒床へ装填されグリッド６９を通過する
空気または酸素変成ガスの量は部分再生触媒上の残留炭
素を完全に燃焼させかつい（らかの未消費酸素を含んで
いてもいなくてもよいＣＯ２１Ｊツチ煙道ガス生成物を
提供するのに必要とする量に等しいかそれ以上であって
よい。触媒床６６の上部−厚相から送られる煙道ガスは
燃焼支持量のＣＯを含まず、その中で後燃焼がおこるこ
とを妨げることが好ましい。ある昇温湿度における触媒
再生第二段階のＣＯ。リッチ煙道ガス生成物は邪魔板４
０中の開口４１を尿２０の底部の中へ通過して分配腕２
５によって装填される再生ガスと混合しそれによって触
媒再生第一段階へ熱を供給する。再生触媒上でコーク残
留量を約００５Ｍエリあるいは約００１重エリ程度に少
な（減らすための触媒再生第二段階の煙道ガス燃焼生成
物は全部、第一段階の再生の触媒床２０中に通される。However, the primary flow between the beds is through cooler 29 to maintain the desired catalyst temperature limits in the continuous regeneration system. The temperature limit during the second stage, consisting of bed 26, is 649°C.
(12 DO°F) to 816°C (1500'P), more commonly 704°C (1300"F) to 760°C (
(1400°F). Concentrated fluidized bed 66
The temperature of the regenerated catalyst therein may be equal to, greater than, or less than the temperature maintained in the dense fluidized catalyst bed during the first stage of catalyst regeneration. In one embodiment, the amount of air or oxygen modified gas charged to the catalyst bed by conduit 68 and passed through grid 69 is sufficient to completely burn out the residual carbon on the partially regenerated catalyst (including any unconsumed oxygen). The amount of CO21J that may be present or absent may be equal to or greater than that required to provide the flue gas product. Preferably, it is free of CO and prevents after-combustion from occurring therein. CO of the second stage of catalyst regeneration at elevated temperature and humidity. The rich flue gas product is
The dispensing arm 2 passes through the opening 41 in the urine 20 into the bottom of the urine 20.
5 and thereby supply heat to the first stage of catalyst regeneration. All of the flue gas combustion products of the second stage of catalyst regeneration are passed into the catalyst bed 20 of the first stage of regeneration to reduce the coke residue on the regenerated catalyst to as low as about 0.005M or about 0.001M. be done.

上記のよう（ｌ’Ｃ提供されるとおりの得られた再生触
媒は上部触媒床から抜出されて導管乙によって、上述の
ように使用ｊるためにライザー１の底部へ送られる。The resulting regenerated catalyst, as provided above, is withdrawn from the upper catalyst bed and sent via conduit B to the bottom of riser 1 for use as described above.

第り″■図に関して開示および説、明した装置配列にお
いては、約４９ｍ（約１６０フイート）の垂直長のライ
ザー反応帯域を用いることが考えられており、その中を
触媒懸濁体は１８から６１ｍ／秒（６０から１００フイ
ート／秒）の範囲の速度で通される。約２４．５ｍ１秒
（８０フイ一ト／秒）の速度を用いろ特定の具体化にお
いては、懸濁体は約２秒でライザーを通過する。このよ
うな操作においては、はじめに形成された乾性ガス・ス
チーム・触媒の懸濁体の滞留時間は霧化された供給油と
の接触前において数分の１秒から０．５秒であり、約１
秒または１．５秒におよぶ触媒粒子との炭化水素滞留時
間を与える。この燈かい滞留時間は工程にとって有害で
はなく、相当の利点を以て使用することができ、過剰分
解がおこる傾向を減ら丁ことによって所望の生成物選択
性が保たれる。In the apparatus arrangement disclosed, described and illustrated with respect to Figures 1 and 2, it is contemplated that a riser reaction zone of approximately 160 feet in vertical length, within which the catalyst suspension will pass from 18 to 61 m/sec (60 to 100 ft/sec). In certain embodiments, a velocity of about 24.5 m/sec (80 ft/sec) is used. It passes through the riser in 2 seconds.In such operations, the residence time of the initially formed dry gas-steam-catalyst suspension varies from a fraction of a second to a fraction of a second before contact with the atomized feed oil. 0.5 seconds, approximately 1
This gives a hydrocarbon residence time with the catalyst particles of up to 1.5 seconds or 1.5 seconds. This light residence time is not detrimental to the process and can be used with considerable advantage, maintaining the desired product selectivity by reducing the tendency for over-decomposition to occur.

本発明が上記の例と説明によって限定されるものではな
いこと、およびこれらの例は本発明から逸脱することな
く多数の変形と修正が可能であることは、当業熟練者に
理解される。上述の特許、文献、およびそれらの中の引
用は本明細書に参照して組込まれている。It will be understood by those skilled in the art that the invention is not limited to the examples and descriptions given above, and that these examples are capable of numerous variations and modifications without departing from the invention. The patents, publications, and citations therein mentioned above are herein incorporated by reference.

【図面の簡単な説明】[Brief explanation of the drawing]

第１図は供給油を２２１℃（４３０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化させる前に触媒１ノフトガスとして湿性循
環ガスと乾性循環ガスを使用して得た水素収量を比較す
るグラフである。 第■図は供給油を２２１℃（４ろ０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化させろときに触媒１ｊフトガスとして湿性
循環ガスと乾性循環ガスを使用して得たコーク収量を比
較するグラフである。 第■図は供給油を２２１℃（４ろ０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化する前に触媒リフトガスとして湿性循環ガ
スと乾性ガスを使用して得た０５〜２２１℃（４３０千
）ガソリン収量を比較するグラフである。 第■図は供給油を２２１℃（４６０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化する前に触媒リフトガスとして湿性循環ガ
スと乾性循環ガスを使用して得たガソリン選択率を比較
するグラフである。 第Ｖ図は供給油を２２１℃（４３０°Ｆ）以下の沸点の
生成物へ転化させる前に触媒リフトガスとして湿性循環
ガスと乾性循環ガスを使用するときに得た６６２℃（６
３０°Ｆ’）プラスのスジ１ノー油生成物を比較するグ
ラフである。 第′ｑ図は供給油を２２１℃（４３０′Ｆ）マイナス生
成物へ転化させる前に触媒リフトガスとして湿性循環ガ
スと乾性循環ガスを使用するときに得たライトサイクル
油（ＬＣＯ）を比較するグラフである。 第■図は第６表に規定する供給油を分解するときに水素
含量（容積係）が異なる触媒懸濁体リフトガスを用いて
、合計のコーク形成（生成量）に対してラムスボトム炭
素コーク（重重％）を比較するグラフである。 第〜Ｉｆｌ１図（・エライザ−・クラッキングと接する
二段式再生から成る装置の豆面での勝因的配置である。 ムｔｅ、　　／ 、Ｏ Ｆτ−４ 手続補正書（方式） 昭和６０年６り／９日 特許庁長官　　志　賀　　　学　殿 １、事件の表示　　　　　　　　　　　　６〉昭和６０
年特許　願第　６６６４９　号乾燥ガスをライザー反応
器中ではじめにリフト用ガスとして使用する残油クラッ
キング方法３、補正をする者 事件との関係　　　出　願　人 住所 名　称　　アシ−ランド・オイル・インコーホレーテッ
ド４、代理人 ５補正命令の日付　　昭和６０年５月２８日（発送日）
６、補正の対象 明細書を次のように補正する。 頁　　行　　　　訂正前　　　　訂正後〃１１　　　　
　　ＩＩ　　　　　　　２１１５　　　　　　ＩＩＩ　
　　　　　　３〃　　　末　　　　　　■４ ７５　　４　　　　　　Ｖ　　　　　　　５〃　　９　
　　　　■　　　　　　６ １ｔ１４　　　　　　■　　　　　　７Ｉ　　下から２
　　　　　Ｘ’ｌｉｌ　　　　　　　　８以　　上 手　　続　　補　　正　　書 昭和６０年９月１６日 ２、発明の名称 ６、補正をする者 事件との関係　　特許出願人 住所 名　称　　アシュラントゝ・オイル・インコーボレーテ
ット９４、代理人 ６、補正の内容 （１）明細書第５９頁最下行〜第６０頁第３行を下記の
ように補正する。 「本明細書に提示されている第７図の特定の装置配列は
ブツシュ等の米国特許第４．．４．３５，２７９号の第
１図および米国特許第４，４３４，０４４号の第Ｖ図に
実質的に相当する。第８図に示された代わりの装置にお
いて、ライザー反応器１が設けられて」 （２）明細書第７５頁第７〜１８行を下記のように補正
する。 「に得た減少したＣ２−マイナス副生物を比較するグラ
フである。 第６図は残油クラッキングユニットの図である。 ガス濃縮部は本発明で使用される適当なドライガスの回
収を示す。この図に関する記載は米国特許第４，４３４
．０４４号（）゛ツシュ、つオルターズおよびザンドナ
）の対応第３図に見い出される。 第７図は代わりの残油クラッキングユニット反応器であ
る。再生器は米国特許＠４，４３４．０４４じの第５図
によりさらに詳しく記載されている。」（３）昭和６０
年６月１９日付の手続補正書（方式）による補正を全て
削除する。 （４）　明細書番人のように補正する。 頁　　　行　　　　補正前　　　　　補正後５２　　下
から３　第Ｉ図　　　　　第１図下から２ ５４　　６．７　　　　第■図　　　　　　第２図５４
　　下から４　第■図　　　　　ｆ５３図下から３ ５５１３〜最下行（削除） ５６１〜１１（削除） １１■４ １５■２ 末　　　　■３ ７５　　　　　４　　　　　Ｖ　　　　　　　　　　　
　　５θ　下から２　■　　　　　　　８ 以　　　上FIG. 1 is a graph comparing hydrogen yields obtained using wet and dry recycle gas as catalyst 1 noft gas before converting feed oil to products boiling below 221°C (430°F). . Figure 2 is a graph comparing coke yields obtained using wet and dry recycle gas as the catalyst 1j fugas when converting feed oil to products with boiling points below 221 °C (40 °F). It is. Figure 3 shows the 05-221°C (430,000) temperature obtained using wet recycle gas and dry gas as the catalyst lift gas before converting the feed oil to products with boiling points below 221°C (40°F). This is a graph comparing gasoline yields. Figure 2 is a graph comparing gasoline selectivity obtained using wet and dry recycle gas as the catalytic lift gas before converting feed oil to products boiling below 221°C (460°F). . FIG.
30° F') plus streak 1 no oil products. Figure 'q is a graph comparing light cycle oil (LCO) obtained when using wet recycle gas and dry recycle gas as catalytic lift gas before converting feed oil to 430'F minus product. It is. Figure 2 shows the total coke formation (amount produced) when cracking the feed oil specified in Table 6 using catalyst suspension lift gases with different hydrogen contents (volume ratios). %). Figure ~ Ifl1 (This is the advantageous arrangement of a device consisting of two-stage regeneration in contact with Eliza cracking. /9th Japan Patent Office Commissioner Manabu Shiga 1, Incident Display 6〉1986
Patent Application No. 66649 Residual Oil Cracking Method 3 Using Dry Gas as Lifting Gas in the Riser Reactor, Relationship with the Amendment Case Applicant Address Name Name Aseeland Oil Inc. Holley Date of amendment order for Ted 4 and Agent 5: May 28, 1985 (shipment date)
6. The specification to be amended shall be amended as follows. Page Line Before correction After correction〃11
II 2115 III
3 end ■4 75 4 V 5 9
■ 6 1t14 ■ 7I 2 from bottom
X'lil 8 and above Continuation Amendment Written September 16, 1986 2, Title of the invention 6, Relationship to the case of the person making the amendment Patent applicant Address Name Assurant Oil Inc. 94, Agent 6. Contents of amendment (1) The bottom line of page 59 to the third line of page 60 of the specification are amended as follows. ``The particular device arrangement of FIG. 7 presented herein is similar to FIG. 1 of Butsch et al. U.S. Pat. In the alternative apparatus shown in FIG. 8, the riser reactor 1 is provided." (2) Lines 7 to 18 on page 75 of the specification are amended as follows. FIG. 6 is a diagram of the resid cracking unit. The gas concentrator section shows the recovery of the suitable dry gas used in the present invention. This figure is described in U.S. Pat. No. 4,434.
．． No. 044 (2003) (2013) (2013), the corresponding Figure 3 is found in the corresponding Figure 3 of No. FIG. 7 is an alternative resid cracking unit reactor. The regenerator is described in more detail in FIG. 5 of US Pat. No. 4,434.044. (3) Showa 60
All amendments made by the written procedural amendment (method) dated June 19, 2017 will be deleted. (4) Amend it like a statement keeper. Page Line Before correction After correction 52 3 from bottom Figure I Figure 1 2 from bottom 54 6.7 Figure ■ Figure 2 54
4 from the bottom Figure ■ Figure f53 3 from the bottom 5513~bottom line (deleted) 561~11 (delete) 11■4 15■2 End ■3 75 4 V
5θ 2 from the bottom ■ 8 or more

Claims (1)

【特許請求の範囲】 １、ライザー・クラッキング帯域において結晶性ゼオラ
イト含有分解触媒で以て原油の供給油溜分の接触分解を
行なわせる方法において、 （ａ）少なくとも約１０モル％の水素と１０容積％より
少ないＣ＿３＋物質とから成るガスをリフト用ガスとし
て使用し昇温された炭化水素転化温度において触媒粒子
の上昇懸濁体を形成させ、 （ｂ）上記リフト用ガスと懸濁触媒粒子との間の接触を
０．０１から２秒の限定された接触時間の間維持し、上
記乾燥ガスによる触媒上のコーク沈着を上記の転化され
るべき供給油との接触前において０．２０重量％をこえ
ないように保ち、 （ｃ）ガス中に懸濁する上記触媒を上記供給油と転化条
件の温度において接触させ、それによつてガソリンおよ
びライトサイクル油への改良された生成物選択性が提供
される、ことから成る、改良運転方法。 ２、重質油溜分が３４３℃（６５０°Ｆ）以上の沸点の
原油残油部分であり、かつ上記の精油所生成物の循環乾
燥ガスが接触分解のガス質生成物である、特許請求の範
囲第１項に記載の方法。 ３、精油所生成物の循環ガスが硫化水素から成る脱硫反
応のガス状生成物である、特許請求の範囲第１項に記載
の方法。 ４、リフト用ガス・スチーム混合物を、高度霧化状態で
装填される重質供給油との接触の前に、ライザー・クラ
ッキング帯域の初期部分において数分の１秒間、上記高
温再生触媒と接触させる、特許請求の範囲第１項に記載
の方法。 ５、蓄積された金属汚染物がアンチモン、チタン、クロ
ム、ジルコニウムおよびランタン、リッチ稀土類の一つ
または一つより多くで以て不働態化される、特許請求の
範囲第１項に記載の方法。 ６、上記の蒸気状転化生成物を分別してガス質生成物か
ら液状生成物を回収し、このガス質生成物を約１０容積
％より少ないＣ＿３プラス炭化水素から成る水素リッチ
乾燥ガス生成物を回収するよう分別し、この分別した水
素リッチ乾燥ガス生成物を上記ライザー・クラッキング
帯域へ循環して再生触媒粒子との上記懸濁体を形成させ
る、特許請求の範囲第２項に記載の方法。 ７、水を含むかあるいは含まないスチームを上記の水素
リッチ乾燥ガスと一緒にライザー・クラッキング帯域へ
添加してそれへ装填される再生触媒の温度を調節する、
特許請求の範囲第２項に記載の方法。 ８、上記の残油供給油が５から３００ｐｐｍのＮｉ＋Ｖ
から成り、上記触媒が１０００ｐｐｍと２０．０００ｐ
ｐｍの間のＮｉ＋Ｖから成る、特許請求の範囲第２項に
記載の方法。 ９、ラムスボトム炭素水準が０から８の範囲にあること
を特徴としかつニッケルとバナジウムの汚染金属から成
る３４３℃（６５０°Ｆ）以上の原油溜分を含む炭素・
金属質物含有供給油を転化する方法において；上記供給
油を少くとも１０００ｐｐｍのニッケルとバナジウムの
合計から成る熱クラッキング触媒と３秒より短かい炭化
水素滞留時間の間ライザー・クラッキング帯域中で接触
させ、それにより、接触分解の蒸気状炭化水素転化生成
物が４８２℃から５９３℃（９００°Ｆから１１００°
Ｆ）の範囲の温度において形成されかつクラッキングの
炭素質沈着物が上記クラッキング触媒上に沈着され、ク
ラッキング触媒が上記ライザー・クラッキング帯域から
の排出時に蒸気状炭化水素生成物からそれらを分離回収
するために弾道的（ｂａｌｌｉｓｔｉｃ）分離によつて
分離され、分離された触媒は一連の触媒再生帯域におい
て酸素含有ガスによる炭素質沈着物の燃焼により約７６
０℃（１４００°Ｆ）をこえない限定温度の再生を行な
わせる前に揮発性炭化水素が追出され、この熱再生触媒
を装填された供給油との転化接触のために上記ライザー
転化帯域へ戻す場合において； （ａ）上記熱再生触媒とスチーム並びに４０容積％より
少ない水素および１０容積％より少ないＣ＿３プラス炭
化水素から成る乾燥ガスとの懸濁体を形成させ、 （ｂ）上記形成懸濁体をライザー炭化水素転化帯の初期
部分中を上回きに、装填供給油の存在しない状態で、再
生の金属酸化物の減少を行なわせかつ目的に適した添加
物物質によるそれの不働態化を行なわせる滞留時間の間
、通過させ、 （ｃ）転化されるべき供給油を上記ライザー・クラッキ
ング帯の下流部分において上記形成懸濁体と霧化状態で
送る、ことから成る改良。 １０、上記乾燥ガスが少くとも１０容積％の水素から成
り、かつ、上記触媒が０．０５重量％より多くない残留
コークを含むよう再生され、上記供給油との接触時の形
成懸濁体の中で０．２重量％より多くないコークから成
る、特許請求の範囲第９項に記載の方法。[Scope of Claims] 1. A method for catalytic cracking of a feed fraction of crude oil with a crystalline zeolite-containing cracking catalyst in a riser cracking zone, comprising: (a) at least about 10 mole percent hydrogen and 10 volumes; % of C_3+ material as a lift gas to form a rising suspension of catalyst particles at an elevated hydrocarbon conversion temperature; (b) combining said lift gas with suspended catalyst particles; 0.20% by weight before contact with the feed oil to be converted. (c) contacting said catalyst suspended in a gas with said feed oil at a temperature of conversion conditions, thereby providing improved product selectivity to gasoline and light cycle oils; An improved driving method consisting of: 2. A patent claim in which the heavy oil fraction is a crude oil residue fraction with a boiling point above 343°C (650°F), and the recycled drying gas of the refinery product is a gaseous product of catalytic cracking. The method described in item 1 of the scope. 3. A process according to claim 1, wherein the refinery product cycle gas is the gaseous product of a desulfurization reaction consisting of hydrogen sulfide. 4. Contacting the lift gas-steam mixture with the hot regenerated catalyst for a fraction of a second in the initial portion of the riser cracking zone prior to contact with the heavy feed oil charged in a highly atomized state. , the method according to claim 1. 5. The method of claim 1, wherein the accumulated metal contaminants are passivated with one or more of antimony, titanium, chromium, zirconium and lanthanum, rich rare earths. . 6. Fractionating the vaporized conversion product to recover a liquid product from a gaseous product, and recovering a hydrogen-rich dry gas product consisting of less than about 10% by volume of C_3 plus hydrocarbons; 3. The method of claim 2, wherein the fractionated hydrogen-rich dry gas product is recycled to the riser cracking zone to form the suspension with regenerated catalyst particles. 7. Adding steam with or without water to the riser cracking zone together with the hydrogen-rich dry gas to adjust the temperature of the regenerated catalyst loaded therein;
A method according to claim 2. 8. The above residual oil supply oil is 5 to 300 ppm Ni+V
and the above catalyst is 1000ppm and 20.000p
3. A method according to claim 2, consisting of Ni+V between pm. 9. Carbon fiber containing crude oil fractions above 343°C (650°F) characterized by a Ramsbottom carbon level in the range 0 to 8 and consisting of nickel and vanadium contaminating metals.
In a method of converting a metallic-containing feed oil; contacting the feed oil with a thermal cracking catalyst consisting of at least 1000 ppm combined nickel and vanadium in a riser cracking zone for a hydrocarbon residence time of less than 3 seconds; Thereby, the vaporous hydrocarbon conversion products of catalytic cracking are
F) and cracking carbonaceous deposits are formed and deposited on the cracking catalyst, and the cracking catalyst separates and recovers them from the vaporous hydrocarbon products upon discharge from the riser cracking zone. The separated catalyst is separated by ballistic separation in a series of catalyst regeneration zones by combustion of the carbonaceous deposit with an oxygen-containing gas.
Volatile hydrocarbons are expelled prior to limited temperature regeneration not exceeding 0°C (1400°F) and are passed to the riser conversion zone for conversion contact with feed oil loaded with this thermally regenerated catalyst. (a) forming a suspension of said thermally regenerated catalyst with steam and dry gas consisting of less than 40% by volume hydrogen and less than 10% by volume C_3 plus hydrocarbons; (b) said formed suspension; in the initial part of the riser hydrocarbon conversion zone, in the absence of charge feed oil, to carry out the reduction of the regenerated metal oxides and passivation thereof with additive substances suitable for the purpose. (c) sending the feed oil to be converted in atomized form with the formed suspension in a downstream portion of the riser cracking zone. 10. said drying gas consists of at least 10% by volume of hydrogen and said catalyst is regenerated to contain not more than 0.05% by weight of residual coke of the suspension formed on contact with said feed oil; 10. A process according to claim 9, comprising no more than 0.2% by weight of coke.