CN107325840B - 一种裂解汽油c9+馏份的加氢处理装置及工艺 - Google Patents

一种裂解汽油c9+馏份的加氢处理装置及工艺 Download PDF

Info

Publication number
CN107325840B
CN107325840B CN201710683651.9A CN201710683651A CN107325840B CN 107325840 B CN107325840 B CN 107325840B CN 201710683651 A CN201710683651 A CN 201710683651A CN 107325840 B CN107325840 B CN 107325840B
Authority
CN
China
Prior art keywords
tower
hydrogenation
oil
hydrogen
reactor
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
CN201710683651.9A
Other languages
English (en)
Other versions
CN107325840A (zh
Inventor
王鑫泉
王茂斌
叶伟
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.)
Beijing Enlightenment Round Energy Environment Engineering Technology Co Ltd
Original Assignee
Beijing Enlightenment Round Energy Environment Engineering Technology Co Ltd
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 Beijing Enlightenment Round Energy Environment Engineering Technology Co Ltd filed Critical Beijing Enlightenment Round Energy Environment Engineering Technology Co Ltd
Publication of CN107325840A publication Critical patent/CN107325840A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN107325840B publication Critical patent/CN107325840B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • 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
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/46—Removing components of defined structure
    • B01D53/48—Sulfur compounds
    • B01D53/52—Hydrogen sulfide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
    • B01D53/77—Liquid phase processes
    • B01D53/78—Liquid phase processes with gas-liquid contact
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/30—Alkali metal compounds
    • B01D2251/304—Alkali metal compounds of sodium
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/60—Inorganic bases or salts
    • B01D2251/604—Hydroxides
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/02—Gasoline

Landscapes

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

Abstract

本发明涉及裂解汽油加氢领域，提供了一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置及工艺，该加氢处理装置包括依次连接的脱重塔系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统，以及碱洗塔系统；其中所述稳定塔系统用于分离二段加氢系统产生的加氢产物，以得到不同馏程的产品，所述碱洗塔系统用于洗涤装置中产生的含H2S尾气。本发明能将裂解汽油C9 +馏份中的大部分不饱和烃变成饱和烃，使有机硫转化为硫化氢，加氢产物可用作调和汽油或作溶剂油，大大地提高了产品的附加值。

Description

一种裂解汽油C9+馏份的加氢处理装置及工艺
技术领域
本发明涉及裂解汽油加氢领域，具体地，涉及一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置，以及采用该装置的裂解汽油C9 +馏份的加氢处理工艺。
背景技术
蒸汽裂解制乙烯装置的副产C9 +馏分，因含有大量的不饱和烃，使油品的性质极不稳定，且因含有少量的有机硫化物，使油品具有异味，色度较深；由于油品性质较差，没有被大多数企业充分利用，从而降低了该油品的使用价值。随着原油资源日益减少，以及乙烯装置中副产C9 +馏分产量的不断增加，若能将该C9 +馏分进行充分利用，则会对能源节省和企业效益起到举足轻重的作用。
CN101619239A公开了一种裂解汽油重馏分的加氢处理方法，该方法采用一段串联工艺，使裂解汽油重馏分原料与氢气首先在第一加氢反应器中与加氢催化剂接触进行反应，使原料中的二烯烃饱和，反应产物物流直接进入第二反应器，与其中的两种催化剂进行接触，脱除产物中的硫、氮等杂质，最后将反应产物进行分离处理。
CN1635054A公开了裂解汽油重馏分选择加氢催化剂、制备方法及其应用，其中的加氢催化剂包含作为载体的氧化铝、覆盖于所述载体表面上的碱土金属或其氧化物以及作为活性组分负载于所述载体上的金属Pd和Mo 或Pd和W，该催化剂可用于对裂解汽油C5～C9馏分，特别是C8～C9重馏分的加氢，其低温活性高。
以上均是对裂解汽油重馏分加氢催化剂的制备及应用方面的研究，但对于整个裂解汽油加氢处理，尤其是对于能实现以低能耗将重馏分加氢并分离成高附加值产品的装置以及工艺还鲜有报道。
发明内容
为了解决现有技术存在的上述技术问题，本发明的目的在于提供一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置，以及采用该装置的裂解汽油C9 +馏份的加氢处理工艺。
根据本发明的第一方面，本发明提供了一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置，该加氢处理装置包括依次连接的脱重塔系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统，以及碱洗塔系统；其中，所述稳定塔系统用于分离二段加氢系统产生的加氢产物，以得到不同馏程的产品，所述碱洗塔系统用于洗涤装置中产生的含H2S尾气。
根据本发明的第二方面，本发明提供了一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理工艺，该工艺在上述的加氢及分离装置上进行，包括：将裂解汽油C9 +馏份经脱重塔系统预分馏，得到一段加氢原料油，所述一段加氢原料油经两段加氢反应后，加氢产物经稳定塔系统分离，得到不同馏程的产品，装置产生的含H2S尾气经碱洗塔系统洗涤后达标排放。
本发明采用两段加氢反应，能将裂解汽油C9 +馏份中的大部分不饱和烃变成饱和烃，使有机硫转化为硫化氢，从而使C9 +馏分转变为无色无臭的液体，化学稳定性提高，其辛烷值约为96～97，加氢产物可用作调和汽油或作溶剂油，大大地提高了产品的附加值，此外，本发明的优选方式还能实现热量的集成利用，大幅减少加热蒸汽的用量。
附图说明
通过结合附图对示例性实施例进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显。
图1示出了本发明的一种示例性实施方式的裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置及采用该装置的加氢处理工艺流程。
附图标记说明
C-101： 脱重塔； C-301： 稳定塔；
C-401： 碱洗塔； V-101： 原料缓冲罐；
V-102： 脱重塔回流罐； V-103： 加氢进料缓冲罐；
V-201： 高压闪蒸罐； V-202： 低压闪蒸罐；
V-203A： 新氢气液分离罐； V-203B： 循环氢气液分离罐；
V-301： 二段高压热分离罐； V-302： 压缩机吸入罐；
V-303： 稳定塔回流罐； V-304： 150#溶剂油罐；
V-308： 200#溶剂油罐； V-310： 二段高压冷分离罐；
V-401： 废碱脱油罐； E-101： 脱重塔冷凝器；
E-102： 脱重塔再沸器； E-103： 重组分冷却器；
E-104： 脱重塔顶后冷器； E-105： 原料进料预热器；
E-201： 循环液冷却器； E-202： 高压闪蒸气冷凝器；
E-203： 加氢油冷却器； E-204： 闪蒸气体冷却器；
E-301： 二段进出料换热器； E-302： 二段加氢后冷器；
E-304： 稳定塔进出料换热器； E-306： 稳定塔再沸器；
E-307： 稳定塔冷凝器； E-308： 150#溶剂油冷却器；
E-309： 200#溶剂油冷却器； E-310： 加氢碳九冷却器；
R-201： 一段加氢反应器； R-301： 二段加氢反应器；
F-101： 原料过滤器； M-101： 一段加氢混合器；
K-101A： 新氢气压缩机； K-101B： 循环氢压缩机；
K-301： 二段加氢压缩机； H-301： 二段进料加热炉；
PA-105： 脱重塔抽真空系统； P-101： 脱重塔进料泵；
P-102： 脱重塔回流泵； P-103： 一段进料泵；
P-104： 脱重塔塔釜泵； P-201： 一段循环泵；
P-202： 二段进料泵； P-301： 加氢C9 +产品泵；
P-302： 稳定塔回流泵； P-303： 150#溶剂油泵；
P-306： 200#溶剂油泵； P-401： 碱洗塔循环泵；
P-402： 碱循环泵； P-403： 水循环泵；
1： 裂解汽油C9 +馏份； 2： 新鲜氢气；
3： 胶质和C11以上重组分； 4： 一段加氢油；
5： 150#溶剂油； 6： 200#溶剂油；
7： 加氢C9 +产品； 8： 尾气；
9： 脱盐水； 10： 碱液；
11： 废油； 12： 废碱液；
13： 一段加氢尾气。
具体实施方式
下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然附图中显示了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。相反，提供这些实施方式是为了使本发明更加透彻和完整，并且能够将本发明的范围完整地传达给本领域的技术人员。
本发明提供了一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置，该加氢处理装置包括依次连接的脱重塔系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统，以及碱洗塔系统；其中，所述稳定塔系统用于分离二段加氢系统产生的加氢产物，以得到不同馏程的产品，所述碱洗塔系统用于洗涤装置中产生的含H2S尾气。
按照本发明，所述脱重塔系统的作用在于预分馏，在塔顶得到适宜于加氢反应的组分(例如不饱和的二烯烃、烯烃等)，从而提高裂解汽油C9 +馏份的加氢效率。此外，所述脱重塔系统中的设备以及连接方式可参照现有技术进行选择，只要能实现上述作用即可。
按照一种示例性的实施方式，所述加氢处理装置如图1所示：
1)脱重塔系统
包括依次连接的脱重塔进料泵P-101、原料进料预热器E-105和脱重塔 C-101，所述原料进料预热器E-105用于脱重塔进料与稳定塔塔釜的换热。
优选地，脱重塔C-101的塔釜设有脱重塔再沸器E-102，底部依次连接脱重塔塔釜泵P-104、重组分冷却器E-103，顶部依次连接脱重塔冷凝器 E-101、脱重塔回流罐V-102和脱重塔回流泵P-102；脱重塔回流罐V-102 的液相出口还依次连接有加氢进料缓冲罐V-103和一段进料泵P-103；
所述原料进料预热器E-105的热介质入口连接稳定塔塔釜，热介质出口连接加氢碳九冷却器E-310。
任选地，所述脱重塔回流罐V-102的气相出口依次连接脱重塔顶后冷器E-104和脱重塔抽真空系统PA-105。
根据裂解汽油C9 +馏份的组分，在脱重塔进料泵P-101上游，脱重塔系统可选的包括依次连接的原料过滤器F-101和原料缓冲罐V-101。
2)一段加氢系统
包括依次连接的一段加氢混合器M-101、一段加氢反应器R-201、高压闪蒸罐V-201，其中，一段加氢反应器R-201的底部连接一段加氢混合器 M-101的出口，上部连接高压闪蒸罐V-201，所述一段加氢混合器M-101 的进口与脱重塔系统连接；
高压闪蒸罐V-201的气相出口管线连接高压闪蒸气冷凝器E-202，液相出口管线分两股：一股依次经一段循环泵P-201、循环液冷却器E-201接入一段加氢混合器M-101的入口，另一股分两支，一支连接二段进料泵P-202，另一支经加氢油冷却器E-203连接到低压闪蒸罐V-202，低压闪蒸罐V-202 的气相出口管线连接闪蒸气体冷却器E-204，该冷却器的冷凝液体出口管线连接至低压闪蒸罐V-202，低压闪蒸罐V-202的液相出口管线连接至界区，
所述高压闪蒸气冷凝器E-202热介质出口管线分两股：分别连接循环氢气液分离罐V-203B和压缩机吸入罐V-302，其冷凝液体出口管线连接至所述高压闪蒸罐V-201，
循环氢气液分离罐V-203B经循环氢压缩机K-101B分别与一段加氢反应器R-201和新氢气液分离罐V-203A连接，循环氢压缩机K-101B的出口连接至循环氢气液分离罐V-203B，
新氢气液分离罐V-203A经新氢气压缩机K-101A与一段加氢反应器 R-201连接，另外循环氢压缩机K-101B的出口还连接至循环氢气液分离罐V-203B。
优选地，所述新氢气压缩机K-101A选用往复式压缩机。
3)二段加氢系统
包括依次连接的压缩机吸入罐V-302、二段加氢压缩机K-301、二段加氢反应器R-301、二段进出料换热器E-301、二段高压热分离罐V-301，其中，二段加氢压缩机K-301的出口管线分为两支，一支与二段加氢反应器 R-301中段入口连接，另一支与二段进料泵P-202的出口管线合并后连接至二段进出料换热器E-301，以实现与二段加氢反应器出料的换热。
此外，二段高压热分离罐V-301的顶部依次连接二段加氢后冷器E-302、二段高压冷分离罐V-310，该罐的气相出口与压缩机吸入罐V-302连接，液相出口连接至二段高压热分离罐V-301，二段高压热分离罐V-301的底部经稳定塔进出料换热器E-304连接稳定塔系统。
任选地，在二段进出料换热器E-301与二段加氢反应器R-301顶部之间设有二段加热进料炉H-301，用于调节反应器的进料温度。
4)稳定塔系统
稳定塔C-301的底部经稳定塔进出料换热器E-304连接加氢C9 +产品泵 P-301，该泵的出口连接到原料进料预热器E-105的热介质入口；稳定塔 C-301的顶部依次连接稳定塔冷凝器E-307、稳定塔回流罐V-303和稳定塔回流泵P-302，塔釜设有稳定塔再沸器E-306，侧线设有至少一组产品采出单元，所述产品采出单元包括依次连接的产品冷却器、产品油罐和产品油泵。
5)碱洗塔系统
二段高压冷分离罐V-310和稳定塔回流罐V-303的气相出口管线还连接到碱洗塔C-401，碱洗塔C-401从上至下分为水洗段、强碱段和稀碱段，分别设有水循环泵P-403、碱循环泵P-402和碱洗塔循环泵P-401；且水循环泵P-403的回流管线与碱循环泵P-402的进口管线连接，碱循环泵P-402 的回流管线与碱洗塔循环泵P-401的回流管线连接，碱洗塔循环泵P-401 的回流管线上还连接有废碱脱油罐V-401。
优选地，所述废碱脱油罐V-401内设有隔板，用于分离废碱和油。具体地，废碱液通过自然沉降，油层会通过罐中的隔板流入罐的另一端，废碱液沉降在罐的入口液段。
本发明提供还提供了一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理工艺，该工艺在上述加氢及分离装置上进行，包括：将裂解汽油C9 +馏份经脱重塔系统预分馏，得到一段加氢原料油，所述一段加氢原料油经两段加氢反应后，加氢产物经稳定塔系统分离，得到不同馏程的产品，装置产生的含H2S尾气经碱洗塔系统洗涤，达到排放标准。
所述排放标准，是指经洗涤后，尾气中的H2S含量≤40ppm。
优选地，所述裂解汽油C9 +馏份的溴价≤155溴/100g油，双烯值≤13g 碘/100g油，硫含量≤400ppm，胶质≤50mg/100mL油，馏程大于205℃组分≤20wt％。
结合图1，所述工艺具体包括以下流程：
1)裂解汽油C9 +馏份预分馏
裂解汽油C9 +馏份经加压、预热后送往脱重塔C-101的中部，在塔釜脱除油中的胶质和C11以上重组分，塔顶产物经冷凝后进入脱重塔回流罐 V-102，回流罐液相的一股回流到脱重塔C-101中，另一股经加氢进料缓冲罐V-103后，得到一段加氢原料油。
本发明中，由于原料中易聚合的烯烃量较多，为尽量降低釜温，操作压力越低越好，塔釜利用高压蒸汽加热。优选情况下，所述脱重塔C-201 的操作条件包括：塔顶压力为-0.1～0.2MPaG，塔顶温度为110～120℃，塔釜温度为185～225℃，回流比为0.5～1.2。
2)一段加氢反应
一段加氢原料油与循环液冷却器E-201冷却的循环油经混合从底部送入一段加氢反应器R-201中，新鲜氢气原料经气液分离后，得到的气相经压缩后与循环氢混合并从底部送入一段加氢反应器R-201中，与催化剂接触并进行一段加氢反应；其中，一段加氢原料油与循环油用量的体积比根据反应器的温升大小而变化。
经加氢反应得到的油品和未反应的氢气从反应器上部流出并进入高压闪蒸罐V-201闪蒸，得到的闪蒸气经冷凝后，凝液回流至闪蒸罐，不凝气则分成两部分：一部分送至压缩机吸入罐V-302，得到的气相作为二段加氢补充氢，另一部分进入气液分离罐V-203B，得到的气相为所述循环氢；高压闪蒸罐V-201闪蒸得到的液相分为两部分，分别作为所述循环油和采出油。
所述采出油可全部用作二段加氢反应的原料油，也可将部分经加氢油冷却器E-203冷却并经低压闪蒸罐V-202，得到成品油。
按照本发明，一段加氢的目的是把二烯烃(链状、环状二烯烃和烯烃基芳烃)通过加氢转化为单烯和烷基芳烃。本发明对所述一段加氢反应器 R-201装填的催化剂没有特别限定，只要能实现前述目的即可，例如为Ni 系催化剂，所述镍系催化剂的非限制性实例为商品SL-C9-04Ⅰ，其性能指标如表a所示。
表a
优选地，所述一段加氢反应器R-201的操作条件包括：压力为3.5～ 4.8MPaG，初期温度为30～70℃，末期温度为70～100℃，氢油比为600～ 800︰1(Nm3/m3)，空速为0.5～3h-1。
加氢催化剂在生产初期和末期的活性存在差异，随着催化剂运转时间的增长，催化剂的活性逐渐下降，因此在生产末期需要通过提高温度来弥补活性损失；本发明提到的初期、末期是针对催化剂的活性而言，所指的具体时期可根据催化剂的种类以及要求的产物技术指标来确定，本领域对此是熟知的，因此不再赘述。
本发明中，一段加氢反应器R-201的操作压力要高于脱重塔C-101的操作压力，因此脱重回流泵P-102和一段加氢进料泵P-103分别设置。
3)二段加氢反应
来自二段高压冷分离罐V-310的尾气(含H2、H2S等)与所述不凝气在压缩机吸入罐V-302混合，经压缩后分为两部分：一部分与至少部分经加压的所述采出油一起与二段加氢产物换热后，进入二段加氢反应器 R-301，与催化剂接触进行加氢反应；另一部分作为急冷氢从二段加氢反应器R-301的中部进入；所述二段加氢产物经换热后进入二段高压热分离罐 V-301。
按照本发明，二段加氢目的在于使单烯烃进一步饱和，使含氧、硫、氮有机物进行加氢分解，生成气态的H2S、NH3、H2O以及饱和烃。本发明对所述二段加氢反应器R-301装填的催化剂没有特别限定，只要能实现前述目的即可，例如为Ni-Mo系催化剂，非限制性实例为商品SL-C9-04ⅡA和 SL-C9-04ⅡB，物性指标如表b所示：
表b
优选地，所述二段加氢反应器R-301的操作条件包括：压力为3.5～ 4.5MPaG，初期温度为220～270℃，末期温度为270～310℃，氢油比为600～ 800︰1(Nm3/m3)，空速为0.5～3h-1。
因为E-301是二段加氢节能的关键设备，若R-301的进料，反应初期能被加热到220℃以上，反应末期能被加热到270℃以上，则E-301后的 H-301可停用，节省大量燃料。
4)二段加氢产物的分离
二段高压热分离罐V-301的液相与稳定塔C-301塔釜采出液换热后进入稳定塔C-301，塔顶气相经冷凝进入稳定塔回流罐V-303，稳定塔回流罐 V-303的液相回流至稳定塔C-301，气相(含H2S、H2)通入碱洗塔C-401；稳定塔C-301的侧线采出溶剂油，经冷却后进入缓冲罐并送至界区外；稳定塔C-301塔釜采出液依次经稳定塔进出料换热器E-304、原料进料预热器 E-105换热，并经加氢碳九冷却器E-310冷却后作为加氢C9 +产品送至界区外。
优选地，所述稳定塔C-301的塔顶压力≤0.5MPaG，塔顶温度为70～ 110℃，塔釜温度为205～225℃。
5)含H2S尾气碱洗
从二段高压冷分离罐V-310和稳定塔回流罐V-303的尾气(废气)含有H2S，由于环保的要求，含H2S的气体不能进火炬燃烧。
尾气进入碱洗塔的下段，使从强碱段排放下来的碱液与尾气逆向接触，吸收尾气中的H2S，将稀碱液进行强制循环，当碱液浓度降至1～1.5％时，排出部分碱液至废碱脱油罐V-401，下段液面下降后，用中段碱液进行补充；
经下段碱洗后的尾气，进入中段，与浓度不低于12wt％的碱液逆流接触，使尾气中的H2S含量小于40ppm，中段碱液进行强制循环，当下段需要补充碱液，或中段碱液浓度小于8wt％时，从界外补入所述碱液；
尾气经中段碱洗后，进入水洗段，用水洗去尾气中夹带的碱液，上段水也强制循环，当上段水碱浓度达到0.5wt％，或中段液位下降时，将上段水补入中段；经水洗后的尾气排出界外。
以上工艺流程中，脱重塔C-101进料先经原料进料预热器E-105预热，热介质为经稳定塔进出料换热器E-304换热后的稳定塔C-301塔釜采出液 (C9 +加氢产品)；二段加氢反应器R-301进料先经二段进出料换热器E-301 换热，热介质为二段加氢反应器出口物料(二段加氢产物)；稳定塔C-301 的进料先经原料进料预热器E-304预热，热介质为稳定塔C-301塔釜采出液；因此，图1所述工艺实现了热量的集成利用，大幅减少了加热蒸汽的用量。
下面结合实施例，进一步说明本发明。
实施例
本实施例加氢处理装置和工艺流程如图1所示。
一段加氢催化剂为Ni系催化剂，购自上海佳擎化工科技有限公司，牌号为SL-C9-04Ⅰ。
二段加氢催化剂：反应器上段为Ni-Mo系催化剂，购自上海佳擎化工科技有限公司，牌号为SL-C9-04ⅡA；反应器下段为Ni-Mo系催化剂，购自上海佳擎化工科技有限公司，牌号为SL-C9-04ⅡB，上下段装填的体积比为 0.45︰1。
1)裂解汽油C9 +馏份预分馏
从界外送入的裂解汽油C9 +馏份(以下简称为“原料油”，性质见表1)，首先进入篮式过滤器，除去可能从管道中夹带的固体物质，接着经流量计计量后进入原料缓冲罐V-101，经自然沉降除去可能夹带的游离水；
用泵抽取原料缓冲罐V-101中的原料油，在流量控制下经预热后送入脱重塔C-101中部，在塔釜脱除胶质和C11以上组分(简称“重组分”，组成见表3)，脱除量视原料油的品质和一段加氢催化剂的要求而定，本设计考虑切除原料油量的约10体积％；所述脱重塔C-201的塔顶压力为 -0.081MPaG，塔顶温度为110～120℃，塔釜温度为185～225℃，回流比为0.5～1.2。
2)一段加氢反应
用一段进料泵P-103将一段加氢原料油加压到4.6MPaG，与循环油一起进入混合器M-101，两者的体积比为1:3～5，混合后油的初期温度控制在35～50℃，末期温度控制在80～90℃，油和氢分别由底部进入该反应器，氢油比为600～800︰1(Nm3/m3)，空速为0.5～1.5h-1；
高压闪蒸罐V-201中的液相从罐底流出，分成两股，一股作循环油，另一股作采出油，循环油由一段循环泵P-201送入循环液冷却器E-201冷却，通过调节冷却器的出口流量，控制进入反应器的原料油温度；所述采出油一部分作为成品油出装置，另一部分作为二段加氢的原料油，经加压、换热器加热后进入二段加氢反应器R-301。
作为成品油出装置：在调节阀控制下，保持高压闪蒸罐V-201液面稳定，采出油经成品冷却器E-203冷却到50℃，然后进入低压闪蒸罐V-202，
减压至0.57MPaG，此时有少量的氢气被释放出来，释放出来的氢气进入闪蒸气体冷却器E-204，被冷凝的液体靠重力回流到V-202，其中的不凝气体(主要为氢气)，用压力调节阀控制该闪蒸罐的压力，排出的一段加氢尾气进入火炬系统，V-202中的一段加氢油(组成见表4)，在液位调节阀控制下排出界区，同时保持闪蒸罐液面稳定。
高压闪蒸罐V-201中的闪蒸气冷凝到50℃，不凝气分为两路，一路送入压缩机吸入罐V-302，作为二段加氢的补充氢，由调节阀控制流量；另一路进入气液分离罐V-203B；用调节阀控制循环氢流出量，达到控制高压闪蒸罐V-201压力的目的，经循环氢压缩机K-101B压缩后，升压至4.4MPaG；
新鲜氢气(规格见表2)从界外来，其压力为3.0MPaG，在流量调节阀控制下进入新鲜氢气液分离罐V-203A，除去可能夹带的液体后，气相经新鲜氢压缩机K-101A压缩，将压力升到4.4MPaG后，与循环氢混合，再送往R-201底部，K-101A采用往复式压缩机，为保证压缩机的正常操作，在K-101A进出口连接管线上设压力调节阀，以保证K-101A有稳定的进料量；通过调节补入的新鲜氢量，控制进入R-201的氢气量。
3)二段加氢反应
采出油用二段进料泵P-202加压至4.2MPaG，与K-301压缩后的氢气 (氢油比为600～800︰1Nm3/m3油)混合后，与二段加氢反应器R-301出口物料进行热交换，后进入加热炉H-301加热达到反应所需温度(初期温度为220～270℃，末期温度为270～310℃)，进入二段加氢反应器(R-301)；根据R-301上床层温升情况，在反应器中部注入急冷氢，急冷氢的量占所述二段加氢的补充氢的10～50％。
二段加氢产物经换热后进入二段高压闪蒸罐V-301，闪蒸气用循环水冷却后，进入二段高压冷分离罐V-310，控制V-310的压力在3.6～3.8MPaG。初期V-310的压力控制在3.8MPaG，到装置生产的末期，V-310的压力控制在3.6MPaG。
从V-310分离出来的尾气，一部分与所述不凝气在压缩机吸入罐V-302 混合，分去可能夹带的液体后，进入二段加氢压缩机K-301，排出气压力为 4.3MPaG，排出气分为二股，大部分与采出油混合，少部分作为急冷氢；另一部分在压力调节阀控制下排入碱洗塔C-401；
4)二段加氢产物的分离
二段高压热分离罐V-301的液相，在调节阀控制下，向稳定塔C-301 (塔板数60)进料；在进入塔之前，先与稳定塔塔釜采出液进行换热，进料被加热到115℃，从中部进塔，稳定塔塔釜再沸器E-306用高压蒸汽加热，塔釜温度为205～225℃，塔的灵敏板温度为200～210℃(视塔釜压力和塔釜液组成来确定)，塔顶压力控制在小于0.2MPaG，塔顶温度控制在76～100℃；塔顶气相经冷凝后，进入稳定塔回流罐V-303，回流罐排出管线通过压力调节阀控制尾气的排出量，保持V-303的压力稳定；
稳定塔回流罐V-303的冷凝液用泵全部打入C-301顶，但为保持回流量稳定，当V-303的液相涨得过快时需手动采出部分回流液；
在第20板和第50板分别采出150#溶剂油和200#溶剂油，采出量由各自的流量调节阀控制，需采出的油量由进料组成决定；两种溶剂油通过各自的冷却器冷却到45℃，进入溶剂油罐，然后由溶剂油泵送出界区；
稳定塔C-301塔釜采出液(加氢C9 +产品性质见表5)经加氢重C9 +产品油泵P-301加压，并经换热器冷却后，送出界区。
5)碱洗塔系统
从V-310和V-303排放的尾气，进入碱洗塔的最下段，用从强碱段排放下来的碱液与尾气逆向接触，吸收尾气中大部分的H2S，稀碱液用用泵 P-401进行强制循环，当碱液浓度降至1.3wt％时，排出部分碱液至V-401 罐；下段液面下降后，用中段碱液通过P-402进行补充；
经下段碱洗后的尾气，进入中段，与15wt％的碱液逆流接触，吸收掉全部尾气中的H2S(尾气中H2S含量小于40ppm)。中段碱液用泵P-402进行强制循环，当下段需要补充碱液，或中段碱液浓度小于8wt％时，从界外补入15wt％的碱液；
尾气经中段碱洗后，尾气H2S浓度已合格，进入水洗段，用干净水洗去尾气中夹带的碱液，上段水也强制循环，当上段水碱浓度达到0.5wt％，或中段液位下降时，将上段水通过泵P-403补入中段。经水洗后的尾气排出界外；
从碱洗塔底部排出的稀碱液进入废碱脱油罐V-401，废碱液(含硫化钠和硫氢化钠)沉降在罐的入口液段；由于废碱液和废油量都很少，预计每天排放一次，故此罐底不设泵，仅用氮气加压，将废碱液和废油排出界外。
表1裂解汽油C9 +馏分性质
名称 性质
溴价 150g溴/100g油
双烯值 10g碘/100g油
总硫含量(以噻吩计) ≤400ppm
馏程大于205℃组分 ≤20wt％
胶质 ≤50mg/100mL油
水份 无游离态水
表2：新鲜氢气规格
表3：重组分规格
组成 wt％
碳十烃 0.4
碳十一以上 99.6
表4：一段加氢油规格
项目 一段加氢油
溴价，gBr<sub>2</sub>/100g油 ≤35
双烯，gI<sub>2</sub>/100g油 ≤1
总硫含量，ppm ≤300
砷，ppb ≤5
胶质，mg/100mL油 ≤20
苯乙烯类％ ≤1.0
水 无游离水
表5：加氢C9 +产品规格
名称 规格
双烯值 ＜0.2克碘/100克油
溴价 ＜5克溴/100克油
总硫含量 ＜5ppm
辛烷值 96～97
上述技术方案只是本发明的一种实施方式，对于本领域内的技术人员而言，在本发明公开的原理的基础上，很容易做出各种类型的改进或变形，而不仅限于本发明上述具体实施方式，因此前面描述的方式只是优选的，而并不具有限制性的意义。

Claims (9)

1.一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理装置，其特征在于，该加氢处理装置包括依次连接的脱重塔系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统，以及碱洗塔系统；其中，所述稳定塔系统用于分离二段加氢系统产生的加氢产物，以得到不同馏程的产品，所述碱洗塔系统用于洗涤装置中产生的含H2S尾气；
所述脱重塔系统包括依次连接的脱重塔进料泵(P-101)、原料进料预热器(E-105)和脱重塔(C-101)，所述原料进料预热器(E-105)用于脱重塔进料与稳定塔塔釜的换热，原料进料预热器(E-105)的热介质入口连接稳定塔塔釜，热介质出口连接加氢碳九冷却器(E-310)；
脱重塔(C-101)顶部依次连接脱重塔冷凝器(E-101)、脱重塔回流罐(V-102)和脱重塔回流泵(P-102)，脱重塔回流罐(V-102)的液相出口还依次连接有加氢进料缓冲罐(V-103)和一段进料泵(P-103)；
所述一段加氢系统包括依次连接的一段加氢混合器(M-101)、一段加氢反应器(R-201)、高压闪蒸罐(V-201)，所述一段加氢反应器(R-201)的底部连接一段加氢混合器(M-101)的出口，上部连接高压闪蒸罐(V-201)，所述一段加氢混合器(M-101)的进口与脱重塔系统连接，高压闪蒸罐(V-201)的气相出口管线连接高压闪蒸气冷凝器(E-202)，液相出口管线分两股：一股依次经一段循环泵(P-201)、循环液冷却器(E-201)接入一段加氢混合器(M-101)的入口，另一股分两支，一支连接二段进料泵(P-202)，另一支经加氢油冷却器(E-203)连接到低压闪蒸罐(V-202)，低压闪蒸罐(V-202)的气相出口管线连接闪蒸气体冷却器(E-204)，该冷却器的冷凝液体出口管线连接至低压闪蒸罐(V-202)，低压闪蒸罐(V-202)的液相出口管线至界区，高压闪蒸气冷凝器(E-202)热介质出口管线分两股：分别连接循环氢气液分离罐(V-203B)和压缩机吸入罐(V-302)，其冷凝液体出口管线连接至所述高压闪蒸罐(V-201)，循环氢气液分离罐(V-203B)经循环氢压缩机(K-101B)分别与一段加氢反应器(R-201)和新氢气液分离罐(V-203A)连接，循环氢压缩机(K-101B)的出口还连接至循环氢气液分离罐(V-203B)，新氢气液分离罐(V-203A)经新氢气压缩机(K-101A)与一段加氢反应器(R-201)连接；
所述二段加氢系统包括依次连接的压缩机吸入罐(V-302)、二段加氢压缩机(K-301)、二段加氢反应器(R-301)、二段进出料换热器(E-301)、二段高压热分离罐(V-301)，二段加氢压缩机(K-301)的出口管线分为两支，一支与二段加氢反应器(R-301)中段入口连接，另一支与二段进料泵(P-202)的出口管线合并后连接至二段进出料换热器(E-301)，以实现与二段加氢反应器出料的换热，二段高压热分离罐(V-301)的顶部依次连接二段加氢后冷器(E-302)、二段高压冷分离罐(V-310)，二段高压冷分离罐(V-310)的气相出口与压缩机吸入罐(V-302)连接，液相出口连接至二段高压热分离罐(V-301)，二段高压热分离罐(V-301)的底部经稳定塔进出料换热器(E-304)连接稳定塔系统；
在所述稳定塔系统中，稳定塔(C-301)的底部经稳定塔进出料换热器(E-304)连接加氢C9 +产品泵(P-301)，加氢C9 +产品泵(P-301)的出口连接到原料进料预热器(E-105)的热介质入口；稳定塔(C-301)的顶部依次连接稳定塔冷凝器(E-307)、稳定塔回流罐(V-303)和稳定塔回流泵(P-302)，塔釜设有稳定塔再沸器(E-306)，侧线设有至少一组产品采出单元，所述产品采出单元包括依次连接的产品冷却器、产品油罐和产品油泵；所述稳定塔(C-301)的塔顶压力≤0.5MPaG，塔顶温度为70～110℃，塔釜温度为205～225℃；
在碱洗塔系统中，二段高压冷分离罐(V-310)和稳定塔回流罐(V-303)的气相出口管线还连接到碱洗塔(C-401)，碱洗塔(C-401)从上至下分为水洗段、强碱段和稀碱段，分别设有水循环泵(P-403)、碱循环泵(P-402)和碱洗塔循环泵(P-401)。
2.根据权利要求1所述的加氢处理装置，其中，脱重塔(C-101)塔釜设有脱重塔再沸器(E-102)，底部依次连接脱重塔塔釜泵(P-104)、重组分冷却器(E-103)。
3.根据权利要求1所述的加氢处理装置，其中，在碱洗塔系统中，水循环泵(P-403)的回流管线与碱循环泵(P-402)的进口管线连接，碱循环泵(P-402)的回流管线与碱洗塔循环泵(P-401)的回流管线连接，且碱洗塔循环泵(P-401)的回流管线上还连接有废碱脱油罐(V-401)。
4.一种裂解汽油C9 +馏份的加氢处理工艺，其特征在于，该工艺在权利要求1～3中任意一项所述的加氢处理装置上进行，包括：将裂解汽油C9 +馏份经脱重塔系统预分馏，得到一段加氢原料油，所述一段加氢原料油经两段加氢反应后，加氢产物经稳定塔系统分离，得到不同馏程的产品，装置产生的含H2S尾气经碱洗塔系统洗涤后达标排放；所述裂解汽油C9 +馏份的胶质≤50mg/100mL油。
5.根据权利要求4所述的加氢处理工艺，其中，所述裂解汽油C9 +馏份的溴价≤155g溴/100g油，双烯值≤13g碘/100g油，硫含量≤400ppm，胶质≤50mg/100mL油，馏程大于205℃组分≤20wt％。
6.根据权利要求4或5所述的加氢处理工艺，其中，该工艺包括以下流程：
1)裂解汽油C9 +馏份预分馏
裂解汽油C9 +馏份经加压、预热后送往脱重塔(C-101)的中部，在塔釜脱除C9 +原料油中的胶质和C11以上重组分，塔顶产物经冷凝后进入脱重塔回流罐(V-102)，脱重塔回流罐(V-102)的液相一股回流至脱重塔(C-101)中，另一股经加氢进料缓冲罐(V-103)后，得到一段加氢原料油；
2)一段加氢反应
一段加氢原料油与经循环液冷却器(E-201)冷却的循环油经混合从底部送入一段加氢反应器(R-201)中，新鲜氢气原料经气液分离后，得到的气相经压缩后与循环氢混合并从底部送入一段加氢反应器(R-201)中，与催化剂接触并进行一段加氢反应；
经加氢反应得到的油品和未反应的氢气从反应器上部流出并进入高压闪蒸罐(V-201)闪蒸，得到的闪蒸气经冷凝后，凝液回流至高压闪蒸罐(V-201)，不凝气则分成两部分：一部分送至压缩机吸入罐(V-302)，另一部分进入循环氢气液分离罐(V-203B)；
高压闪蒸罐(V-201)闪蒸得到的液相分为两部分，分别作为所述循环油和采出油；
3)二段加氢反应
来自二段高压冷分离罐(V-310)的尾气与所述不凝气在压缩机吸入罐(V-302)混合，经压缩后分为两部分：一部分与至少部分经加压的所述采出油一起与二段加氢产物换热后，进入二段加氢反应器(R-301)，与催化剂接触进行加氢反应；另一部分作为急冷氢从二段加氢反应器(R-301)的中部进入；
所述二段加氢产物经换热后进入二段高压热分离罐(V-301)；
4)二段加氢产物的分离
二段高压热分离罐(V-301)的液相与稳定塔(C-301)塔釜采出液换热后进入稳定塔(C-301)，塔顶气相经冷凝进入稳定塔回流罐(V-303)，稳定塔回流罐(V-303)的液相回流至稳定塔(C-301)，气相通入碱洗塔(C-401)；
所述稳定塔(C-301)的侧线采出溶剂油，经冷却器降温进入缓冲罐并送至界区外；
稳定塔(C-301)塔釜采出液依次经稳定塔进出料换热器(E-304)、原料进料预热器(E-105)换热，并经加氢碳九冷却器(E-310)冷却后作为加氢C9产品送至界区外；
5)含H2S尾气碱洗
从二段高压冷分离罐(V-310)和稳定塔回流罐(V-303)排放的尾气进入碱洗塔的下段，使从强碱段排放下来的碱液与尾气逆向接触，吸收尾气中的H2S ，将稀碱液进行强制循环，当碱液浓度降至1～1.5％时，排出部分碱液至废碱脱油罐(V-401)，下段液面下降后，用中段碱液进行补充；
经下段碱洗后的尾气，进入中段，与浓度不低于12wt％的碱液逆流接触，使尾气中的H2S含量小于40ppm，中段碱液进行强制循环，当下段需要补充碱液，或中段碱液浓度小于8wt％时，从界外补入所述碱液；
尾气经中段碱洗后，进入水洗段，用水洗去尾气中夹带的碱液，上段水也强制循环，当上段水碱浓度达到0.5wt％，或中段液位下降时，将上段水补入中段；经水洗后的尾气排出界外。
7.根据权利要求6所述的工艺，其中，
所述脱重塔(C-201)的操作条件包括：塔顶压力为-0.1～0.2MPaG，塔顶温度为110～120℃，塔釜温度为185～225℃，回流比为0.5～1.2。
8.根据权利要求6所述的工艺，其中，
所述一段加氢反应器(R-201)的操作条件包括：压力为3.5～4.8MPaG，初期温度为30～70℃，末期温度为70～100℃，氢油比为600～800︰1(Nm3/m3)，空速为0.5～3h-1。
9.根据权利要求6所述的工艺，其中，
所述二段加氢反应器(R-301)的操作条件包括：压力为3.5～4.5MPaG，初期温度为220～270℃，末期温度为270～310℃，氢油比为600～800︰1(Nm3/m3)，空速为0.5～3h-1。
CN201710683651.9A 2017-06-02 2017-08-11 一种裂解汽油c9+馏份的加氢处理装置及工艺 Expired - Fee Related CN107325840B (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710409164 2017-06-02
CN2017104091643 2017-06-02

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN107325840A CN107325840A (zh) 2017-11-07
CN107325840B true CN107325840B (zh) 2019-02-19

Family

ID=60200401

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710683651.9A Expired - Fee Related CN107325840B (zh) 2017-06-02 2017-08-11 一种裂解汽油c9+馏份的加氢处理装置及工艺

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN107325840B (zh)

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN107937026B (zh) * 2017-11-24 2020-06-30 抚顺新瑞催化剂有限公司 碳九原料油催化加氢制备高辛烷值汽油的方法
CN111234867B (zh) * 2018-11-28 2022-03-29 中国石油化工股份有限公司 一种用于裂解汽油的c9+馏分的加氢方法
CN111234869B (zh) * 2018-11-28 2022-03-29 中国石油化工股份有限公司 一种用于裂解汽油的c9+馏分的加氢方法
CN113617182A (zh) * 2021-08-27 2021-11-09 浙江新创兴科技有限公司 一种废气处理设备及方法
CN114958444A (zh) * 2022-04-18 2022-08-30 启迪环境科技发展股份有限公司 一种节能型沼气提纯方法

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2009008879A1 (en) * 2007-07-06 2009-01-15 Uop Llc Multi-zone process for the production of diesel and aromatic compounds
CN102234541A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置
CN102234540A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油中心馏分加氢方法和装置
CN106554814A (zh) * 2015-09-24 2017-04-05 中国石油天然气股份有限公司 劣质粗c9馏分多段加氢精制方法

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2009008879A1 (en) * 2007-07-06 2009-01-15 Uop Llc Multi-zone process for the production of diesel and aromatic compounds
CN102234541A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置
CN102234540A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油中心馏分加氢方法和装置
CN106554814A (zh) * 2015-09-24 2017-04-05 中国石油天然气股份有限公司 劣质粗c9馏分多段加氢精制方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN107325840A (zh) 2017-11-07

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN107325840B (zh) 一种裂解汽油c9+馏份的加氢处理装置及工艺
CN104549443B (zh) 聚甲醛二甲醚催化剂及其应用
CN100593530C (zh) 石油裂解碳五馏分中双烯烃的分离方法
CN102433159B (zh) 一种催化汽油轻馏分醚化工艺
CN104030876B (zh) 一种萃取精馏和加氢组合工艺制备异丁烷的系统及方法
CN103787815B (zh) 一种丁二烯尾气的加氢方法
CN101139242A (zh) 一种碳三馏分液相选择加氢的方法
CN105732288B (zh) 一种碳四馏分的选择加氢方法
CN105001900A (zh) 一种焦炉煤气经甲醇合成汽油的工艺
CN104072325A (zh) 一种提高低碳烷烃脱氢反应性能的方法
CN101274285A (zh) 乙醇催化脱水制乙烯
CN102078819A (zh) 轻烃芳构化催化剂及其制备方法
CN100516008C (zh) 一种甲基叔丁基醚裂解制异丁烯的工艺
CN106008820A (zh) 低色度碳五碳九共聚加氢树脂的生产系统及方法
CN104140357B (zh) 以醋酸为原料生产乙醇的方法
CN204981386U (zh) 一种甲醇制烯烃装置中的急冷水洗系统
CN107056670A (zh) 一种二叔基过氧化物的制备方法
CN100489064C (zh) 一种在加氢裂化工艺中提浓循环氢的方法
CN104611049B (zh) 一种催化柴油反应蒸馏方法
CN103864564A (zh) 一种甲醇制丙烯副产物加工工艺方法
CN110483760A (zh) 聚醚胺、其制备方法及其在汽油清净剂中的应用
CN212025224U (zh) 一种烯烃催化裂解产品精细分离装置
CN204939338U (zh) 一种焦化粗苯加氢工艺的反应系统
CN109593591A (zh) 低粘度聚α-烯烃润滑油基础油及其制备方法和系统
CN104611062B (zh) 一种高辛烷值汽油生产方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20190219