EP0394552A2 - Strippung von Rückständen - Google Patents

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EP0394552A2
EP0394552A2 EP89119676A EP89119676A EP0394552A2 EP 0394552 A2 EP0394552 A2 EP 0394552A2 EP 89119676 A EP89119676 A EP 89119676A EP 89119676 A EP89119676 A EP 89119676A EP 0394552 A2 EP0394552 A2 EP 0394552A2
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EP
European Patent Office
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gas
stripping
temperature
hydrogenation
bar
Prior art date
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Withdrawn
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EP89119676A
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English (en)
French (fr)
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EP0394552A3 (de
Inventor
Ulrich Bönisch
Wolf Dieter Klein
Claus Strecker
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.)
RAG AG
Original Assignee
Ruhrkohle AG
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Publication date
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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
    • C10G1/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal

Definitions

  • the invention relates to a process for the hydrogenation of coal, heavy oil, bitumen or the like.
  • temperatures between 250 and 350 o C, preferably between 380 and 480 o C and pressures between 50 and 700 bar, preferably between 100 and 325 bar separation of the hot blowdown, in particular at temperatures below the hydrogenation temperature, the hot blowdown being stripped with gas.
  • Liquid hydrocarbons are converted into products with different boiling ranges, e.g. B. gas, liquefied petroleum gas, petrol, medium oil, heavy oil and residue in atm. Distilled worked up. The bottom products of the stills, see G. Residues are either converted to light products and separated into products and residues as described above, or used as fuel (heating oil-S) and processed into bitumen.
  • the residues are distilled in vacuum systems at approx. 400 - 450 ° C and 20 - 10 mbar.
  • This method is e.g. B. common in every refinery.
  • Another option for the separation of hydrocarbons is extraction.
  • the properties of the different solubility of liquids are used.
  • the extractant dissolves the extract from a mixture of substances.
  • the extractant is regenerated by separating the extract and used in the cycle.
  • the separation can also be done by extraction or by distillation.
  • Supercritical extraction is known as a special feature for the separation of paraffinic and aromatic hydrocarbons and hydrocarbon groups from asphaltenes. Components in the supercritical state are predominantly used as the extracting agent, ie the partial pressures in mixtures must exceed the critical data.
  • the disadvantages of using vacuum distillation systems are that - the generation of the vacuum requires a considerable amount of steam and wastewater problems, - The vacuum creates safety problems in the event of leaks in the system (O2 break-in, risk of explosion), - The high temperature causes coking problems due to unsaturated hydrocarbons, which on the one hand influence the product quality and on the other hand lead to malfunctions. As a rule, a max. Temperature of 450 ° C must not be exceeded. - due to the high-viscosity sump products generated, discharge problems arise due to the lack of a required NPSH value on the discharge pump, - the high speeds at the inlet (approx.
  • the disadvantage of the extraction process is that - Characteristic material properties are addressed in these processes and a special extracting agent must therefore be found for each extract, ie there are no universally applicable extracting agents, -
  • the regeneration of the extract agent is substance-dependent and apparatus-intensive. It can be done by extraction, distillation and pressure change combined with temperature changes, - due to the regeneration effort, a considerable amount of equipment is required combined with high investment costs, - Due to the solubility equilibrium, there is always a loss of extractant, which can lead to high operating costs.
  • DE-OS 31 23 535 describes that the desired component can be separated off by stripping with gas.
  • the required partial pressure change of the vapors takes place to separate the products through the vacuum created.
  • the known method does not work optimally.
  • the invention is therefore based on the object of improving methods known from DE-OS 31 23 535. According to the invention this is achieved in that the required partial pressure change of the vapors for separating the products is generated by the gas used.
  • the heat of vaporization can be provided with the inlet temperature of the liquid and / or preferably with the inlet temperature of the gas.
  • the separation takes place while lowering the temperature at constant pressure (condensation).
  • the preheated streams 6 in the furnace 4 and 5 as liquid and 7 as gas are mixed and the components to be separated are stripped off as product. These then pass overhead with the gas as stream 8 and are condensed out in the condenser 2.
  • the separation container 3 the feed gas is separated from the product.
  • the product leaves the separation container as stream 9, the gases leave the separation container as stream 10 overhead.
  • the process works in - Temperature range between 250 ° C - 600 ° C and in - Pressure range between 1.2 bar - 150 bar.
  • Any refinery gas, natural gas or town gas can be used as the gas, preferably H2-containing gas between 20-100 vol .-% H2 which are obtained as waste gases in refineries and petrochemical plants.
  • the advantage of the method is that compared to vacuum systems - there are no wastewater problems, since the radiator steam is eliminated, - there are no security problems due to O2 burglary, since the process works with overpressure, the temperature limit of approx. 450 ° C. is removed and there are no coking problems because hydrogen is present in excess to saturate the unsaturated components, -
  • the sump discharge does not pose any problems, since there is enough pressure in the tank to regulate the flow to easily regulate even viscosities up to approx. 3,000 m Pa s. With a vacuum column, discharge fails at approx.
  • the hydrogenation residue 11 (approx. 420 ° C.) (a solid asphalt mixture with approx. 40% oil boiling ⁇ 500 ° C.) is relaxed in tank 1 from 40 bar to 10 bar.
  • an H2-rich expansion gas 14 is obtained in the upstream process, which is heated to 450 ° C. in the furnace 5 and driven into the bottom of the expansion tank 1.
  • the expansion gas passes with the stripped oil at the top of the container as stream 15 and is cooled to 30 ° C. in the cooler 9.
  • the stripped oil condenses.
  • this oil 17 is separated from the expansion gas 16.
  • the residue 12 is discharged from the container 1 in a level-controlled manner.
  • the residue quality is adjusted by increasing or decreasing the expansion gas temperature after the furnace.
  • a residue stripping system for a production process would be carried out in one or more stages with heat recovery.
  • a two-stage stripping system is described as an example (see Fig. 3).
  • the residue 11 to be worked up passes through a heat exchanger in countercurrent to the worked-up residue 26 and an oven 24 into the first stripping container 1.
  • the stripping gas 14 heated in the heat exchanger 7 and furnace 5 is passed in the sump.
  • the stripping gas 15 enriched with oil leaves the first stripping tank 1 overhead and is cooled in the heat exchanger 7 and the cooler 9 to such an extent that the oil in the tank 3 condenses.
  • the condensate 17 is shut down in a level-controlled manner.
  • the remaining stripping gas 16 is pressure-controlled in the second stage.
  • the now partially deoiled residue 12 reaches the second stripping tank 2 via a level control valve.
  • the stripping gas from the first stage 19 is again passed through a heat exchanger 8 and a furnace 6 into the bottom of the stripping container 2. Possibly. other process gases 18 can be introduced here.
  • the oil-containing stripping gas 20 leaves the tank 2 overhead and is cooled in the heat exchanger 8 and in the cooler 10 to such an extent that the oil in the tank 4 condenses.
  • This condensate 22 is admixed to the oil from the first stage 17 in a level-controlled manner and leaves the system as product 23.
  • the deoiled residue 13 is cooled in the heat exchanger 25.
  • the stripping gas is discharged from the condensate container 4 under pressure control 21 for gas processing. Otherwise, a compressor 27 would transport the gas back to the first stripping stage. The plant would thus be operated as a cycle. As a result, only the stripping gas losses in 14 are to be covered.
  • Table 1 Comparison of the boiling point of the product oils Vol .-% Vacuum flash Stripping condensate temperature 0 212 193 10th 242 261 20th 256 285 30th 270 302 40 289 316 50 291 333 60 299 350 70 314 365 80 333 385 90 356 417 100 435 504 Density (kg / m3) 968 1,009 Solids content (% by weight) 0.03 0.02
  • Table 2 Comparison of the residue qualities Vacuum column Stripping Viscosity (Pa s) 0.62 0.522 Yield point (Pa) 16 27th Ash (% by weight) 13 21st Softening point (° C) 159 160 Solids (% by weight) 44 43 Solids and Asphaltenes (% by weight) 56 55

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Abstract

Nach der Erfindung erfolgt bei der Hydrierung von Kohle, Schweröl oder Bitumen die Aufarbeitung der Hydrierrückstände mit prozeßeigenen, wasserstoffhaltigen Gasen, wobei die erforderliche Partialdruckveränderung der Dämpfe zur Abtrennung der Produkte nicht wie in der Vakuumkolonne durch das erzeugte Vakuum sondern durch das eingesetzte Gas erzeugt wird.

Description

  • Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Hydrierung von Kohle, Schweröl, Bitumen oder dergleichen. Bei Temperaturen zwischen 250 und 350oC, vorzugs­weise zwischen 380 und 480oC und Drücken zwischen 50 und 700 bar, vorzugs­weise zwischen 100 und 325 bar, Abscheidung des Heißabschlammes, insbesondere bei Temperaturen unterhalb der Hydriertemperatur, wobei der Heißabschlamm mit Gas gestrippt wird.
  • Flüssige Kohlenwasserstoffe werden nach verarbeitungs- und produktions­spezifischen Bedingungen in Produkte unterschiedlicher Siedebereiche, wie z. B. Gas, Flüssiggas, Benzin, Mittelöl, Schweröl und Rückstand in atm. Destillen aufgearbeitet. Die Sumpfprodukte der Destillen, s. g. Rückstän­de, werden entweder zu leichten Produkten konvertiert und wie oben be­schrieben in Produkt und Rückstände aufgetrennt oder als Brennstoff ein­gesetzt (Heizöl-S) und zu Bitumen weiterverarbeitet.
  • Nach dem Stand der Technik werden die Rückstände in Vakuumanlagen bei ca. 400 - 450 °C und 20 - 10 mbar distilliert. Dieses Verfahren ist z. B. in jeder Raffinerie üblich.
  • Eine andere Möglichkeit zur Trennung von Kohlenwasserstoffen bietet die Extraktion. Dabei werden die Eigenschaften der unterschiedlichen Löslich­keit von Flüssigkeiten genutzt. Das Extraktionsmittel löst das Extrakt aus einem Stoffgemisch. Das Extraktionsmittel wird durch die Abtrennung des Extraktes regeneriert und im Kreislauf eingesetzt. Die Trennung kann ebenfalls über Extraktion oder über Distillation erfolgen.
  • Als Besonderheit zur Trennung von paraffinischen und aromatischen Kohlen­wasserstoffen und Kohlenwasserstoffgruppen von Asphalten ist die überkri­tische Extraktion bekannt. Dabei werden als Extraktionsmittel überwiegend Komponenten in überkritischem Zustand eingesetzt, d. h. das die Partial­drücke bei Gemischen die krit. Daten überschreiten müssen.
  • Als Beispiel hierzu die kritischen Daten von einigen Kohlenwasserstoffen:
    TKr PKr
    H₂ - 240 13
    Methan - 82 46
    Äthan 35 49
    Propan 97 42
    n-Butan 152 34
  • Bekannte Verfahren zeigen bei der praktischen Anwendung erhebliche Nachteile.
  • So sind die Nachteile bei Einsatz von Vakuumdestillationsanlagen darin zu sehen, daß
    - die Erzeugung des Vakuum ein erheblicher Dampfeinsatz erfordert und Abwasserprobleme nach sich zieht,
    - durch das Vakuum Sicherheitsprobleme bei Undichtigkeiten im System (O₂-Einbruch, Explosionsgefahr) entstehen,
    - durch die hohe Temperatur Verkokungsprobleme durch ungesättigte Koh­lenwasserstoffe entstehen, die einerseits auf die Produktqualität Einfluß nehmen und andererseits zu Betriebsstörungen führen. In der Regel kann deshalb eine max. Temperatur von 450 °C nicht überschrit­ten werden.
    - durch die erzeugten hochviskosen Sumpfprodukte Austragsprobleme man­gels erforderlichem NPSH-Wert an der Austragspumpe entstehen,
    - durch die hohen Geschwindigkeiten am Eintritt (ca. 120 m/s) Ver­schleißprobleme in Ventilen und an der Kolonne entstehen und schließ­lich zur Panzerung der Systeme führt,
    - durch das Vakuum aufgrund der geringen Dämpfedichte großer Apparate­durchmesser gewählt werden müssen, um die Dämpfegeschwindigkeit auf technisch vertretbare Werte (Flüssigkeitsentriß, Druckverlust) zu be­grenzen, was zu hohen Investkosten führt.
  • Die Nachteile des Extraktionsverfahrens liegt darin, daß
    - bei diesen Verfahren stoffcharakteristische Eigenschaften angespro­chen werden und somit zu jedem Extrakt ein spezielles Extraktionsmit­tel gefunden werden muß, d. h., universell einsetzbare Extraktions­mittel gibt es nicht,
    - die Regenerierung des Extraktmittels stoffabhängig und Apparateinten­siv ist. Sie kann durch Extraktion, Destillation und Druckänderung verbunden mit Temperaturänderungen erfolgen,
    - durch den Regenerationsaufwand ist ein erheblicher Apparateaufwand verbunden mit hohen Investitionskosten erforderlich,
    - durch die Löslichkeitsgleichgewichte ist immer ein Extraktionsmittel­verlust vorhanden, der zu hohen Betriebsmittelkosten führen kann.
  • Die aufgezeigten Nachteile beim Einsatz von Vakuum- und Extraktionsanla­gen können durch den Einsatz der Erfindung beseitigt werden.
  • Zwar ist in der DE-OS 31 23 535 beschrieben, daß die Abtrennung der ge­wünschten Komponente durch Strippung mit Gas erfolgen kann. Dabei erfolgt die erforderliche Partialdruckveränderung der Dämpfe zur Abtrennung der Produkte durch das erzeugte Vakuum. Das bekannte Verfahren arbeitet je­doch nicht optimal. Der Erfindung liegt daher die Aufgabe zugrunde, daß aus der DE-OS 31 23 535 bekannte Verfahren zu verbessern. Nach der Er­findung wird das dadurch erreicht, daß die erforderliche Partialdruckver­änderung der Dämpfe zur Abtrennung der Produkte durch das eingesetzte Gas erzeugt wird. Die Verdampfungswärme kann mit der Eintrittstemperatur der Flüssigkeit und/oder vorzugsweise mit der Eintrittstemperatur des Gases bereitgestellt werden.Vorteilhafterweise erfolgt die Abtrennung unter Erniedrigung der Temperatur bei konstantem Druck (Kondensation).
  • In der Zeichnung ist das erfindungsgemäße Verfahren schematisch dargestellt:
  • Zum Strippbehälter 1 werden die im Ofen 4 und 5 vorgewärmten Strö­me 6 als Flüssigkeit und 7 als Gas vermischt und die abzutrennenden Komponenten als Produkt abgestrippt. Diese gelangen dann mit dem Gas als Strom 8 über Kopf und werden im Kondensator 2 auskondensiert. Im Trennbehälter 3 erfolgt die Trennung des Einsatzgases vom Produkt. Das Produkt verläßt den Trennbehälter als Strom 9 , die Gase verlassen den Trennbehälter als Strom 10 über Kopf.
  • Der Rückstand verläßt den Strippbehälter 1 als Strom 1].
  • Das Verfahren arbeitet im
    - Temperaturbereich zwischen 250 °C - 600 °C und im
    - Druckbereich zwischen 1,2 bar - 150 bar.
  • Als Gas kann jedes Raffineriegas, Erdgas od. Stadtgas eingesetzt werden, vorzugsweise H₂-haltiges Gas zwischen 20 - 100 Vol.-% H₂ die als Ab­fallgase in Raffinerien und Petrochemischen Betrieben zwangsweise anfal­len.
  • Der Vorteil des Verfahrens besteht darin, daß im Vergleich zu Vakuumanla­gen
    - keine Abwasserprobleme entstehen, da der Strahlerdampf entfällt,
    - keine Sicherheitsprobleme durch O₂-Einbruch auftreten, da das Ver­fahren mit Überdruck arbeitet,
    - die Temperaturbegrenzung von ca. 450 °C aufgehoben ist und keine Ver­kokungsprobleme auftreten, da Wasserstoff zur Absättigung der unge­sättigten Komponenten in Überschuß vorhanden ist,
    - der Sumpfaustrag stellt keine Probleme dar, da im Behälter genügend Druck zur Abregelung vorhanden ist, um selbst Viskositäten bis ca. 3.000 m Pa s mühelos abzuregeln. Bei Vakuumkolonne scheitert der Aus­trag bei ca. 800 m Pa s durch Abriß der Saugpumpe,
    - die Verschleißprobleme durch hohe Geschwindigkeit nicht auftreten,
    - die Apparateabmessungen, bedingt durch den Prozeßdruck von > 1,2 bar, sind klein und somit können auch Investitionskosten eingespart werden,
    - die aufgeführten Nachteile des Extraktionsverfahrens entfallen ganz, da bei diesem Verfahren nicht die Veränderung des Flüssigkeits-Flüs­sigkeitsgleichgewichts, sondern das der Gas-/Dämpfe-Flüssigkeitsge­wichts ausgenutzt wird.
  • Insgesamt wird der Apparate- und Maschinenaufwand erheblich reduziert.
    • Beispiel 1:
  • In einer Hydrieranlage wurde der anfallende Rückstand versuchsweise durch die im Bild 2 dargestellte Strippanlage behandelt.
  • Der mit ca. 420 °C anfallende Hydrierrückstand 11 (ein Feststoff-As­phaltgemisch mit ca. 40 % Öl < 500 °C siedend) wird von 40 bar auf 10 bar im Behälter 1 entspannt.
  • Prozeßbedingt fällt im vorgeschalteten Prozeß ein H₂-reiches Entspan­nungsgas 14 an, das im Ofen 5 auf 450 °C erwärmt und in den Sumpf des Entspannungsbehälters 1 gefahren wird.
  • Das Entspannungsgas geht mit dem abgestrippten Öl über Kopf des Behälters als Strom 15 und wird im Kühler 9 auf 30 °C abgekühlt. Dabei konden­siert das abgestrippte Öl. Im Behälter 3 wird dieses Öl 17 von Ent­spannungsgas 16 getrennt.
  • Der Rückstand 12 wird standgeregelt aus dem Behälter 1 ausgeschleußt. Die Rückstandsqualität wird durch Erhöhung oder Senkung der Entspannungs­gastemperatur nach dem Ofen eingestellt.
  • In nachfolgenden Tabellen 1 u. 2 (siehe Anlage 1) ist die Produktqualität und die Rückstandsqualität beim Betrieb einer Vakuumkolonne und einer Strippanlage gegenübergestellt.
  • Die Ergebnisse zeigen, daß unter den Versuchsbedingungen gleichwertige Produkte und Rückstandsqualitäten erzeugt werden können.
    • Beispiel für eine Prozeßanlage:
  • Eine Rückstands-Strippanlage für einen Produktionsprozeß würde 1- oder mehrstufig mit Wärmerückgewinnung ausgeführt werden. Zur Darstellung wird als Beispiel eine zweistufige Strippanlage beschrieben (s. Bild 3).
  • Der aufzuarbeitende Rückstand 11 gelangt über einen Wärmetauscher im Gegenstrom zum aufgearbeiteten Rückstand 26 und einem Ofen 24 in den ersten Strippbehälter 1 . Hier wird in dem Sumpf das im Wärmetau­scher 7 und Ofen 5 aufgewärmte Strippgas 14 geleitet.
  • Das mit Öl angereicherte Strippgas 15 verläßt über Kopf den ersten Strippbehälter 1 und wird in den Wärmetauscher 7 und den Kühler 9 soweit abgekühlt, daß das Öl im Behälter 3 kondensiert. Das Konden­sat 17 wird standgeregelt abgefahren. Das verbleibende Strippgas 16 geht druckgeregelt in die zweite Stufe.
  • Der jetzt teilweise entölte Rückstand 12 gelangt über ein Standregel­ventil in den zweiten Strippbehälter 2 . Das Strippgas aus der ersten Stufe 19 wird wieder über einen Wärmetauscher 8 und einen Ofen 6 in den Sumpf des Strippbehälters 2 geleitet. Ggf. können hier noch andere Prozeßgase 18 eingeleitet werden.
  • Das ölhaltige Strippgas 20 verläßt über Kopf den Behälter 2 und wird im Wärmetauscher 8 und im Kühler 10 soweit abgekühlt, daß das Öl im Behälter 4 kondensiert. Dieses Kondensat 22 wird standgeregelt dem Öl aus der ersten Stufe 17 beigemischt und verläßt als Produkt 23 die Anlage.
  • Der entölte Rückstand 13 wird im Wärmetauscher 25 abgekühlt.
  • Wenn in ausreichender Menge Prozeßgase zum Strippen vorhanden sind 14 , 18 wird das Strippgas aus dem Kondensatbehälter 4 druckgeregelt 21 zur Gasaufbereitung ausgeschleust. Ansonsten würde ein Kompressor 27 das Gas wieder zur ersten Strippstufe transportieren. Die Anlage würde somit als Kreisprozeß betrieben. Dadurch sind ausschließlich die Stripp­gasverluste in 14 abzudecken.
    • Anlage 1 Versuchsergebnisse zu Bild 2
  • Tabelle 1
    Vergleich der Siedelagen der Produktöle
    Vol.-% Vakuumflash Strippkondensat
    Temperatur
    0 212 193
    10 242 261
    20 256 285
    30 270 302
    40 289 316
    50 291 333
    60 299 350
    70 314 365
    80 333 385
    90 356 417
    100 435 504
    Dichte (kg/m³) 968 1.009
    Feststoffgehalt (Gew.-%) 0,03 0,02
    Tabelle 2
    Vergleich der Rückstandsqualitäten
    Vakuumkolonne Strippung
    Viskosität (Pa s) 0,62 0,522
    Fließgrenze (Pa) 16 27
    Asche (Gew.-%) 13 21
    Erweichungspunkt (°C) 159 160
    Feststoffe (Gew.-%) 44 43
    Festoffe u. Asphaltene (Gew.-%) 56 55

Claims (3)

1. Verfahren zur Hydrierung von Kohle, Schweröl, Bitumen oder dergleichen bei Temperaturen zwischen 250 und 550oC, vorzugsweise zwischen 380 und 480oC und Drücken zwischen 50 und 700 bar, vorzugsweise zwischen 100 und 325 bar, Abscheidung des Heißschlammes, insbesondere bei Temperauren unter­halb der Hydriertemperatur, wobei der Heißabschlamm mit Gas gestrippt wird, dadurch gekennzeichnet, daß die erforderliche Partikaldruckveränderung der Dämpfe zur Abtrennung der Produkte durch das eingesetzte Gas erzeugt wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Verdampfungs­wärme mit der Eintrittstemperatur der Flüssigkeit und/oder mit der Ein­trittstemperatur des Gases bereitgestellt wird.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß im Stripp­behälter eine Temperatur zwischen 250 bis 600 oC und/oder ein Druck von 1 bis 150 bar herrscht.
EP19890119676 1989-04-28 1989-10-24 Strippung von Rückständen Withdrawn EP0394552A3 (de)

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EP (1) EP0394552A3 (de)
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NO (1) NO894733L (de)

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6319395B1 (en) * 1995-10-31 2001-11-20 Chattanooga Corporation Process and apparatus for converting oil shale or tar sands to oil
EP1050570A3 (de) * 1999-05-05 2002-12-18 Bechtel Corporation Verfahren zur Trennung von entwachstem Schmieröl in leichten und schweren Produkten
US20050252833A1 (en) * 2004-05-14 2005-11-17 Doyle James A Process and apparatus for converting oil shale or oil sand (tar sand) to oil
US8877040B2 (en) * 2012-08-20 2014-11-04 Uop Llc Hydrotreating process and apparatus relating thereto

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3125535A1 (de) * 1980-06-30 1982-05-19 Thermo Electron Corp., 02154 Waltham, Mass. "molekularsiebfalle fuer den nachweis und die bestimmung von stickstoffverbindungen

Family Cites Families (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NL29952C (de) * 1929-01-22
DE2718950C2 (de) * 1977-04-28 1983-11-17 Saarbergwerke AG, 6600 Saarbrücken Verfahren zur Anlagerung von Wasserstoff an Kohle
FR2396794A1 (fr) * 1977-07-05 1979-02-02 Ceca Sa Procede de craquage sous pression d'hydrogene pour la production d'olefine
DE2803985C2 (de) * 1978-01-30 1984-04-05 Saarbergwerke AG, 6600 Saarbrücken Verfahren zum Verflüssigen von Kohle
DE2803916C2 (de) * 1978-01-30 1983-11-17 Saarbergwerke AG, 6600 Saarbrücken Verfahren zum Verflüssigen von Kohle
US4158948A (en) * 1978-08-16 1979-06-26 Texaco Inc. Conversion of solid fuels into fluid fuels
DE3022158C2 (de) * 1980-06-13 1989-11-02 Bergwerksverband Gmbh, 4300 Essen Verfahren zur hydrierenden Kohleverflüssigung
DE3037052A1 (de) * 1980-10-01 1982-07-15 Rheinische Braunkohlenwerke AG, 5000 Köln Verfahren zur gewinnung von wasserstoff fuer die hydrierung von kohle
DE3123535A1 (de) * 1981-06-13 1982-12-30 Veba Oel Entwicklungsgesellschaft mbH, 4660 Gelsenkirchen-Buer Verfahren zur hydrierung von kohle, schweroel, bitumen und dergl.
US4465584A (en) * 1983-03-14 1984-08-14 Exxon Research & Engineering Co. Use of hydrogen sulfide to reduce the viscosity of bottoms streams produced in hydroconversion processes
US4822480A (en) * 1987-12-22 1989-04-18 Mobil Oil Corporation Hydrocarbon product stripping

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3125535A1 (de) * 1980-06-30 1982-05-19 Thermo Electron Corp., 02154 Waltham, Mass. "molekularsiebfalle fuer den nachweis und die bestimmung von stickstoffverbindungen

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