JPS6245918B2 - - Google Patents
Info
- Publication number
- JPS6245918B2 JPS6245918B2 JP19512182A JP19512182A JPS6245918B2 JP S6245918 B2 JPS6245918 B2 JP S6245918B2 JP 19512182 A JP19512182 A JP 19512182A JP 19512182 A JP19512182 A JP 19512182A JP S6245918 B2 JPS6245918 B2 JP S6245918B2
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- liquid level
- column
- raw material
- flow rate
- naphtha
- 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
Links
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims description 38
- 239000002994 raw material Substances 0.000 claims description 33
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 28
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 27
- 238000000034 method Methods 0.000 claims description 13
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical group CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 12
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims description 11
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims description 11
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims description 11
- 238000002407 reforming Methods 0.000 claims description 10
- 238000007670 refining Methods 0.000 claims description 9
- 239000001273 butane Substances 0.000 claims description 6
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- 239000001294 propane Substances 0.000 claims description 6
- 238000006057 reforming reaction Methods 0.000 claims description 4
- 238000011144 upstream manufacturing Methods 0.000 claims description 2
- 239000003915 liquefied petroleum gas Substances 0.000 description 14
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 10
- 238000006477 desulfuration reaction Methods 0.000 description 9
- 230000023556 desulfurization Effects 0.000 description 9
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 7
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N Ammonia Chemical compound N QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 230000001276 controlling effect Effects 0.000 description 5
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 5
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical compound S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 description 4
- BASFCYQUMIYNBI-UHFFFAOYSA-N platinum Chemical compound [Pt] BASFCYQUMIYNBI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 229910021529 ammonia Inorganic materials 0.000 description 3
- 229910017464 nitrogen compound Inorganic materials 0.000 description 3
- 150000002830 nitrogen compounds Chemical class 0.000 description 3
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 3
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 3
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 2
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 description 2
- 230000003247 decreasing effect Effects 0.000 description 2
- 239000012535 impurity Substances 0.000 description 2
- TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N octane Chemical compound CCCCCCCC TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 150000002927 oxygen compounds Chemical class 0.000 description 2
- 229910052697 platinum Inorganic materials 0.000 description 2
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N Nickel Chemical compound [Ni] PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000002411 adverse Effects 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 229910017052 cobalt Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000010941 cobalt Substances 0.000 description 1
- GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N cobalt atom Chemical compound [Co] GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 1
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 1
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 1
- 238000005504 petroleum refining Methods 0.000 description 1
- 229910052702 rhenium Inorganic materials 0.000 description 1
- WUAPFZMCVAUBPE-UHFFFAOYSA-N rhenium atom Chemical compound [Re] WUAPFZMCVAUBPE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
Description
【発明の詳細な説明】
本発明は、炭化水素油精製システムの制御方法
に関するものである。DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION The present invention relates to a method for controlling a hydrocarbon oil refining system.
石油精製プロセスの中には、製品加工の一過程
として、改質装置がある。改質装置へ供給される
原料に硫黄や窒素化合物が含まれていると、改質
装置の触媒に悪影響を与えるため、その原料を前
処理として脱硫装置へ経由させる必要がある。 In the petroleum refining process, there is a reformer as part of the product processing process. If the raw material supplied to the reformer contains sulfur or nitrogen compounds, it will have an adverse effect on the reformer's catalyst, so the raw material needs to be pretreated by passing through the desulfurization equipment.
一般に、改質装置へ供給される原料は、装置の
処理能力から一定量に維持される必要がある。し
かしながら、改質装置へ供給される原料を増減な
く脱硫装置で生産することが困難なことから、従
来のシステムでは、両プロセスを単独で運転し、
脱硫装置で生産した原料をいつたんタンクへ貯蔵
した後、改質装置へ供給していた。 Generally, the raw material supplied to the reformer needs to be maintained at a constant amount due to the processing capacity of the equipment. However, because it is difficult to produce raw materials supplied to the reformer using the desulfurizer without increasing or decreasing, conventional systems operate both processes independently.
The raw materials produced by the desulfurization equipment were stored in tanks before being supplied to the reforming equipment.
ところが、脱硫装置で生産した原料をタンクへ
貯蔵することは、タンクを別に設置しなければな
らない上、貯蔵時に原料が冷却される問題があつ
た。 However, storing raw materials produced by a desulfurization device in a tank requires a separate tank, and there is a problem in that the raw materials are cooled during storage.
本発明の目的は、このようなタンクへ貯蔵する
ことにより生じる熱損失を防止する炭化水素油精
製システムの制御方法を提供することにある。 An object of the present invention is to provide a method for controlling a hydrocarbon oil refining system that prevents heat loss caused by storage in such tanks.
そのため、本発明では、炭化水素油を主原料と
する原料を、１以上の分離塔へ導入し、この分離
塔においてメタン、エタン、プロパン、ブタン、
硫化水素等を除去した後、１以上の蒸留塔へ導入
し、この蒸留塔において軽質ナフサと重質ナフサ
とに分離し、ついで重質ナフサを改質反応装置へ
導入して改質する精製システムにおいて、前記改
質反応装置直前の蒸留塔の液面レベルを検出し、
その液面レベルに応じて、その蒸留塔より前段側
の塔の液面レベルを制御するとともに、原料の供
給量を制御することにより、改質反応装置へ重質
ナフサを供給する蒸留塔の液面レベルを一定に維
持した状態で連続運転できるようにし、上記目的
を達成しようとするものである。 Therefore, in the present invention, a raw material whose main raw material is hydrocarbon oil is introduced into one or more separation columns, and in this separation column, methane, ethane, propane, butane,
A refining system that removes hydrogen sulfide, etc., introduces it into one or more distillation columns, separates it into light naphtha and heavy naphtha in this distillation column, and then introduces the heavy naphtha into a reforming reaction device for reforming. , detecting the liquid level in the distillation column immediately before the reforming reactor,
Depending on the liquid level, the liquid level of the distillation column that supplies heavy naphtha to the reforming reactor is controlled by controlling the liquid level of the column upstream of the distillation column and controlling the feed amount of the raw material. The objective is to achieve the above objective by enabling continuous operation while maintaining a constant surface level.
以下、本発明を適用した実施例として、石油精
製システムの一例を図面に基づいて説明する。 EMBODIMENT OF THE INVENTION Hereinafter, as an example to which this invention is applied, an example of an oil refining system will be described based on drawings.
同システムでは、原料として、炭化水素油例え
ば原油を蒸留して得られるナフサＡおよび軽質ガ
ス成分例えばプロパン、ブタン等の液化石油ガス
（LPG系）Ｂを対象とする。ナフサＡはライン１
から、LPG系Ｂはライン２からそれぞれ供給され
た後、互いに混合され、流量調整バルブ３を通つ
て脱硫塔４へ送られる。前記ライン２の途中に
は、そのライン２を流れるLPG系Ｂの流量を検出
し、その流量に対応した信号を出力する流量検出
器５が設けられている。 The system uses hydrocarbon oil such as naphtha A obtained by distilling crude oil and light gas components such as liquefied petroleum gas (LPG type) B such as propane and butane as raw materials. Naphtha A is line 1
After the LPG system B is supplied from the line 2, they are mixed together and sent to the desulfurization tower 4 through the flow rate regulating valve 3. A flow rate detector 5 is provided in the middle of the line 2 to detect the flow rate of the LPG system B flowing through the line 2 and output a signal corresponding to the detected flow rate.
前記脱硫塔４は、接触水添脱硫装置によつて構
成されている。同装置は、導入された原料を、例
えば圧力が20〜100Kg／cm2、温度が250〜400℃の
状態において、コバルトモリブンやニツケル系の
触媒下でライン６を通じて導入された水素ガスと
反応させ、硫黄分を選択的に水添脱硫させるとと
もに、他の不純物例えば窒素化合物や酸素化合物
をも取除く。ここで、脱硫された原料は、ライン
７を通つて分離塔８へ送られる。 The desulfurization tower 4 is constituted by a catalytic hydrodesulfurization device. The equipment reacts the introduced raw material with hydrogen gas introduced through line 6 under a cobalt molybun or nickel catalyst at a pressure of 20 to 100 kg/cm 2 and a temperature of 250 to 400°C. , while selectively hydrodesulfurizing the sulfur content, other impurities such as nitrogen compounds and oxygen compounds are also removed. Here, the desulfurized raw material is sent to a separation column 8 through a line 7.
前記分離塔８は、前記脱硫塔４から導入された
原料を、例えば圧力が５〜20Kg／cm2、温度が150
〜250℃の状態において、メタン、エタン、プロ
パン、ブタン、硫化水素、アンモニア等と、ナフ
サ留分とに分離する。前記メタン、エタン、プロ
パン、ブタン、硫化水素、アンモニア等は、塔頂
部から取り出される。一方、前記ナフサ留分は、
塔底部に貯えられた後、ライン９および流量調整
バルブ１０を通つて蒸留塔１１へ送られる。ま
た、分離塔８には、その塔底部に貯えられたナフ
サ留分の液面レベルを検出し、設定レベルに対す
る変動量に応じて前記流量調整バルブ１０の開度
を制御するレベル制御器１２が設けられている。 The separation tower 8 processes the raw material introduced from the desulfurization tower 4 at a pressure of 5 to 20 kg/cm 2 and a temperature of 150 kg/cm 2 , for example.
At a temperature of ~250°C, it is separated into methane, ethane, propane, butane, hydrogen sulfide, ammonia, etc., and a naphtha fraction. The methane, ethane, propane, butane, hydrogen sulfide, ammonia, etc. are taken out from the top of the column. On the other hand, the naphtha fraction is
After being stored at the bottom of the column, it is sent to a distillation column 11 through a line 9 and a flow control valve 10. The separation column 8 also includes a level controller 12 that detects the liquid level of the naphtha fraction stored at the bottom of the column and controls the opening degree of the flow rate adjustment valve 10 according to the amount of variation with respect to the set level. It is provided.
前記蒸留塔１１は、前記分離塔８から導入され
たナフサ留分を、例えば圧力が0.5〜1.5Kg／cm2、
温度が100〜150℃の状態において、軽質ナフサ
（沸点が30〜140℃）と重質ナフサ（沸点が80〜
200℃）とに分離する。前記軽質ナフサは、塔頂
部から取り出され、例えばガソリン等に混合され
て利用される。一方、重質ナフサは、塔底部に貯
えられた後、ポンプ１３の動作によりライン１４
を通つて定量づつ改質反応装置１５へ送られる。
また、蒸留塔１１には、その塔底部に貯えられた
重質ナフサの液面レベルを検出し、その液面レベ
ルに対応した信号を制御装置１６へ与えるレベル
制御器１７が設けられている。 The distillation column 11 processes the naphtha fraction introduced from the separation column 8 at a pressure of, for example, 0.5 to 1.5 Kg/cm 2 .
At a temperature of 100-150℃, light naphtha (boiling point 30-140℃) and heavy naphtha (boiling point 80-140℃)
200℃) and separated. The light naphtha is taken out from the top of the tower and mixed with, for example, gasoline and used. On the other hand, after being stored at the bottom of the tower, heavy naphtha is transferred to the line 14 by the operation of the pump 13.
It is sent to the reforming reactor 15 in fixed quantities through
Further, the distillation column 11 is provided with a level controller 17 that detects the liquid level of heavy naphtha stored at the bottom of the column and provides a signal corresponding to the liquid level to the control device 16.
前記改質反応装置１５は、前記蒸留塔１１から
定量づつ導入される重質ナフサを、例えば圧力が
５〜40Kg／cm2、温度が400〜550℃の状態におい
て、白金または白金＋レニウム触媒下で反応さ
せ、よりオクタン価の高いガソリン留分に改質す
る。ここで改質されたガソリン留分は、塔底部か
らライン１８を通じて取り出される。 The reforming reactor 15 processes the heavy naphtha introduced in fixed quantities from the distillation column 11 under a platinum or platinum+rhenium catalyst at a pressure of 5 to 40 Kg/cm 2 and a temperature of 400 to 550°C, for example. to reform it into a gasoline fraction with a higher octane number. The reformed gasoline fraction is taken out from the bottom of the column through line 18.
前記制御装置１６は、例えばマイクロコンピユ
ータ等により構成されている。同コンピユータ
は、前記レベル制御器１７からの信号および流量
検出器５からの信号を入力とし、前記レベル制御
器１７からの信号に応じて前記レベル制御器１２
の設定レベルを制御するとともに、前記レベル制
御器１７からの信号と流量検出器５からの信号と
に応じて前記流量調整バルブ３の開度を制御する
ようになつている。 The control device 16 is composed of, for example, a microcomputer. The computer inputs the signal from the level controller 17 and the signal from the flow rate detector 5, and controls the level controller 12 according to the signal from the level controller 17.
The opening degree of the flow rate adjustment valve 3 is controlled in accordance with the signal from the level controller 17 and the signal from the flow rate detector 5.
このようなシステムにおいて、ライン１，２か
ら供給された原料は、流量調整バルブ３を通つて
脱硫塔４へ送られ、その脱硫塔４において硫黄分
が水添脱硫され、同時に窒素化合物や酸素化合物
等の不純物が除去された後、ライン７を通つて分
離塔８へ送られる。分離塔８へ送られた原料は、
メタン、エタン、プロパン、ブタン、硫化水素、
アンモニア等とナフサ留分とに分離される。前者
のメタン、エタン…等は塔頂部から取り出される
が、後者のナフサ留分は塔底部に貯えられる。こ
こで、塔底部に貯えられたナフサ留分の液面レベ
ルがレベル制御器１２で設定された設定レベルを
越えると、レベル制御器１２からの指令により流
量調整バルブ１０が開放され、余剰ナフサ留分が
流量調整バルブ１０を通つて蒸留塔１１へ送られ
る。蒸留塔１１へ送られたナフサ留分は、軽質ナ
フサと重質ナフサとに分離される。ここで、軽質
ナフサは塔頂部から取り出されるが、重質ナフサ
は塔底部に貯えられ、ポンプ１３によつて定量づ
つ改質反応装置１５へ送られた後、そこでオクタ
ン価の高いガソリンに改質される。この際、蒸留
塔１１に貯えられた重質ナフサの液面レベルがレ
ベル制御器１７によつて検出され、そのレベル制
御器１７から液面レベルに対応した信号が制御装
置１６へ出される。制御装置１６は、レベル制御
器１７から与えられる信号に基づいて、蒸留塔１
１に貯えられいる重質ナフサの液面レベルが予め
設定された基準レベルを中心とする許容範囲内で
あるか否かを判断し、その判断結果が許容範囲を
越えていた場合には、基準レベルに対する液面変
動量を算出し、その液面変動量に対応してレベル
制御器１２の設定レベルを変化させるとともに、
その液面変動量と流量検出器５からの信号つまり
LPG系Ｂの流量変動量とから流量調整バルブ３の
開度を変化させる。 In such a system, raw materials supplied from lines 1 and 2 are sent to a desulfurization tower 4 through a flow rate regulating valve 3, where sulfur content is hydrodesulfurized and at the same time nitrogen compounds and oxygen compounds are removed. After removing impurities such as, it is sent to a separation column 8 through a line 7. The raw material sent to the separation column 8 is
Methane, ethane, propane, butane, hydrogen sulfide,
It is separated into ammonia etc. and naphtha fraction. The former methane, ethane, etc. are taken out from the top of the column, while the latter naphtha fraction is stored at the bottom of the column. Here, when the liquid level of the naphtha fraction stored at the bottom of the column exceeds the set level set by the level controller 12, the flow rate adjustment valve 10 is opened by a command from the level controller 12, and the excess naphtha fraction is fraction is sent to a distillation column 11 through a flow rate regulating valve 10. The naphtha fraction sent to the distillation column 11 is separated into light naphtha and heavy naphtha. Here, light naphtha is taken out from the top of the column, while heavy naphtha is stored at the bottom of the column and sent in fixed amounts by pump 13 to reforming reactor 15, where it is reformed into gasoline with a high octane number. Ru. At this time, the liquid level of the heavy naphtha stored in the distillation column 11 is detected by the level controller 17, and a signal corresponding to the liquid level is output from the level controller 17 to the controller 16. The control device 16 controls the distillation column 1 based on the signal given from the level controller 17.
It is judged whether the liquid level of heavy naphtha stored in 1 is within the permissible range centered on the preset reference level, and if the judgment result exceeds the permissible range, the standard Calculating the amount of liquid level variation with respect to the level, and changing the set level of the level controller 12 in accordance with the amount of liquid level variation,
The amount of liquid level fluctuation and the signal from the flow rate detector 5
The opening degree of the flow rate adjustment valve 3 is changed based on the flow rate fluctuation amount of the LPG system B.
例えば、ナフサ留分の性状変動、つまり軽質ナ
フサと重質ナフサとの比の変動により、蒸留塔１
１に貯えられた重質ナフサの液面レベルが基準レ
ベルを中心とする許容範囲の下限より低下し、そ
の液面レベルに対応した信号がレベル制御器１７
から制御装置１６へ与えられると、制御装置１６
は、基準レベルに対する液面レベルの低下分を演
算し、その低下分に対応してレベル制御器１２の
設定レベルを下げる。同時に、流量調整バルブ３
の開度を変化させるわけであるが、このとき流量
検出器５からの信号が一定つまりLPG系Ｂの流量
が変動していなければ、前記液面レベルの低下分
に応じて流量調整バルブ３の開度を更に大きく
し、脱硫塔４さらには分離塔８への原料供給量を
増大させる。すると、分離塔８においては、設定
レベルが下げられ、かつ原料供給量が増大された
ことによつて、レベル制御器１２がナフサ留分の
液面レベルを設定レベルに一致させるように、流
量調整バルブ１０の開度を大きくする。これによ
り、分離塔８から蒸留塔１１へのナフサ留分の供
給量が増加される結果、蒸留塔１１の重質ナフサ
の液面レベルは上昇し、基準レベルに達する。 For example, due to changes in the properties of the naphtha fraction, that is, changes in the ratio of light naphtha to heavy naphtha, the distillation column
When the liquid level of the heavy naphtha stored in 1 falls below the lower limit of the allowable range centered on the reference level, a signal corresponding to the liquid level is sent to the level controller 17.
to the control device 16, the control device 16
calculates the decrease in the liquid level with respect to the reference level, and lowers the set level of the level controller 12 in accordance with the decrease. At the same time, the flow rate adjustment valve 3
At this time, if the signal from the flow rate detector 5 is constant, that is, the flow rate of the LPG system B is not fluctuating, the flow rate adjustment valve 3 is changed in accordance with the drop in the liquid level. The opening degree is further increased to increase the amount of raw material supplied to the desulfurization tower 4 and further to the separation tower 8. Then, in the separation column 8, since the set level is lowered and the raw material supply amount is increased, the level controller 12 adjusts the flow rate so that the liquid level of the naphtha fraction matches the set level. Increase the opening degree of the valve 10. As a result, the amount of naphtha fraction supplied from the separation column 8 to the distillation column 11 is increased, and as a result, the liquid level of heavy naphtha in the distillation column 11 rises and reaches the reference level.
逆に、蒸留塔１１に貯えられた重質ナフサの液
面レベルが基準レベルを中心とする許容範囲の上
限より上昇すると、制御装置１６は、基準レベル
に対する液面レベルの上昇分を演算し、そ上昇分
に対応してレベル制御器１２の設定レベルを上げ
ると同時に、流量調整バルブ３の開度を小さく
し、脱硫塔４さらには分離塔８への原料供給量を
減少させる。すると、分離塔８においては、設定
レベルが上げられ、かつ原料供給量が減少される
ため、レベル制御器１２がナフサ留分の液面レベ
ルを設定レベルに一致させるように流量調整バル
ブ１０の開度を小さくする。これにより、分離塔
８から蒸留塔１１へのナフサ留分の供給量が減少
される結果、蒸留塔１１の重質ナフサの液面レベ
ルは低下し、基準レベルに達する。従つて、ナフ
サ留分の性状変動があつても、蒸留塔１１の重質
ナフサの液面レベルを常に一定レベルに維持した
状態で連続運転することができるため、改質反応
装置１５への供給量を全てホツトチヤージとする
ことができる。 Conversely, when the liquid level of heavy naphtha stored in the distillation column 11 rises above the upper limit of the allowable range centered on the reference level, the control device 16 calculates the increase in the liquid level with respect to the reference level, The setting level of the level controller 12 is increased in accordance with the increase, and at the same time, the opening degree of the flow rate adjustment valve 3 is decreased to reduce the amount of raw material supplied to the desulfurization tower 4 and further to the separation tower 8. Then, in the separation column 8, the set level is raised and the raw material supply amount is reduced, so the level controller 12 opens the flow rate adjustment valve 10 so that the liquid level of the naphtha fraction matches the set level. Reduce the degree. As a result, the amount of naphtha fraction supplied from the separation column 8 to the distillation column 11 is reduced, and as a result, the liquid level of heavy naphtha in the distillation column 11 decreases and reaches the reference level. Therefore, even if there is a change in the properties of the naphtha fraction, continuous operation can be performed while the liquid level of heavy naphtha in the distillation column 11 is always maintained at a constant level. The entire amount can be hot-charged.
一方、原料のうちLPG系Ｂの流量が変動する
と、その流量に対応した信号が流量検出器５から
制御装置１６へ与えられる。すると、制御装置１
６は、流量検出器５からの信号に応じて流量調整
バルブ３の開度を変化させる。例えば、LPG系Ｂ
の流量が増加すると、その分ナフサＡの流量が減
少するためナフサＡの流量が一定になるように流
量調整バルブ３の開度を大きくする。逆に、LPG
系Ｂの流量が減少すると、その分ナフサＡの流量
が増加するため、ナフサＡの流量が一定になるよ
うに流量調整バルブ３の開度を小さくする。従つ
て、原料のうちLPG系Ｂはほとんどすべて分離塔
８の塔頂部から抜き取られるため、LPG系Ｂの流
量が変動すると、分離塔８の液面レベルに影響を
与えるナフサＡの量が変化するが、本実施例で
は、LPG系Ｂの流量変動に対してナフサＡの供給
量が常に一定に制御されていため、分離塔８の液
面レベルを設定レベルに維持させることができ
る。 On the other hand, when the flow rate of the LPG system B among the raw materials fluctuates, a signal corresponding to the flow rate is given from the flow rate detector 5 to the control device 16. Then, control device 1
6 changes the opening degree of the flow rate adjustment valve 3 in accordance with the signal from the flow rate detector 5. For example, LPG type B
When the flow rate increases, the flow rate of naphtha A decreases accordingly, so the opening degree of the flow rate adjustment valve 3 is increased so that the flow rate of naphtha A becomes constant. On the contrary, LPG
When the flow rate of system B decreases, the flow rate of naphtha A increases accordingly, so the opening degree of the flow rate adjustment valve 3 is reduced so that the flow rate of naphtha A becomes constant. Therefore, since almost all of the LPG system B of the raw materials is extracted from the top of the separation column 8, when the flow rate of the LPG system B changes, the amount of naphtha A, which affects the liquid level of the separation column 8, changes. However, in this embodiment, the supply amount of naphtha A is always controlled to be constant despite the fluctuations in the flow rate of the LPG system B, so the liquid level in the separation column 8 can be maintained at the set level.
従つて、本実施例によれば、蒸留塔１１の液面
レベルを検出し、その液面レベルの基準レベルに
対する変動量に応じて分離塔８の設定レベルを変
化させるとともに、原料の供給量を変化させ、分
離塔８および蒸留塔１１の液面レベルをそれぞれ
所定のレベル範囲に維持させるようにしたので、
例えばナフサ留分の性状変動があつても、各塔の
液面レベルを所定範囲内に維持させた状態で連続
運転ができるため、改質反応装置１５への供給量
を全てホツトチヤージとすることができる。その
結果、従来のように改質装置１５へ供給する重質
ナフサをタンクへ貯える必要がないことから、タ
ンク貯蔵による熱損失を防止でき、かつタンクの
設置を不要とすることができる。 Therefore, according to this embodiment, the liquid level of the distillation column 11 is detected, and the set level of the separation column 8 is changed according to the amount of variation in the liquid level with respect to the reference level, and the feed rate of the raw material is changed. Since the liquid levels in the separation column 8 and the distillation column 11 are maintained within predetermined level ranges,
For example, even if the properties of the naphtha fraction change, continuous operation can be performed with the liquid level in each column maintained within a predetermined range, making it possible to maintain the entire supply amount to the reforming reactor 15 as a hot charge. can. As a result, it is not necessary to store heavy naphtha to be supplied to the reformer 15 in a tank as in the conventional case, so heat loss due to tank storage can be prevented and the installation of a tank can be made unnecessary.
また、原料のうちLPG系Ｂの流量変動に応じて
原料供給量を変化させるようにしたので、分離塔
４および蒸留塔１１の液面に変動を与えるナフサ
Ａの供給量を一定にすることができ、従つてLPG
系の流量変動による各塔における液面レベルの変
動を抑えることができる。 In addition, since the raw material supply amount is changed according to the flow rate fluctuation of LPG system B among the raw materials, it is possible to keep the supply amount of naphtha A, which causes fluctuations in the liquid level of the separation column 4 and distillation column 11, constant. Can and therefore LPG
Fluctuations in the liquid level in each tower due to fluctuations in the flow rate of the system can be suppressed.
なお、実施に当つて、分離塔４および蒸留塔１
１は、それぞれ２以上の複数基が並列または直列
に接続されたものであつてもよい。また、原料と
しては、ナフサ等の炭化水素油のみを対象とする
ものであつてもよい。更に、分離塔８の設定レベ
ルを変化させるに当つては、或範囲を決めて設定
レベルを変化させることが好ましい。通常、分離
塔８の液面レベルが大幅に変動すると、塔頂温度
の変動、ひいては製品のオスペツク等の問題があ
るため、これらの点を考慮して設定レベルの変動
幅を定めることがよい。 In addition, during implementation, separation column 4 and distillation column 1
1 may be a plurality of two or more units connected in parallel or in series. Further, the raw material may be only hydrocarbon oil such as naphtha. Furthermore, when changing the set level of the separation column 8, it is preferable to change the set level within a certain range. Normally, if the liquid level in the separation tower 8 changes significantly, there will be problems such as fluctuations in the tower top temperature and eventually product osmosis. Therefore, it is preferable to take these points into consideration when determining the fluctuation range of the set level.
以上の通り、本発明によれば、改質反応装置へ
供給する原料をタンクへ貯蔵しなくてよいので、
タンク貯蔵時の熱損失がない炭化水素油精製シス
テムの制御方法を提供することができる。 As described above, according to the present invention, there is no need to store the raw material to be supplied to the reforming reaction device in a tank.
A method for controlling a hydrocarbon oil refining system without heat loss during tank storage can be provided.
図は本発明を実施したシステムの一実施例を示
すフロー図である。
８……分離塔、１１……蒸留塔、１５……改質
反応装置。
The figure is a flow diagram showing an embodiment of a system implementing the present invention. 8... Separation column, 11... Distillation column, 15... Reforming reaction device.
Claims (1)
分離塔、１以上の蒸留塔へ順次導入し、ついで改
質反応装置へ導入する炭化水素油精製システムの
制御方法において、前記改質反応装置直前の蒸留
塔の液面レベルを検出し、その液面レベルに応じ
て、その蒸留塔より前段側の塔の液面レベルを制
御するとともに、前記分離塔へ供給される原料の
供給量を制御し、前記改質反応装置への供給量を
一定に維持させることを特徴とする炭化水素油精
製システムの制御方法。 ２ 特許請求の範囲第１項において、前記原料に
は、プロパン、ブタン等を主成分ととする軽質ガ
ス成分が含まれていることを特徴とする炭化水素
油精製システムの制御方法。 ３ 特許請求の範囲第２項において、前記原料中
に含まれる軽質ガス成分の変動量に応じて、前記
分離塔へ供給される原料の供給量を制御すること
を特徴とする炭化水素油精製システムの制御方
法。[Claims] 1. A method for controlling a hydrocarbon oil refining system, in which a raw material whose main raw material is hydrocarbon oil is sequentially introduced into one or more separation columns, one or more distillation columns, and then introduced into a reforming reactor. , the liquid level in the distillation column immediately before the reforming reactor is detected, and according to the liquid level, the liquid level in the column upstream of the distillation column is controlled, and the liquid level in the column provided to the separation column is controlled. A method for controlling a hydrocarbon oil refining system, characterized in that the amount of raw material supplied to the reforming reaction device is maintained constant. 2. The method of controlling a hydrocarbon oil refining system according to claim 1, wherein the raw material contains a light gas component whose main component is propane, butane, etc. 3. A hydrocarbon oil refining system according to claim 2, characterized in that the amount of raw material supplied to the separation column is controlled in accordance with the amount of variation in light gas components contained in the raw material. control method.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP19512182A JPS5984979A (en) | 1982-11-05 | 1982-11-05 | Process for controlling hydrocarbon oil refining system |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP19512182A JPS5984979A (en) | 1982-11-05 | 1982-11-05 | Process for controlling hydrocarbon oil refining system |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5984979A JPS5984979A (en) | 1984-05-16 |
| JPS6245918B2 true JPS6245918B2 (en) | 1987-09-29 |
Family
ID=16335837
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP19512182A Granted JPS5984979A (en) | 1982-11-05 | 1982-11-05 | Process for controlling hydrocarbon oil refining system |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5984979A (en) |
Families Citing this family (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP4684684B2 (en) * | 2005-03-03 | 2011-05-18 | 出光興産株式会社 | Isopentane fractionator, method thereof, and fuel oil preparation method |
| JP6536958B2 (en) * | 2016-01-25 | 2019-07-03 | 出光興産株式会社 | Fuel oil processing system |
-
1982
- 1982-11-05 JP JP19512182A patent/JPS5984979A/en active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5984979A (en) | 1984-05-16 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2411285C2 (en) | System of control, method and device for continuous liquid-phase hydraulic processing | |
| US8303848B2 (en) | Operation method of synthesis gas reformer in GTL plant | |
| US6740226B2 (en) | Process for increasing hydrogen partial pressure in hydroprocessing processes | |
| US3972804A (en) | Control of hydrogen/hydrocarbon mole ratio in hydrogen-consuming process | |
| US3974064A (en) | Control of hydrogen/hydrocarbon mole ratio and the control system therefor | |
| CN102549111A (en) | Hydrocarbon synthesis reaction apparatus, hydrocarbon synthesis reaction system, and hydrocarbon synthesis reaction method | |
| CA2243267C (en) | Countercurrent reactor with interstage stripping of nh3 and h2s in gas/liquid contacting zones | |
| JPS6245918B2 (en) | ||
| US4234314A (en) | Guard-bed vapor bypass to overcome pressure drop in mixed-phase reactions | |
| US3595805A (en) | Steam reforming with preliminary hydrodesulfurization | |
| US4077869A (en) | Integrated coking and gasification process | |
| US9404047B2 (en) | Start-up method of hydrocarbon synthesis reaction apparatus | |
| US10273420B2 (en) | Process for hydrotreating a hydrocarbons stream | |
| US3028331A (en) | Hydrogen production in a tcc process | |
| US8722748B2 (en) | Process for producing hydrocarbons | |
| RU2782470C1 (en) | Process of naphta hydrotreatment with an adsorber for protection from sulfur compounds | |
| US4508617A (en) | Detection of catalyst by-passing in fixed bed naphtha reformer | |
| US5164074A (en) | Hydrodesulfurization pressure control | |
| US2905630A (en) | Automatic control of hydroforming and related operations | |
| US11124710B2 (en) | Naphtha hydrotreating process with sulfur guard bed having controlled bypass flow | |
| US4897181A (en) | Hydrodesulfurization pressure control | |
| EA036735B1 (en) | Process for producing a feed stream for a steam reforming plant | |
| US20220350309A1 (en) | Method and Apparatus for Controlling Reactor in Reformer | |
| JPH09110401A (en) | Control method of hydrogen producing equipment and device therefor | |
| US3111481A (en) | Low pressure reforming with oncethrough hydrogen |