CN102272266A - 用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法 - Google Patents

用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法 Download PDF

Info

Publication number
CN102272266A
CN102272266A CN2009801543746A CN200980154374A CN102272266A CN 102272266 A CN102272266 A CN 102272266A CN 2009801543746 A CN2009801543746 A CN 2009801543746A CN 200980154374 A CN200980154374 A CN 200980154374A CN 102272266 A CN102272266 A CN 102272266A
Authority
CN
China
Prior art keywords
paraffin
pipeline
kerosene
hydrotreatment
product
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN2009801543746A
Other languages
English (en)
Other versions
CN102272266B (zh
Inventor
E.王
A.苏布拉马尼安
K.V.沙
F.莫曼德
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Kellogg Brown and Root LLC
Original Assignee
Kellogg Brown and Root LLC
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Kellogg Brown and Root LLC filed Critical Kellogg Brown and Root LLC
Publication of CN102272266A publication Critical patent/CN102272266A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN102272266B publication Critical patent/CN102272266B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/06—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of thermal cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/06—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including a sorption process as the refining step in the absence of hydrogen

Landscapes

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

Abstract

提供了用于生产正链烷烃的系统和方法。该方法可以包括加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物。该正链烷烃可以从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。

Description

用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法
发明背景
本发明的实施方案通常涉及用于由低价值给料来生产正链烷烃或者线性链烷烃(“正链烷烃”)的系统和方法。更具体的，本发明的实施方案涉及由从热裂化的烃回收的煤油级分来生产正链烷烃的系统和方法。
现有技术说明
正链烷烃传统上是原油的高品质煤油级分来生产的，该煤油级分回收自常压蒸馏单元(“ADU”)。这样的煤油级分称作“直馏煤油”。分离自该直馏煤油的正链烷烃产物经常被转化成线性烷基苯(“LAB”)，并且用于生产清洁剂。正链烷烃的其他用途包括氯化链烷烃和磺酸仲烷基酯(“SAS”)。该正链烷烃产物还可以进一步净化和加工来用于高品质产品中，例如化妆品、食品级产品和专业润滑油。
常规正链烷烃生产方法必须满足严格的加工条件，来从支馏煤油中分离正链烷烃。必须满足的一种具体的加工条件是该煤油级分中所允许的杂质的浓度水平必须低，来从其中分离正链烷烃。例如，含氮化合物(杂质)必须降低到浓度低于1ppmw，来满足从直馏煤油中分离正链烷烃所需的方法的污染物规格。为了将杂质量降低到所需的水平，该直馏煤油经常需要苛刻的氢化处理。所以，不仅由昂贵的烃供料(即，直馏煤油)来生产正链烷烃，而且该加氢处理条件需要专用装置，而且其构造、运行和维护是昂贵的。
所以，这里需要一种改进的系统和方法，用于由低价值给料来生产正链烷烃。
附图说明
因此能够更详细的理解本发明所述的特征，本发明更具体的说明可以参考实施方案来进行，该实施方案中的一些表示在附图中。但是，应当注意的是该附图仅仅表示了本发明典型的实施方案，因此不认为是对它范围的限制，因为本发明可以用于其他同等有效的实施方案。
图1表示了根据所述的一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃生产系统。
图2表示了根据所述的一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃回收系统。
图3表示了根据所述的一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃净化系统。
详细说明
现在将提供详细的说明。每个从属权利要求定义了单独的本发明，从侵权保护的目的，其被认为包括了该权利要求中所述的不同元件或者限制的等价物。根据上下文，全部下面提到的“本发明”在某些情况中可以仅仅指的是某些具体的实施方案。在其他情况中提到“本发明”被认为是在一种或多种，但不必是全部的权利要求中所述的主题。现在在下面将更详细的描述每个本发明，包括具体的实施方案，版本和实施例，但是本发明不限于这些实施方案，版本或者实施例，其被包括来使得当本专利的信息与公知的信息和工艺相结合时，本领域技术人员能够制造和利用本发明。
提供了用于生产正链烷烃的系统和方法。该方法可以包括加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物。该正链烷烃可以从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。
图1表示了根据一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃生产系统100。该正链烷烃生产系统100可以包括但不限于一种或多种热裂化单元105，一种或多种加氢处理单元115，一种或多种正链烷烃回收单元120和一种或多种正链烷烃净化单元130。经由管线103的烃供料可以引入到该热裂化单元105中，来生产一种或多种热裂化的烃产物(三种表示为107，109和111)。该热裂化的烃产物可以包括但不限于经由管线107的轻质烃级分，经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。在一种或多种实施方案中，至少一部分的该经由管线111的煤油级分和经由管线113的含氢供料可以引入到该加氢处理单元115，来生产经由管线117的顶上或者废气和经由管线119的加氢处理的煤油产物。该加氢处理单元115可以将烯烃转化成正链烷烃和/或降低包含在管线111中的煤油级分中的含硫，氮和/或氧的化合物和其他杂质的浓度。同样，管线119中的该加氢处理的煤油可以具有比管线111中的煤油级分降低的杂质(例如含硫和氮化合物)浓度和提高量的正链烷烃。经由管线119的该加氢处理的煤油可以引入到正链烷烃回收单元120中，来提供经由管线121的煤油残油液和经由管线123的正链烷烃产物。
管线103中的烃供料可以包括任何烃或者含有正链烷烃的烃的组合。例如，管线103中的烃供料可以包括一种或多种重质和/或低价值烃。管线103中示例性的烃供料可以包括但不限于来自下面物质的常压蒸馏和/或真空蒸馏的残留物：石油原油，原油，重油，废弃残油，焦油，煤液体，油页岩，油砂，沥青，废油，其馏分，其衍生物及其组合。
在一种或多种实施方案中，经由管线106的第二烃供料可以引入到管线103中的烃供料中，管线111中的煤油级分中，和/或管线119中的加氢处理的煤油。管线106中的第二烃供料可以包括由例如常压蒸馏单元提供的直馏煤油。在另外一种实施方案中，管线106中的第二烃供料可以包括具有8-20个碳原子的正链烷烃。管线106中的第二烃供料的具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以从低到大约10wt%，大约15wt%或者大约20wt%到高至大约30wt%，大约35wt%或者大约40wt%。管线106中的该第二烃供料的含硫化合物的浓度可以从低到大约50ppmw，大约60ppmw或者大约80ppmw到高至大约115ppmw，大约130ppmw或者大约150ppmw。管线106中的该第二烃的含氮化合物的浓度可以从低到大约1ppmw，大约2ppmw或者大约3ppmw到高至大约5ppmw，大约10ppmw或者大约15ppmw。
管线103中的烃供料的组成或者构成(加入或者不加入管线106中的该第二烃)可以包括但不限于链烷烃，烯烃，芳烃，和一种或多种杂质例如含硫化合物，含氮化合物，含氧化合物，重质金属，例如镍和钒等等。管线103中的烃供料的链烷烃浓度可以从低到大约5wt%到高至大约90wt%。管线103中的烃供料的具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以从低到大约5wt%，大约10wt%或者大约15wt%到高至大约25wt%，大约30wt%或者大约35wt%。管线103中的烃供料的烯烃浓度可以从低到大约5wt%，大约10wt%或者大约15wt%到高至大约20wt%，大约25wt%或者大约30wt%。芳烃可以包括但不限于单环芳烃，例如烷基取代的苯，萘满，烷基取代的萘满，二氢化茚，和烷基取代的二氢化茚；和双环芳烃，例如萘，联苯和苊。管线103中的烃供料的芳烃浓度可以从低到大约1wt%，大约3wt%或者大约5wt%到高至大约10wt%，大约20wt%或者大约30wt%。含硫化合物可以包括但不限于硫醇，硫化物，噻吩及其组合。管线103中的烃供料的含硫化合物浓度可以从低到大约2ppmw，大约100ppmw或者大约500ppmw到高至大约10000ppmw，大约20000ppmw或者大约30000ppmw。含氮化合物可以包括但不限于吲哚，喹啉，吡啶及其组合。管线103中的烃供料的含氮化合物浓度可以从低到大约1ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约600ppmw，大约700ppmw或者大约800ppmw。含氧化合物(即，含杂原子化合物)可以包括但不限于酚类。管线103中的烃供料的含氧化合物浓度可以从低到大约10ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约1000ppmw，大约3000ppmw或者大约5000ppmw。
管线106中的第二烃如果加入时，可以以任何期望的量或者比例与管线103中的烃供料，管线111中的煤油级分和/或管线119中的加氢处理的煤油进行混合或者共混。例如，经由管线106的第二烃可以引入到管线119中的加氢处理的煤油中，来提供烃混合物，该混合物具有从低到大约5ppmw，大约10ppmw或者大约15ppmw到高至大约60ppmw，大约80ppmw或者大约100ppmw的含氮化合物。同样，管线106中的第二烃与管线119中的加氢处理的煤油的体积或者重量比会至少部分的取决于含氮化合物期望的水平或者浓度。其他化合物(其能够用于确定管线106中第二烃的量，该第二烃可以引入到管线119中的加氢处理的煤油中)可以包括但不限于一定浓度的含硫化合物，正链烷烃，含氧化合物，芳烃及其任意组合。类似的，引入到管线103中的烃供料中和/或管线111中的煤油级分中的第二烃的量会至少部分的取决于一种或多种化合物(其具体的供给到正链烷烃生产方法100中)期望的水平或者浓度。
在一种或多种实施方案中，管线111中至少一部分的煤油级分可以经由管线112绕过加氢处理单元115，并且可以引入到管线119中的加氢处理的煤油中和/或直接引入到正链烷烃回收单元120中。例如大约5wt%，大约10wt%，大约20wt%，大约30wt%，大约40wt%或者大约50wt%的管线111中的煤油级分可以经由管线112绕过加氢处理单元115，并且可以引入到管线119中的加氢处理的煤油中或者直接引入到正链烷烃回收单元120中。在一种或多种实施方案中，能够绕过加氢处理单元115的经由管线112的煤油级分的分数或者量会至少部分的取决于管线106中直馏煤油的量和/或管线111中煤油级分中的杂质浓度和/或存在于管线119中的加氢处理的煤油中的杂质浓度。
在一种或多种热裂化器105中进行的该热裂化方法能够将经由管线103引入的烃供料转化成为焦炭和轻质烃，其包括经由管线111回收的煤油级分。热裂化单元105可以包括适于热裂化经由管线103引入的烃供料的任何热裂化器。示例性热裂化单元105可以包括但不限于焦化器，减粘裂化炉或者其他任意的热裂化器及其组合。焦化器可以包括延迟焦化器，流体焦化器，和/或灵活焦化器。减粘裂化炉可以包括盘管或者炉式减粘裂化炉和/或浸泡减粘裂化炉。
经由管线111从热裂化单元105回收的煤油级分(加入或者没有加入管线106中的第二烃)可以包含多种不同的烃化合物和杂质。例如，管线111中的煤油级分可以包括但不限于链烷烃，烯烃，芳烃，和杂质例如含硫化合物，含氮化合物，含氧化合物，水及其组合。管线111中的煤油级分可以包括具有大约1-大约80个碳原子的烃的混合物。例如，管线111中的煤油级分可以包括具有大约1-大约50，大约1-大约60，或者大约1-大约70个碳原子的烃的混合物。
管线111中的煤油级分的链烷烃浓度可以是从低到大约5wt%到高至大约30wt%。管线111中的煤油级分的具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以是从低到大约5wt%，大约7wt%或者大约8wt%到高至大约15wt%，大约20wt%或者大约25wt%。在至少一种具体的实施方案中，管线111中的煤油级分的具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以是大约10wt%，大约11wt%，大约12wt%，大约13wt%或者大约14wt%。管线111中的煤油级分的烯烃的浓度可以是从低到大约5wt%，大约10wt%或者大约15wt%到高至大约20wt%，大约25wt%或者大约30wt%。管线111中的煤油级分的芳烃浓度可以是从低到大约1wt%，大约3wt%或者大约5wt%到高至大约10wt%，大约20wt%或者大约30wt%。管线111中的煤油级分的含硫化合物的浓度可以是从低到大约2ppmw，大约100ppmw或者大约500ppmw到高至大约10000ppmw，大约20000ppmw或者大约30000ppmw。管线111中的煤油级分的含氮化合物浓度可以是从低到大约1ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约600ppmw，大约700ppmw或者大约800ppmw。管线111中的煤油级分的含氧化合物的浓度可以是从低到大约10ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约1000ppmw，大约3000ppmw或者大约5000ppmw。管线111中的煤油级分的水浓度可以是从低到大约10ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约200ppmw，大约300ppmw或者大约400ppmw。
在一种或多种实施方案中，大约90vol%的管线111中的煤油级分可以在大约205℃-大约300℃的温度蒸馏，这是根据ASTM D-86测量的。在一种或多种实施方案中，大约10vol%的管线111中的煤油级分可以在大约155℃-大约165℃的温度蒸馏或者汽化。在一种或多种实施方案中，大约50vol%的管线111中的煤油级分可以在大约210℃-大约230℃的温度蒸馏或者汽化。在一种或多种实施方案中，大约90vol%的管线111中的煤油级分可以在大约255℃-大约275℃的蒸馏或者汽化。管线111中的煤油级分的溴指数可以是大约5-大约400，其是根据ASTM D-1159测量的。例如，管线119中的煤油级分的溴指数可以是从低到大约5，大约10或者大约15到高至大约50，大约100或者大约200。在至少一种具体的实施方案中，管线111中的煤油级分的溴指数可以是至少20，至少40，至少60，至少80或者至少100。
经由管线107的轻质烃级分和经由管线109的重质烃级分可以进一步加工，与其他烃供料共混，用作燃料源等等。例如，经由管线107的轻质烃级分可以分离来提供石脑油。经由管线109的重质烃级分可以再循环到管线103的烃供料中。在另外一种例子中，经由管线109的重质烃级分可以分离来提供焦炭，燃烧器油，燃料油，重质柴油等等。
如上所述，经由管线111的煤油级分可以引入到一种或多种烃方法单元115中，来提供经由管线119的加氢处理的煤油和经由管线117的废气。一种或多种加氢处理单元115可以包括任何系统，装置，或者系统和/或装置的组合，该系统或者装置适于例如通过将硫和硫化合物转化成硫化氢(“H2S”)和将氮和氮化合物转化成氨(“NH3”)，来降低经由管线111引入的煤油级分的硫和氮的浓度。加氢处理单元115可以是或者包括氢化处理单元、加氢裂化单元或者其组合。至少一部分的该转化的硫和氮化合物和其他杂质，例如转化的含氧化合物，氢，和其他轻质气体，可以作为废气经由管线117除去。至少一部分的包含在经由管线111引入的煤油级分中的烯烃可以转化成正链烷烃，来生产经由管线119的加氢处理的煤油产物，该产物相对于管线111中的煤油级分来说富含正链烷烃。在一种或多种实施方案中，包含在管线111中的煤油级分中的烯烃(其能够转化成正链烷烃)的量可以从低到大约5%到高至大约100wt%。
管线119中的加氢处理的煤油(加入或者没有加入管线106中的第二烃)可以包括下面的成分及其量。管线119中的加氢处理的煤油的链烷烃的浓度可以是从低到大约5wt%到高至大约95wt%。管线119中具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以是从低到大约20wt%，大约22wt%，大约24wt%或者大约26wt%到高至大约27wt%，大约30wt%，大约33wt%或者大约35wt%。在至少一种具体的实施方案中，管线119中具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以是至少25wt%，至少30wt%，至少35wt%或者至少40wt%。管线119中加氢处理的煤油的烯烃浓度可以是从低到大约0wt%，大约1wt%或者大约3wt%到高至大约5wt%，大约7wt%或者大约10wt%。管线119中加氢处理的煤油的芳烃浓度可以是从低到大约1wt%到高至大约10wt%。管线119中加氢处理的煤油的含硫化合物浓度可以是从低到大约1ppmw或者更低，大约5ppmw，大约10ppmw，大约20ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约250ppmw，大约400ppmw或者大约500ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中含硫化合物的浓度可以是至少1ppmw，至少2ppmw，至少3ppmw，至少5ppmw，至少10ppmw，至少15ppmw，至少20ppmw或者至少25ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中含硫化合物的浓度可以是至少30ppmw，至少40ppmw，至少50ppmw，至少100ppmw，至少200ppmw或者至少250ppmw。管线119中加氢处理的煤油的含氮化合物浓度可以是从低到大约1ppmw或者更低，大约5ppmw，大约10ppmw或者大约15ppmw到高至大约80ppmw，大约150ppmw或者大约200ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中含氮化合物的浓度可以是至少1ppmw，至少2ppmw，至少3ppmw，至少5ppmw，至少10ppmw，至少15ppmw，至少20ppmw或者至少25ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中含氮化合物的浓度可以是至少30ppmw，至少40ppmw，至少50ppmw或者至少55ppmw。在一种或多种实施方案中，管线119中加氢处理的煤油的含硫化合物的浓度可以是大约50ppmw-大约400ppmw和含氮化合物的浓度可以是大约5ppmw-大约80ppmw。管线119中含氧化合物的浓度可以是从低到大约10ppmw，大约30ppmw或者大约50ppmw到高至大约200ppmw，大约400ppmw或者大约600ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中含氧化合物的浓度可以是至少50ppmw，至少75ppmw，至少100ppmw或者至少125ppmw。管线119中加氢处理的煤油的水浓度可以是从低到大约0ppmw，大约5ppmw，大约10ppmw，大约50ppmw或者大约100ppmw到高至大约150ppmw，大约175ppmw或者大约200ppmw。在至少一种具体的实施方案中，管线119中水浓度可以是至少10ppmw，至少25ppmw，至少50ppmw，至少100ppmw或者至少150ppmw。
管线119中加氢处理的煤油的溴指数可以是大约5-大约220。例如，管线119中加氢处理的煤油的溴指数可以是从低到大约10，大约25或者大约50到高至大约100，大约150或者大约175。在至少一种具体的实施方案中，管线119中加氢处理的煤油的溴指数可以是至少10，至少15或者至少20。
经由管线113引入到该加氢处理单元15的含氢气体可以包含大约50%vol H2或者更高，大约65%vol H2或者更高，大约75%vol H2或者更高，大约85%vol H2或者更高，或者大约95%vol H2或者更高。管线113中的含氢供料的平衡量可以包括但不限于其他典型的在精制氢中发现的成分，例如氮，甲烷，和氩气。管线113中的含氢供料可以包含小于大约3%mol H2S，小于大约1%mol H2S，小于0.1%mol H2S，小于大约0.01%mol H2S，或者更低。
一种或多种加氢处理单元115可以包括一种或多种催化剂床，其处于任意的排列、构造和/或定向。该一种或多种催化剂床可以包括固定床，流化床，沸腾床，浆体床，移动床，鼓泡床，任何其他合适类型的催化剂床，或者其组合。加氢处理单元115可以是垂直配置来用于向上或者向下流过一种或多种催化剂床，或者水平配置来用于侧向流过一种或多种催化剂床。一种或多种催化剂床可以是轴向床，轴向/径向床，径向床或者其任何组合。一种或多种催化剂床可以是冷气猝灭的，使用一种或多种交换器级间冷却的或者其组合来控制或者调节该一种或多种催化剂床的温度。在至少一种具体的实施方案中，该加氢处理单元115可以包括单个加氢处理阶段，即，单个催化剂床。
在一种或多种实施方案中，任何合适的催化剂或者催化剂的组合例如用于将硫和硫化合物转化成H2S和将氮和氮化合物转化成NH3。该催化剂可以包括但不限于元素周期表的VII族金属的任何一种或多种，例如钴，镍，钯，铁，其衍生物或者其组合。该催化剂可以与元素周期表VIA，IA，IIA和/或 IB族金属的一种或多种相组合，例如钼或者钨，其氧化物或者其组合。该催化剂可以带有载体。示例性催化剂载体可以包括但不限于氧化铝，二氧化硅-氧化铝，二氧化钛-氧化锆等等。
一种或多种加氢处理单元115的运行温度可以是从低到大约200℃，大约225℃或者大约250℃到高至大约375℃，大约450℃或者大约500℃。例如，一种或多种加氢处理单元105的运行温度可以是200℃-大约420℃或者大约260℃-大约355℃。一种或多种加氢处理单元105的运行压力可以是从低到大约1000kPa，大约1350kPa或者大约1450kPa到高至大约5500kPa，大约10000kPa或者大约13500kPa或者更高。例如，一种或多种加氢处理单元115的运行压力可以是大约3000kPa-大约8000kPa或者大约1350kPa-大约5550kPa。
如上所述，经由管线119的加氢处理的煤油可以引入到一种或多种正链烷烃回收单元120中，来提供经由管线121的煤油残油液和经由管线123的一种或多种正链烷烃产物。一种或多种正链烷烃回收单元120可以包括任何系统，装置，或者系统和/或装置的组合，该系统或者装置适于从管线119的加氢处理的煤油中分离至少一部分的正链烷烃。例如，该正链烷烃回收单元120可以包括吸附/解吸附工艺，其从管线119的加氢处理的煤油中选择性吸附正链烷烃。该吸附的链烷烃然后可以解吸附来提供经由管线123的正链烷烃产物。其他合适的分离方法可以包括但不限于溶剂萃取，蒸馏或者其组合。
管线123中的该正链烷烃产物可以包括一种或多种具有6-30个碳原子的正链烷烃。例如，管线123中的该正链烷烃产物可以包含一种或多种具有大约10-大约14个碳原子或者大约10-大约18个碳原子，或者大约8-大约16个碳原子的正链烷烃。管线123中的该正链烷烃产物的正链烷烃浓度可以是大约90wt%或者更高，大约95wt%或者更高，或者大约97wt%或者更高。管线123中的该正链烷烃产物的正链烷烃浓度可以是大约97.5wt%或者更高，大约98.5wt%或者更高，或者大约99wt%或者更高。管线123中的该正链烷烃产物的具有10-14个碳原子的正链烷烃的浓度可以是大约97wt%，大约98wt%，或者大约99wt%或者更高。管线123中的该正链烷烃产物的平衡量物质可以包括不同的烃，例如芳烃，具有一定范围的具有变化数目碳原子的化合物的非正链烷烃烃，含硫化合物，含氮化合物，和任何其组合。管线123中的该正链烷烃产物的芳烃可以是从低到大约100ppmw，大约250ppmw或者大约500ppmw到高至大约5000ppmw，大约10000ppmw，或者大约20000ppmw。管线123中的该正链烷烃产物的硫或者含硫化合物的浓度可以小于大约15ppmw，小于大约10ppmw或者小于大约5ppmw。管线123中的该正链烷烃产物的氮或者含氮化合物的浓度可以小于大约15ppmw，小于大约10ppmw或者小于大约5ppmw。管线123中的该正链烷烃产物的溴指数可以从低到大约1，大约3或者大约6到高至大约10，大约12或者大约15。管线123中的该链烷烃产物的溴指数可以小于大约25，小于大约20，小于大约15或者小于大约10。
管线123中的该正链烷烃产物可以作为最终的正链烷烃产物销售，进一步加工来提供净化的正链烷烃产物，和/或用于生产一种或多种产物(其需要正链烷烃)。管线123中该净化的正链烷烃产物可以蒸馏来获得不同馏分的正链烷烃，及其共混物，含有不同的碳数和各自的分子量，用于期望的产物应用。在至少一种具体的实施方案中，管线123中的该正链烷烃产物可以加工来提供线性烷基苯(“LAB”)。例如，该正链烷烃可以通过催化脱氢区，在这里一些正链烷烃能够转化成烯烃。该正链烷烃和烯烃混合物然后可以引入到烷基化区中，在这里烯烃与芳烃基质反应来生产线性烷基苯。该线性烷基苯然后可以通过磺化来转化成线性烷基磺酸酯(“LAS”)。该线性烷基苯还可以用来生产多种阴离子表面活性剂，该表面活性剂配制到清洁剂，清洁化合物，条皂和洗衣或者洗碗清洁剂。
“高品质”或者第一净化的正链烷烃产物可以如下来生产：将管线123中至少一部分的正链烷烃产物经由管线125引入到一种或多种正链烷烃净化单元130中。正链烷烃净化单元130可以提供一种或多种净化的正链烷烃产物(表示了两种131，133)。该正链烷烃净化单元130可以包括例如加氢处理单元，其能够氢化处理或者“氢抛光”该正链烷烃产物来提供经由管线131的第一净化的正链烷烃产物，该产物具有降低浓度的含硫化合物，含氮化合物，含氧化合物和/或烯烃(其能够存在于管线123的正链烷烃产物中)。加氢处理单元可以类似于上面讨论和描述的加氢处理单元115。
管线131中的第一净化的正链烷烃产物的芳烃可以是从低到大约25ppmw，大约100ppmw，大约250ppmw或者大约500ppmw到高至大约3000ppmw，大约4500ppmw，或者大约6000ppmw。例如，管线131中的第一净化的正链烷烃产物的芳烃可以是可以小于大约5000ppmw。管线123中的正链烷烃产物的硫或者含硫化合物的浓度可以小于大约10ppmw，小于大约5ppmw或者小于大约2ppmw。管线123中的正链烷烃产物的氮或者含氮化合物的浓度可以小于大约10ppmw，小于大约7ppmw或者小于大约5ppmw。管线123中的链烷烃产物的溴指数可以从低到大约0.5，大约2或者大约3到高至大约5，大约7或者大约12。
经由管线133的甚至“更高品质”或者第二净化的正链烷烃可以如下来提供：将经由管线125引入的正链烷烃产物进一步净化到正链烷烃净化单元130中。例如，管线125中的正链烷烃产物或者所述的第一净化的正链烷烃产物可以进行进一步净化，来除去至少一部分的包含在管线125的正链烷烃产物中的芳族化合物，或者所述的第一净化的正链烷烃产物，来生产经由管线133的第二净化的正链烷烃。管线133中的该第二净化的正链烷烃产物的正链烷烃浓度可以是大约99.1wt%或者更高，大约99.3wt%或者更高，或者大约99.5wt%或者更高。管线133中芳烃的浓度可以是从低到大约0ppmw，大约5ppmw，大约10ppmw，大约15ppmw，大约20ppmw或者大约25ppmw到高至大约75ppmw，大约100ppmw，大约150ppmw或者大约200ppmw。管线133中的硫或者含硫化合物的浓度可以小于大约3ppmw，小于大约1ppmw，小于大约0.5ppmw或者小于大约0.1ppmw。管线133中的正链烷烃产物的溴指数可以小于大约7，小于大约5，小于大约3或者小于大约2。
可以使用任何合适的分离/除去方法，来将管线133中的第二净化的正链烷烃产物中的芳烃量降低到低于管线125中的正链烷烃产物和所述的第一净化的正链烷烃产物。例如，可以使用吸附/解吸附工艺来从管线125的正链烷烃产物中分离芳族化合物。其他合适的分离方法可以包括但不限于溶剂萃取，吸附/解吸附，氢化，硫酸处理，蒸馏及其组合。
重新参见一种或多种热裂化器105，取决于热裂化器的具体类型，管线103中的烃供料可以加热到从低到大约400℃到高至大约900℃的温度和从低到大约100kPa到高至大约6500kPa的压力，来生产轻质组分(其可以作为蒸气进行回收)和焦炭(其作为固体残留物形成于焦化单元中)。在延迟焦化方法中，经由管线103的烃供料可以引入到焦化鼓中，加热，并且保持在大约400℃-大约500℃的温度和大约300kPa-大约900kPa的压力，例如来沉积固体焦炭，同时将裂化的蒸气从上面抽走。在该热裂化方法中所产生的焦炭可以传输到存储区，用作固体燃料等等。该裂化的蒸气可以引入到一种或多种分离器中，来提供经由管线107的轻质烃级分，经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。
在灵活焦化方法中，经由管线103的烃供料可以在反应器和加热器之间循环。更明确的，经由管线103的烃供料可以与热再循环材料流一起引入到流化床中。该流化床可以例如处于大约100kPa-大约300kPa的压力和大约480℃-大约590℃的温度。含有焦炭的产物可以从该流化床循环到加热器容器中，在这里将它加热。该加热的焦炭可以从加热器引入到气化器中，在这里它与空气和蒸气反应。气化器产物气体(称作焦炭气体，并且含有所携带的焦炭粒子)可以返回到加热器中，并且通过来自反应器的冷焦炭进行冷却，来提供一部分的该反应器需热。该焦炭气体从气化器向加热器的再循环能够提供其余的需热。离开加热器的热焦炭气体可以在加工用于清除之前，用于产生高压蒸气。该焦炭气体可以引入到一种或多种分离器中，来提供经由管线107的轻质烃级分、经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。
在流化焦化方法中，流化床反应器可以与燃烧器一起使用来生产焦炭和轻质烃。经由管线103的烃供料可以引入到洗涤器中，在这里热能够与反应器顶上流出物交换，并且离开该反应器顶部的最重的烃级分可以冷凝。总反应器供料，包括经由管线103的新供料和洗涤器中冷凝的再循环供料二者，可以注入到该反应器的焦炭流化床中。该反应器供料可以处于大约100kPa-大约300kPa的压力，并且可以例如加热到大约700℃-大约900℃的温度。焦炭可以沉积到流化焦炭粒子上，同时烃蒸气向上进入洗涤器中。该反应器顶上可以是用于除去固体的洗涤床，并且高沸点材料可以冷凝和再循环到反应器。轻质烃可以从洗涤器送到一种或多种分离器，来提供经由管线107的轻质烃级分、经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。将该流化焦化器保持在焦化温度所需的热可以通过反应器和燃烧器之间的循环焦炭来提供。反应器中所产生的一部分的焦炭可以用空气燃烧来提供加工需热。多余的焦炭可以从燃烧器抽出，并且送去存储，用作另外一种方法的燃料等等。流化焦化器和灵活焦化器的热裂化步骤可以是类似的。但是，流化焦化不使用焦化器蒸馏物所产生的残留焦炭，而灵活焦化使用焦炭副产物用于生产低热值气体。灵活焦化器和流化焦化器可以如US专利No.2813916；2905629；2905733；3661543；3816084；4055484和4497705所讨论和描述，其在此引入作为参考。
术语盘管(或者炉法)减粘裂化可以指的是热裂化单元，在这里裂化方法是在炉管(或者“盘管”)中进行的。经由管线103引入到盘管减粘裂化炉中的烃供料可以处于大约150kPa-大约1000kPa的压力，并且例如加热到大约425℃-大约540℃的温度。离开该炉子的热裂化的烃可以猝灭来停止裂化反应。猝灭该离开炉子的裂化的烃可以包括与引入到该炉子中的管线103中的烃供料热交换。在另外一个例子中，传热介质例如柴油可以用于猝灭离开该炉子的材料。管线103中裂化的烃供料的水平或者量可以通过调节穿过炉管的烃供料的流速来控制。该猝灭的裂化的烃产物然后可以引入到一种或多种分离器中，来提供经由管线107的轻质烃级分、经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。
在浸泡器减粘裂化炉中，主要的裂化反应可以在位于炉子后面的鼓(浸泡器)中进行。经由管线103引入的烃供料可以处于大约200kPa-大约6500kPa的压力，并加热到一定的温度和保持(浸泡)例如在大约400℃-大约650℃。将该加热的烃供料浸泡预定的时间允许发生裂化反应。该加热的烃供料可以浸泡大约5分钟-大约60分钟的时间。在期望的时间之后，该裂化的烃产物可以猝灭。该猝灭的裂化的烃产物然后可以引入到一种或多种分离器中，来提供经由管线107的轻质烃级分、经由管线109的重质烃级分和经由管线111的煤油级分。在浸泡器减粘裂化中可以使用比盘管减粘裂化更低的温度，因为该浸泡器减粘裂化炉将烃在高温保持了比盘管减粘裂化更长的持续时间。
当使用多个热裂化器时，这些热裂化器可以串联、平行，或者串联和平行组合来排列。例如，第一热裂化器可以提供第一热裂化的烃，其可以引入到第二热裂化器来生产第二热裂化的烃。在另一个例子中，两种相同或不同的热裂化器可以平行的裂化两种烃供料，并且其后组合该裂化的烃来提供热裂化的烃。
热裂化单元105中一种或多种分离器可以包括任何分离器，其适于从热裂化的烃产物中分离出两种或者多种烃级分。该分离器可以包括任何系统，装置，或者系统和/或装置的组合，其能够提供经由管线111的煤油，例如裂解，蒸馏和/或分馏。在一种或多种实施方案中，一种或多种填充材料，挡板，塔盘，塔板，分配器，结构化填充床，无规填充床，收集器和/或真空区可以以任何次序、频率或者构造布置于该分离器中。在一种或多种实施方案中，该分离器可以是没有内容物的开口圆柱。
图2表示了根据一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃回收单元200。该正链烷烃回收单元200可以包括一种或多种加热器205，一种或多种吸附/解吸附单元(两种表示为225，230)，一种或多种压缩机240和一种或多种分离器(两种表示为250，260)。第一和第二分离单元225，230每个可以包括一种或多种吸附/解吸附床(一种分别表示为226，231)。管线119中的该加氢处理的煤油可以引入到加热器205中，来提供经由管线207的加热的煤油。该煤油可以加热到从低到大约90℃到高至大约275℃的温度。加热器205可以是或者包括直接点火加热器，热交换器(在其中热从传热介质传递到该加氢处理的煤油)，等等。
如所示的，正链烷烃回收单元200包括两个吸附/解吸附单元225，230，其可以交替用于从管线207中加热的煤油中分离(即，吸附和解吸附)正链烷烃。例如，管线207中加热的煤油可以经由管线208引入到第一吸附/解吸附单元225中，其能够吸附至少一部分包含在其中的正链烷烃，并且可以经由管线回收232回收贫正链烷烃的烃。一旦吸附/解吸附床226已经吸附了足量的正链烷烃或者已经变成正链烷烃饱和的，则可以停止经由管线208引入的加热的煤油，并且经由管线209再导向第二吸附/解吸附单元230，其能够吸附至少一部分的正链烷烃，来提供经由管线233的贫正链烷烃的烃。从管线211中的压缩的置换介质提供的经由管线212的置换介质或者解吸附剂可以引入到第一吸附/解吸附单元225，其可以置换至少一部分的吸附的正链烷烃来提供经由管线227的富含正链烷烃的烃。一旦该正链烷烃已经从吸附/解吸附床226中置换，则可以停止经由管线212的置换介质的引入。一旦吸附/解吸附床231已经吸附了足量的正链烷烃或者已经变成正链烷烃饱和的，则可以停止经由管线209引入的加热的煤油，并且经由管线208再导向吸附/解吸附单元225，限定该吸附的正链烷烃已经解吸附和经由管线227回收，其可以重新吸附至少一部分的正链烷烃，来提供经由管线233的贫正链烷烃的烃。该置换介质可以例如通过加热到大约250℃-大约500℃的温度来回收。由管线211中的压缩置换介质提供的经由管线213的置换介质或者解吸附剂可以引入到第二吸附/解吸附单元230中，其可以置换至少一部分的吸附的正链烷烃来提供经由管线228的富含正链烷烃的烃。同样，两种吸附/解吸附单元225，230可以交替运行，以使得第一吸附/解吸附单元225吸附正链烷烃，同时第二吸附/解吸附单元230解吸附正链烷烃，反之亦然。
如所示的，将经由管线208，209的加热的煤油和经由管线212和213的置换介质引入到吸附/解吸附单元225，230相反的端。同样，该吸附和解吸附步骤可以彼此逆流进行。对于垂直定向的吸附/解吸附单元225，230来说，经由管线208，209的加热的煤油可以分别引入到吸附/解吸附单元225，230中，以使得该加热的煤油向下流过其中。经由管线212，213的置换介质可以分别引入到吸附/解吸附单元225，230中，以使得置换介质向上流过其中。在另一例子中，该加热的煤油和置换介质的同流方向可以反转。虽然没有示出，但是该吸附和解吸附步骤可以彼此同流进行。
经由管线227，228的富含正链烷烃的烃可以经由管线229引入到分离器250中，并且经由管线232，233的贫正链烷烃的烃可以经由管线234引入到分离器260中。分离器250可以提供经由管线123的正链烷烃产物和经由管线254的再循环置换介质，分离器260可以提供经由管线121的煤油残油液和经由管线264的再循环置换介质。经由管线264，254的再循环置换介质可以引入到压缩机240中，来提供经由管线211的压缩的置换介质。分离器250，260可以使用任何合适的方法来从富含正链烷烃的烃和贫正链烷烃的烃中分离该置换介质。例如，分离器250能够冷凝正链烷烃和回收经由管线123的冷凝的富含正链烷烃的烃和经由管线254的气态置换介质。类似的，分离器260能够冷凝经由管线234引入的贫正链烷烃的烃中的烃，来提供经由管线121的冷凝的贫正链烷烃的烃和经由管线264的气态置换介质。
引入到第一和第二吸附/解吸附单元225，230的置换介质可以包括任何能够置换吸附的正链烷烃的材料。合适的置换介质可以包括极性材料或者具有比常规的正链烷烃明显更大的极化率的材料。在一种或多种实施方案中，该置换介质可以用下面的通式表示：
Figure 519726DEST_PATH_IMAGE001
在这里R、R'和R''每个选自氢和C1-C5烷基。例如，该置换介质可以包括氨(“NH3”)和C1-C15 伯、仲和叔胺。其他合适的置换介质可以包括但不限于氢，二氧化硫(“SO2”)，C1-C5醇，C1-C4烷烃，二元醇，卤化的化合物例如甲基和乙基氯和甲基氟，硝化的化合物例如硝基甲烷，和二氧化碳(“CO2”)。在一种或多种实施方案中，新的或者补足的置换介质可以经由管线256引入到正链烷烃回收单元中。该置换介质可以经由正链烷烃回收单元200中压缩机240压缩和循环，或者该循环可以经由外部源如下来实现：将该系统与新的或者补足的管线256和合适的供给相整合，来从管线254中排出或者返回低压置换介质。
吸附/解吸附床226，231可以包括任何合适的介质，其能够吸附正链烷烃，同时使得至少大部分的非正链烷烃例如支化烃和环烃通过吸附/解吸附单元225，230。例如，吸附/解吸附床226，231可以包括分子筛。示例性的分子筛可以包括含有碱金属或者碱土金属，铝，硅和/或氧的结晶沸石。该分子筛可以是天然的或者合成的，并且可以具有大约3-大约15埃(“Å”)的均匀孔隙，这取决于该分子筛的组成和制备条件。孔径大约5Å的分子筛能够从支链和环化合物中分离常规的正链烷烃。具有合适的分子筛性能的天然沸石可以包括方沸石NaAlSi2O6·H2O和菱沸石CaAl2Si4O12·6H2O。其他天然存在的适用作分子筛的材料可以是如论文“Molecular Sieve Action of Solids”，Quarterly Reviews，第III卷第293-330页(1949)，由Chemical Society(伦敦)出版中所讨论和所述的。具有类似性能的合成沸石可以是如下面中所讨论和所述的：US专利 No.2306610，在这里描述了式(CaNa2)Al2Si4O12·2H2O的材料，和US专利No.2522426，在这里描述了式4CaO·Al2O3·4SiO2的材料。其他合适的分子筛可以是如Breck等人的论文中所讨论和所述的，其公开于Journal of the American Chemical Society，第78卷第593及其后，1956年12月。
正链烷烃在吸附/解吸附单元225，230中的吸附和解吸附可以在液相和/或气相中进行。正链烷烃在吸附/解吸附单元225，230中的吸附和解吸附可以在从低到大约95℃，大约200℃或者大约260℃到高至大约370℃，大约425℃或者大约485℃的温度进行。例如，该正链烷烃的吸附可以在大约95℃-大约300℃温度的气相中进行，并且经由管线208，209的加热的煤油的分压足够低来防止在吸附床226，231中不期望量的冷凝。经由管线208，209引入的加热的煤油的分压可以是这样的压力的大约0.01-大约0.7，该压力将冷凝沸点等于处于运行温度的加热煤油的平均沸点的烃。该正链烷烃的解吸附可以在大约315℃-大约485℃的温度和大约1.3 kPa-大约1500kPa的压力进行，并且经由管线212，213引入足量的置换剂来置换至少一部分的吸附的正链烷烃。另外的吸附和解吸附工艺条件可以如US专利No.2899379；3248322；3378486；和3418235中所讨论和所述。
虽然未示出，但是经由管线227，228的富含正链烷烃的烃的纯度可以如下来提高：在正链烷烃吸附之后和正链烷烃解吸附之前，加压然后减压该吸附/解吸附单元225，230。例如，在吸附/解吸附床226，231已经吸附了期望量的正链烷烃之后，可以停止经由管线208，209的加热的煤油，并且可以将吸附/解吸附单元225，230中的压力提高到吸附压力的大约101%-大约500%。吸附/解吸附单元225，230然后可以减压。在加压和减压过程中存在于吸附/解吸附床225，231中的材料包括大部分的任何杂质，例如非正链烷烃化合物，其可以吸附或者处于吸附/分离床226，231中。虽然未示出，但是经由管线227，228的富含正链烷烃的烃的纯度还可以通过变温来提高，例如在正链烷烃吸附之后和正链烷烃解吸附之前，升高然后降低吸附/解吸附单元225，230的温度。
压缩机240可以包括任何适于压缩气体和/或多相流体的装置，例如一种或多种往复的、旋转的、轴流的、离心的、对角流或者混流的、卷绕的、或者隔膜压缩机或者其任意串联和/或平行组合。压缩机240可以具有一个或多个压缩机级，在连续的级间具有或者不具有级间冷却。在一种或多种实施方案中，管线211中的压缩置换介质的压力可以是大约101 kPa-大约5000kPa。
图3表示了根据一种或多种实施方案的一种示例性正链烷烃净化系统300。该正链烷烃净化系统300可以包括一种或多种加氢处理或者“氢化抛光”单元305，一种或多种吸附/解吸附单元320，325，和一种或多种分离器340，350。吸附/解吸附单元320，325可以包括一种或多种吸附/解吸附床(分别表示了一种321，326)。
在一种或多种实施方案中，管线125中的正链烷烃产物和经由管线302的含氢气体可以引入到该加氢处理单元305中，来进一步除去至少一部分的能够保留在其中的任何杂质，来提供经由管线307的第一净化的正链烷烃产物。加氢处理单元305可以类似于上面图1所讨论和所述的加氢处理单元115。加氢处理单元305可以充当“保护”床来除去或者减少杂质例如含硫和含氮化合物的量。同样，除了经由管线307的第一净化的正链烷烃产物之外，经由管线306的废气也可以从加氢处理单元305回收。该废气可以包含在该加氢处理单元305中转化的至少一部分的杂质。在至少一种具体的实施方案中，管线307中全部或者一部分的第一净化的正链烷烃产物可以作为净化的正链烷烃或者“LAB品质”正链烷烃产物经由管线131回收。在至少一种其他的具体实施方案中，管线307中的全部或者一部分的第一净化的正链烷烃产物可以经由管线309进一步加工，来提供经由管线133的第二净化的正链烷烃。
如所示的，正链烷烃净化单元300包括两种吸附/解吸附单元320，325，其可以交替用于从管线309中第一净化的正链烷烃中分离(即，吸附和解吸附)杂质。例如，管线309中的第一净化的正链烷烃可以经由管线311引入到第一吸附/解吸附单元320中，其能够吸附至少一部分包含在其中的杂质，并且第二净化的正链烷烃产物可以经由管线327回收。一旦吸附/解吸附床321已经吸附了足量的杂质或者变成被杂质饱和的，则可以停止经由管线311引入的第一净化的正链烷烃，并且经由管线313重新导向第二吸附/解吸附单元325，其能够吸附至少一部分的杂质，来提供经由管线328的第二净化的正链烷烃产物。经由管线361的置换介质或者解吸附剂可以引入到第一吸附/解吸附单元320中，其能够置换至少一部分的吸附的杂质，来提供经由管线322的富含杂质的流出物。一旦杂质已经从吸附/解吸附床321中置换出来，则可以停止经由管线361引入置换介质。一旦吸附/解吸附床326已经吸附了足量的杂质或者变成被杂质饱和的，则可以停止经由管线313引入的第一净化的正链烷烃引入，并且经由管线311重新导向吸附/解吸附单元320，限定所吸附的杂质已经解吸附和经由管线322回收，其能够重新吸附至少一部分的杂质来提供经由管线327的第二净化的正链烷烃产物。经由管线362的置换介质或者解吸附剂可以引入到第二吸附/解吸附单元325中，其能够置换至少一部分的吸附的杂质，来提供经由管线328的第二净化的正链烷烃产物。同样，两种吸附/解吸附单元320，325可以交替运行，以使得第一吸附/解吸附单元225吸附正链烷烃，同时第二吸附/解吸附单元230解吸附正链烷烃，反之亦然。
经由管线311，313的第一净化的正链烷烃和经由管线361，362的置换介质可以引入到吸附/分离单元320，325的相同端或者不同端(未示出)。如所示的，经由管线311，313的第一净化的正链烷烃和经由管线361，362的置换介质可以引入到每个吸附/分离单元320，325相同端。同样，该吸附和解吸附步骤可以彼此同流进行。虽然未示出，但是经由管线311，313的第一净化的正链烷烃产物和经由管线361，和362的置换介质可以引入到吸附/解吸附单元320，325的相反端。同样，该吸附和解吸附步骤可以彼此逆流进行。例如，对于垂直定向的吸附/解吸附单元320，325来说，经由管线311，313的第一净化的正链烷烃产物可以分别引入到吸附/解吸附单元320，325中，以使得第一净化的正链烷烃产物向下流过其中。经由管线361，362的置换介质可以分别引入到吸附/解吸附单元320，325中，以使得置换介质向上流过其中。
经由管线327，328的第二净化的正链烷烃产物可以经由管线329引入到分离器340中，经由管线322，323的杂质可以经由管线324引入到分离器350中。分离器340可以提供经由管线133的第二净化的正链烷烃产物和经由管线344的再循环置换介质。管线344中的再循环置换介质可以引入到分离器350中或者直接再循环到管线360中的新的或者补足的置换介质中。分离器350可以提供经由管线352的杂质流出物和经由管线354的再循环置换介质，其可以引入到管线360中的补足置换介质中。管线360中的再循环和补充置换介质可以提供经由管线361，362引入的置换介质到吸附/解吸附单元320，325中。分离器340，350可以使用任何合适的方法，来从富含正链烷烃的烃和贫正链烷烃的烃中分离置换介质。例如，分离器340可以冷凝第二净化的正链烷烃产物来提供经由管线133的冷凝的第二净化的正链烷烃产物和经由管线344的气态再循环置换介质。类似的，分离器350可以冷凝经由管线324引入的杂质，来提供经由管线352的冷凝的杂质流出物和经由管线354的再循环置换介质。
引入到第一和第二吸附/解吸附单元320，325中的置换介质可以包括任何能够置换所吸附的杂质的材料。合适的置换介质可以包括打算从管线309的第一净化的正链烷烃中除去的主要杂质分子种类相同的材料。例如，打算从管线309的第一净化的正链烷烃中除去的主要杂质可以是芳烃。同样，适于解吸附芳烃的解吸附剂可以包括非极性的烷基取代的苯。例如，用于解吸附芳烃的合适的解吸附剂可以是或者包括甲苯。
经由管线311，313引入到吸附/解吸附单元320，326的第一净化的正链烷烃产物可以在液相和/或气相中与固体吸附剂接触。在至少一种具体的实施方案中，杂质在吸附/解吸附单元320，325中的吸附可以在液相中进行。可以将第一净化的正链烷烃产物加热到大约20℃-大约250℃的温度。可以使用背压调节来促进或者保持杂质在液相中的吸附。
吸附/解吸附床321，326可以包括任何合适的介质，该介质能够吸附一种或多种任何的杂质，该杂质会存在于分别引入到吸附/解吸附单元320，325中的第一净化的正链烷烃中。例如，该吸附/解吸附床321，326可以包括分子筛。示例性分子筛可以包括但不限于八面沸石族的沸石，其包括平均孔径大约6-大约15Å的天然和合成沸石。分子筛代表性的例子包括八面沸石，发光沸石，和X，Y和A类型的沸石。吸附剂可以包括无机粘合剂例如二氧化硅，氧化铝，二氧化硅-氧化铝，高岭土和/或绿坡缕石。该沸石在使用前可以进行阳离子交换。阳离子(其通过离子交换方法混入到沸石中)例如包括全部的碱金属和碱土金属，以及三价阳离子。分子筛可以处于任何形式中，例如挤出的、珠化的或者压碎的粒子的形式。
杂质在吸附/解吸附单元320，325中的吸附和解吸附可以在液相和/或气相下进行。正链烷烃在吸附/解吸附单元320，325中的吸附和解吸附可以在环境温度-大约250℃的温度范围进行。例如，杂质的吸附可以在大约100℃-大约150℃温度的液相中进行。进一步的吸附和解吸附工艺条件可以如US专利No.5109139；5171923；和5220099中所讨论和所述。
本发明的实施方案进一步涉及下面段落中的任何一种或多种：
1.一种用于生产正链烷烃的方法，其包含：加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物；和将该正链烷烃从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。
2.根据段落1的方法，其中该煤油级分是在氢和一种或多种催化剂存在下，在大约200℃-大约420℃的温度和大约3000kPa-大约8000kPa的压力进行加氢处理的。
3.根据段落1或者2的方法，其中该加氢处理的煤油级分进一步包含至少1ppmw的含氮化合物。
4.根据段落1-3任一的方法，其中该加氢处理的煤油级分的溴指数是至少10。
5.根据段落1-4任一的方法，其中该加氢处理的煤油级分进一步包含至少1ppmw的含硫化合物。
6.根据段落1-5任一的方法，其中将从常压蒸馏单元回收的煤油级分与热裂化的烃产物和加氢处理的煤油产物中的至少一种进行混合。
7.根据段落1-6任一的方法，其中分离该正链烷烃包含吸附工艺、溶剂萃取工艺、蒸馏工艺或者其任意组合。
8.根据段落1-7任一的方法，其中分离该正链烷烃包含吸附工艺，该吸附工艺包含：将该加氢处理的煤油产物与第一吸附剂材料在足以使该第一吸附剂材料吸附至少一部分的正链烷烃的条件下进行接触；将该吸附的正链烷烃与置换介质在足以使该吸附的正链烷烃的至少一部分解吸附的条件下进行接触；和回收该解吸附的正链烷烃作为正链烷烃产物。
9.根据段落8的方法，其中该回收的正链烷烃包含一种或多种杂质，和其中该吸附工艺进一步包含将该回收的正链烷烃与第二吸附剂材料在足以使第二吸附剂材料吸附至少一部分的该一种或多种杂质的条件下进行接触，来生产正链烷烃产物，该产物的杂质浓度相对于所述回收的正链烷烃有所降低。
10.根据段落9的方法，其中该杂质包含芳烃，和其中该正链烷烃产物具有浓度小于大约100ppmw的芳烃。
11.根据段落1-10任一的方法，其进一步包含：将常压蒸馏塔底部产物、真空蒸馏塔底部产物或者其组合引入到热裂化器中，来生产热裂化的烃产物；和分离该热裂化的烃产物，来生产轻质烃级分、重质烃级分和煤油级分。
12.一种用于生产正链烷烃的方法，其包含：热裂化烃供料来生产热裂化的烃混合物；从该烃混合物中选择性分离煤油级分；加氢处理该煤油级分的至少一部分，来生产加氢处理的煤油，该加氢处理的煤油包含正链烷烃、小于大约500ppmw的含硫化合物和小于大约200ppmw含氮化合物；和从该加氢处理的煤油产物中分离正链烷烃，来生产正链烷烃产物。
13.根据段落12的方法，其中该加氢处理的煤油包含至少1ppmw含氮化合物和至少1ppmw含硫化合物。
14.根据段落12或者13的方法，其中该煤油级分的溴指数是至少10。
15.根据段落12-14任一的方法，其中该烃供料包含常压蒸馏塔底部产物、真空蒸馏塔底部产物或者其组合。
16.根据段落12-15任一的方法，其中该正链烷烃的分离包含吸附工艺、溶剂萃取工艺、蒸馏工艺或者其任意组合。
17.一种用于生产正链烷烃的系统，其包含：加氢处理单元，用于加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物；和第一分离单元，用于将该正链烷烃从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。
18.根据段落17的系统，其进一步包含热裂化单元，用于热裂化烃供料来生产热裂化的烃产物；和第二分离单元，用于分离该热裂化的烃产物来生产轻质烃级分、重质烃级分和煤油级分。
19.根据段落17或者18的系统，其中该第一分离单元包含一个或多个吸附/解吸附单元。
20.根据段落17-19任一的系统，其进一步包含第三分离单元，用于纯化该正链烷烃产物，来生产包含大约99wt%或者更高的正链烷烃的正链烷烃产物。
已经使用一组数值上限和一组数值下限描述了某些实施方案和特征。应当理解除非另有指示，否则从任何下限到任何上限之间的范围都是可以预期的。某些下限，上限和范围出现在下面的一个或多个权利要求中。全部的数值是“大约”或者“大致”的所示值，并且考虑了本领域技术人员能够预想到的试验误差和偏差。
已经在上面定义了不同的术语。在权利要求所用的术语没有在上面定义的情况中，它应当被赋予相关领域技术人员能够给出的、在至少一个印刷的出版物或者公开的专利中涉及该术语的最宽的含义。此外，本申请中所引用的全部的专利，测试方法和其他文献完全引入作为参考和用于允许这样的引入的全部权限中，所述的参考到这样的程度，即，这样的公开内容与本申请不矛盾。
虽然前面涉及到本发明的实施方案，但是本发明的其他和另外的实施方案也可以设计，而不脱离其基本的范围，并且其范围是通过随后的权利要求来确定的。

Claims (20)

1.一种用于生产正链烷烃的方法，其包括：
加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物；和
将该正链烷烃从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。
2.权利要求1的方法，其中该煤油级分是在氢和一种或多种催化剂存在下，在大约200℃-大约420℃的温度和大约3000kPa-大约8000kPa的压力进行加氢处理的。
3.权利要求1的方法，其中该加氢处理的煤油级分进一步包含至少1ppmw的含氮化合物。
4.权利要求1的方法，其中该加氢处理的煤油级分的溴指数是至少10。
5.权利要求1的方法，其中该加氢处理的煤油级分进一步包含至少1ppmw的含硫化合物。
6.权利要求1的方法，其中将从常压蒸馏单元回收的煤油级分与热裂化的烃产物和加氢处理的煤油产物中的至少一种进行混合。
7.权利要求1的方法，其中分离该正链烷烃包括吸附工艺、溶剂萃取工艺、蒸馏工艺或者其任意组合。
8.权利要求1的方法，其中分离该正链烷烃包括吸附工艺，该吸附工艺包括：
将该加氢处理的煤油产物与第一吸附剂材料在足以使该第一吸附剂材料吸附正链烷烃的至少一部分的条件下进行接触；
将该吸附的正链烷烃与置换介质在足以使该吸附的正链烷烃的至少一部分解吸附的条件下进行接触；和
回收该解吸附的正链烷烃作为正链烷烃产物。
9.权利要求8的方法，其中该回收的正链烷烃包含一种或多种杂质，和其中该吸附工艺进一步包括将该回收的正链烷烃与第二吸附剂材料在足以使第二吸附剂材料吸附该一种或多种杂质的至少一部分的条件下进行接触，来生产正链烷烃产物，该产物的杂质浓度相对于所述回收的正链烷烃有所降低。
10.权利要求9的方法，其中该杂质包含芳烃，和其中该正链烷烃产物具有浓度小于大约100ppmw的芳烃。
11.权利要求1的方法，其进一步包括：
将常压蒸馏塔底部产物、真空蒸馏塔底部产物或者其组合引入到热裂化器中，来生产热裂化的烃产物；和
分离该热裂化的烃产物，来生产轻质烃级分、重质烃级分和煤油级分。
12.一种用于生产正链烷烃的方法，其包括：
热裂化烃供料来生产热裂化的烃混合物；
从该烃混合物中选择性分离煤油级分；
加氢处理该煤油级分的至少一部分，来生产加氢处理的煤油，该加氢处理的煤油包含正链烷烃、小于大约500ppmw的含硫化合物和小于大约200ppmw含氮化合物；和
从该加氢处理的煤油产物中分离正链烷烃，来生产正链烷烃产物。
13.权利要求12的方法，其中该加氢处理的煤油包含至少1ppmw含氮化合物和至少1ppmw含硫化合物。
14.权利要求12的方法，其中该煤油级分的溴指数是至少10。
15.权利要求12的方法，其中该烃供料包含常压蒸馏塔底部产物、真空蒸馏塔底部产物或者其组合。
16.权利要求12的方法，其中分离该正链烷烃包括吸附工艺、溶剂萃取工艺、蒸馏工艺或者其任意组合。
17.一种用于生产正链烷烃的系统，其包括：
加氢处理单元，用于加氢处理从热裂化的烃产物回收的煤油级分的至少一部分，来生产包含正链烷烃的加氢处理的煤油产物；和
第一分离单元，用于将该正链烷烃从该加氢处理的煤油产物中分离，来生产正链烷烃产物。
18.权利要求17的系统，其进一步包括热裂化单元，用于热裂化烃供料来生产热裂化的烃产物；和第二分离单元，用于分离该热裂化的烃产物来生产轻质烃级分、重质烃级分和煤油级分。
19.权利要求17的系统，其中该第一分离单元包括一个或多个吸附/解吸附单元。
20.权利要求17的系统，其进一步包括第三分离单元，用于纯化该正链烷烃产物，来生产包含大约99wt%或者更高的正链烷烃的正链烷烃产物。
CN200980154374.6A 2008-11-12 2009-11-12 用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法 Active CN102272266B (zh)

Applications Claiming Priority (7)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11393508P 2008-11-12 2008-11-12
US61/113935 2008-11-12
US61/113,935 2008-11-12
US12/616,547 US20100116711A1 (en) 2008-11-12 2009-11-11 Systems and Methods for Producing N-Paraffins From Low Value Feedstocks
US12/616,547 2009-11-11
US12/616547 2009-11-11
PCT/US2009/064136 WO2010056812A1 (en) 2008-11-12 2009-11-12 Systems and methods for producing n-paraffins from low value feedstocks

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN102272266A true CN102272266A (zh) 2011-12-07
CN102272266B CN102272266B (zh) 2015-02-11

Family

ID=42164223

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN200980154374.6A Active CN102272266B (zh) 2008-11-12 2009-11-12 用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法

Country Status (3)

Country Link
US (1) US20100116711A1 (zh)
CN (1) CN102272266B (zh)
WO (1) WO2010056812A1 (zh)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104285145A (zh) * 2012-05-10 2015-01-14 安捷伦科技有限公司 采用受控压力的二维流体分离

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20120160742A1 (en) * 2010-12-22 2012-06-28 Uop Llc High Purity Heavy Normal Paraffins Utilizing Integrated Systems
US20120302813A1 (en) * 2011-05-27 2012-11-29 Uop Llc Processes and apparatuses for producing a substantially linear paraffin product
US20160108325A1 (en) * 2014-10-20 2016-04-21 Uop Llc Process for hydrotreating a coker kerosene stream to provide a feed stream for a paraffin separation zone
US10052580B2 (en) 2016-12-28 2018-08-21 Uop Llc Trim bed for adsorption separation zone
CN113460975A (zh) * 2021-08-06 2021-10-01 江西中晶新材料有限公司 一种5n硒的生产方法

Family Cites Families (50)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2899379A (en) * 1959-08-11 Desorption of zeolitic molecular sieves using ammonia
NL108239C (zh) * 1956-03-01
US2866835A (en) * 1956-08-30 1958-12-30 Exxon Research Engineering Co Olefin separation and recovery
US2920038A (en) * 1956-12-05 1960-01-05 Exxon Research Engineering Co Gasoline hydrocarbon separation recovery process utilizing molecular sieves
US3007863A (en) * 1959-04-24 1961-11-07 Texaco Inc Method of treating a petroleum fraction using molecular sieve aluminosilicate selective adsorbents
US2972650A (en) * 1959-05-07 1961-02-21 Sinclair Refining Co Two-stage isomerization of normal paraffins
US3122494A (en) * 1959-11-09 1964-02-25 Standard Oil Co Hydrocarbon reforming process
US3242066A (en) * 1961-11-01 1966-03-22 Socony Mobil Oil Co Inc Method of producing high octane gasoline and jet fuels having a luminometer number of at least 150
US3226914A (en) * 1962-09-04 1966-01-04 Union Carbide Corp Pressure cycle for molecular sieve separation of normal paraffins from hydrocarbon mixtures
NL297822A (zh) * 1962-09-12
US3222417A (en) * 1963-06-06 1965-12-07 Monsanto Co Catalytic dehydrogenation of hydrocarbons
US3316294A (en) * 1965-06-24 1967-04-25 Continental Oil Co Detergent alkylate and the sulfonate derivative
US3418235A (en) * 1965-09-24 1968-12-24 Exxon Research Engineering Co Molecular sieve separation process
US3378486A (en) * 1965-12-28 1968-04-16 Exxon Research Engineering Co Purification of normal paraffins
US3533939A (en) * 1966-10-12 1970-10-13 Mobil Oil Corp Reforming with a crystalline aluminosilicate free of hydrogenation activity
US3527693A (en) * 1968-09-06 1970-09-08 Atlantic Richfield Co Process for making jet fuel
US3493491A (en) * 1969-05-21 1970-02-03 Atlantic Richfield Co Blending hydrogenated fractions to make a jet fuel
US3619409A (en) * 1969-06-09 1971-11-09 Texaco Inc Hydrocarbon separation process
US3753891A (en) * 1971-01-15 1973-08-21 R Graven Split-stream reforming to upgrade low-octane hydrocarbons
US3770614A (en) * 1971-01-15 1973-11-06 Mobil Oil Corp Split feed reforming and n-paraffin elimination from low boiling reformate
US3723293A (en) * 1971-11-18 1973-03-27 Sun Oil Co Pennsylvania Process for producing gasoline blending stock of high antiknock value
US3893910A (en) * 1972-03-09 1975-07-08 Harry E Robson Process for reforming naphthas with novel chyrsotile catalyst compositions
US3850746A (en) * 1972-03-09 1974-11-26 Exxon Research Engineering Co Hydrodenitrogenation of hydrocarbon feedstocks with a catalyst composite of chrysotile and hydrogenation metal
US3852165A (en) * 1972-03-09 1974-12-03 Exxon Research Engineering Co Hydrodesulfurization of hydrocarbon feedstocks with a catalyst composite of chrysotile and group vib and/or viii hydrogenation component
US3853745A (en) * 1973-03-07 1974-12-10 Exxon Research Engineering Co Low temperature-low pressure naphtha reforming process
US3923893A (en) * 1973-12-26 1975-12-02 Texaco Inc Production of secondary alkyl primary amines
US3917706A (en) * 1973-12-26 1975-11-04 Texaco Inc Production of secondary alkyl primary amines
US3920744A (en) * 1973-12-26 1975-11-18 Texaco Inc Production of amines from sulfur bearing paraffins
US3962359A (en) * 1974-02-15 1976-06-08 Universal Oil Products Company Hydroprocessing of hydrocarbons
US4036745A (en) * 1975-09-24 1977-07-19 Uop Inc. Process for separating normal and isoparaffins
US4384471A (en) * 1980-12-10 1983-05-24 Engelhard Minerals & Chemicals Corporation Chromatographic analysis of hydrocarbon mixtures
US4477595A (en) * 1982-03-31 1984-10-16 Exxon Research And Engineering Co. Liquid hydrocarbon synthesis using supported ruthenium catalysts
WO1985000619A1 (en) * 1983-07-15 1985-02-14 The Broken Hill Proprietary Company Limited Production of fuels, particularly jet and diesel fuels, and constituents thereof
JPS60248793A (ja) * 1984-05-22 1985-12-09 Fuji Standard Res Kk 重質油の熱分解法
US4711968A (en) * 1986-10-03 1987-12-08 Exxon Research & Engineering Co. Process for the hydrofomylation of sulfur-containing thermally cracked petroleum residua
US5072057A (en) * 1986-10-03 1991-12-10 Exxon Research & Engineering Co. Process for the hydroformylation of sulfur-containing thermally cracked petroleum residue and novel products thereof
US5030774A (en) * 1986-10-03 1991-07-09 Exxon Research And Engineering Co. Process for the hydroformylation of sulfur-containing thermally cracked petroleum residue and novel products thereof
US4922028A (en) * 1986-10-03 1990-05-01 Exxon Research & Engineering Company Process for the hydroformylation of sulfur-containing thermally cracked petroleum residue and novel products thereof
US4846959A (en) * 1987-08-18 1989-07-11 Mobil Oil Corporation Manufacture of premium fuels
US5109139A (en) * 1988-08-31 1992-04-28 Exxon Chemical Patents Inc. Process control of process for purification of linear paraffins
US5220099A (en) * 1988-08-31 1993-06-15 Exxon Chemical Patents Inc. Purification of a hydrocarbon feedstock using a zeolite adsorbent
US5171923A (en) * 1988-08-31 1992-12-15 Exxon Chemical Patents Inc. Recycle for process for purification of linear paraffins
JP4050364B2 (ja) * 1997-09-11 2008-02-20 日揮株式会社 石油の処理方法および石油の処理装置
US6252127B1 (en) * 1998-12-29 2001-06-26 Uop Llc Process for monomethyl acyclic hydrocarbon adsorptive separation
US6222088B1 (en) * 1999-09-27 2001-04-24 Uop Llc Monomethyl paraffin adsorptive separation process
JP4150579B2 (ja) * 2002-12-03 2008-09-17 昭和シェル石油株式会社 灯油組成物
JP5478806B2 (ja) * 2003-05-22 2014-04-23 シエル・インターナシヨネイル・リサーチ・マーチヤツピイ・ベー・ウイ ナフテン系及び芳香族系原油からのケロシン及びガス油の品質向上法
US7288181B2 (en) * 2003-08-01 2007-10-30 Exxonmobil Research And Engineering Company Producing low sulfur naphtha products through improved olefin isomerization
MXPA06002885A (es) * 2003-09-17 2006-06-05 Shell Int Research Mezcla de queroseno derivada del petroleo y de un proceso de fischer-tropsch.
BRPI0601403B1 (pt) * 2006-04-17 2015-11-03 Petroleo Brasileiro Sa processo de obtenção de n-parafinas a partir de óleo vegetal

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104285145A (zh) * 2012-05-10 2015-01-14 安捷伦科技有限公司 采用受控压力的二维流体分离

Also Published As

Publication number Publication date
WO2010056812A1 (en) 2010-05-20
US20100116711A1 (en) 2010-05-13
CN102272266B (zh) 2015-02-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR100710542B1 (ko) 탄화수소 원료 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소의증산방법
KR100645659B1 (ko) 탄화수소 혼합물로부터 벤젠을 증산하는 방법
CA2813847C (en) Process for hydrocracking a hydrocarbon feedstock
CN105452423B (zh) 从烃原料生产芳烃和轻质烯烃的方法
RU2464298C2 (ru) Способ каталитической конверсии (варианты)
CN100534581C (zh) 对来自氢源的含氢物流中氢的控制
RU2674016C2 (ru) Способ получения легких олефинов и btx, в котором применяется установка каталитического крекинга ncc, обрабатывающая сырье типа нафты, установка каталитического риформинга и ароматический комплекс
BRPI0610750A2 (pt) processo para a conversão de uma carga de alimentação de hidrocarboneto
BRPI0716398B1 (pt) processo fcc com coluna de ascensão dupla
KR101439723B1 (ko) 노르말 파라핀의 스팀 크래킹에 의한 에틸렌의 제조법
CN102272266B (zh) 用于由低价值给料来生产正链烷烃的系统和方法
US20240228894A1 (en) Cyclization and fluid catalytic cracking systems and methods for upgrading naphtha
WO2006098895A2 (en) Ethylene production by steam cracking of normal paraffins
US20150136650A1 (en) Process for removing mercury from a coal tar product
US9061955B2 (en) Method of converting a coal to chemicals
US9162952B2 (en) Process for purifying products from coal tar
KR20240058165A (ko) 원유를 올레핀으로 변환하기 위한 통합 공정
US20150136658A1 (en) Process for removing ash and heavy hydrocarbons from coal tar
US11326112B1 (en) Integrated hydrocracking/adsorption and aromatic recovery complex to utilize the aromatic bottoms stream
WO2022150161A1 (en) Adsorption systems and processes for recovering pna and hpna compounds from petroleum based materials and regenerating adsorbents
US20150136580A1 (en) Process for pyrolyzing coal using a recycled hydrogen donor
RU2505515C1 (ru) Способ и устройство для снижения содержания бензола в бензине при алкилировании разбавленным этиленом
RU2772646C1 (ru) Интегрированный процесс для максимального извлечения водорода
WO2015076924A1 (en) Hydrotreating process and multifunction hydrotreater related applications
RU2525113C2 (ru) Способ увеличения молекулярного веса олефинов и установка для его осуществления

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant