RU2149172C1 - Способ обессеривания бензина - Google Patents

Способ обессеривания бензина Download PDF

Info

Publication number
RU2149172C1
RU2149172C1 RU98105409A RU98105409A RU2149172C1 RU 2149172 C1 RU2149172 C1 RU 2149172C1 RU 98105409 A RU98105409 A RU 98105409A RU 98105409 A RU98105409 A RU 98105409A RU 2149172 C1 RU2149172 C1 RU 2149172C1
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
distillation
reactor
specified
hydrogen
mercaptans
Prior art date
Application number
RU98105409A
Other languages
English (en)
Other versions
RU98105409A (ru
Inventor
Деннис ХЕРН
Томас П. ХИКИ
Original Assignee
Кемикал Рисерч энд Лайсенсинг Компани
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 Кемикал Рисерч энд Лайсенсинг Компани filed Critical Кемикал Рисерч энд Лайсенсинг Компани
Publication of RU98105409A publication Critical patent/RU98105409A/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2149172C1 publication Critical patent/RU2149172C1/ru

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
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/04—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps
    • C10G65/06—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps at least one step being a selective hydrogenation of the diolefins
    • 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
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • 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
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4087—Catalytic distillation
    • 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
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency

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)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Использование: нефтехимия. Сущность: нафту, выкипающую в пределах дистиллятного углеводородного потока, подают в первый дистилляционный реактор колонного типа, который работает как депентанизер или дегексанизер и действует как каталитическая дистилляционная структура. Образовавшиеся сульфиды, тиофены и тяжелые меркаптаны удаляют с кубовым остатком вместе. Кубовый остаток подвергают гидродесульфуризации во втором дистилляционном реакторе колонного типа, где сернистые соединения превращают в H2S и удаляют. Технический результат: сера удаляется из олефиновой части потока без значительной потери олефинов. 12 з.п. ф-лы, 5 табл., 1 ил.

Description

Изобретение относится в целом к способу удаления органических сернистых соединений из потоков дистиллята нефти. Более конкретно, это изобретение включает способ удаления меркаптанов, H2S и других сернистых соединений из потоков нафты, выкипающей в пределах дистиллятного углеводородного потока, путем реакции меркаптанов и H2S с диолефинами в потоках с образованием сульфидов, которые удаляют вместе с другими сернистыми соединениями в первой реакционной дистилляционной колонне во вторую реакционную дистилляционную колонну, где сернистые соединения подвергаются деструктивному гидрированию.
Потоки нефтяных дистиллятов содержат целый ряд органических химических соединений. В целом потоки определяют по их интервалам кипения, которые определяют их состав. Обработка потоков также влияет на состав. Например, продукты процессов каталитического крекинга или термического крекинга содержат высокие концентрации олефинов, так же как и насыщенные вещества (алканы) и полиненасыщенные вещества (диолефины). Кроме того, эти компоненты могут присутствовать в любых сочетаниях их изомеров.
Крекированная нефть, получаемая в результате каталитического крекинга, имеет относительно высокое октановое число благодаря содержащимся в ней олефиновым соединениям. В некоторых случаях эта фракция может обеспечивать почти половину бензина нефтеочистительных пулов вместе со значительной порцией октана.
Каталитически крекированная нафта (продукт в пределах кипения бензина) в настоящее время является главной частью бензиновых продуктов пулов в Соединенных Штатах и это дает большую часть серы. Примеси серы необходимо удалять, обычно путем гидрирования, чтобы привести продукт в соответствие со спецификацией или достичь согласия с требованиями к охране окружающей среды.
Наиболее обычным способом удаления сернистых соединений является гидродесульфуризация (ГДС), при которой нефтяной дистиллят пропускают над твердыми частицами катализатора, содержащими гидрирующий металл, нанесенный на носитель из оксида алюминия. Дополнительно в питатель подают большое количество водорода. Следующие уравнения иллюстрируют реакции в типичных установках ГДС:
(1) RSH + H2 ---> RH + H2S
(2) RCl + H2 ---> RH + HCl
(3) 2RH + 4H2 ---> RH + NH3
(4) ROOH + 2H2 ---> RH + H2O
Типичные условия процесса для реакций ГДС:
Температура, oC (oF) 316-416 (600-780)
Давление, атм (фунт на дюйм кв.) 41-258 (600-3000)
Скорость рецикла H2, м3 водорода/м3 нефти (станд. куб. фут/баррель) 26,7-53,4 (1500-3000)
Подача свежего H2, м3 водорода/м3 нефти (станд. куб. фут/баррель) 12,46-17,8 (700-1000)
После завершения обработки водородом продукт может быть фракционирован или просто упарен для удаления сероводорода и отбора осветленной нафты.
В дополнение к обеспечению высокооктановыми смешивающимися компонентами крекированные нафты часто используются в качестве источников олефинов в других процессах, таких как этерификация. Условия обработки водородом нефтяных фракций для удаления серы могут также вызвать насыщение некоторого количества олефиновых соединений во фракции, что приводит к снижению октанового (числа) и потере источника олефинов.
Были сделаны различные предложения для удаления серы таким образом, чтобы оставались более желательные олефины. Поскольку олефины в крекированной нафте находятся в основном в низкокипящей фракции этой нафты, а серосодержащие загрязнения имеют тенденцию концентрироваться в высококипящей фракции, самая большая часть раствора подвергалась предварительному фракционированию до обработки водородом.
Преобладающими легко- или низкокипящими сернистыми соединениями являются меркаптаны, тогда как трудно- или высококипящими соединениями являются тиофены и другие гетероциклические соединения. Отделение только путем фракционирования не может удалить меркаптаны. Однако в прошлом меркаптаны легко удаляли путем окисления, таким как способ Мерокса. Сочетание окислительного удаления меркаптанов с последующими фракционированием и обработкой водородом тяжелой фракции описано в патенте США 5320742. При окислительном удалении меркаптанов меркаптаны превращались в соответствующие дисульфиды.
Известен способ удаления серы из нафты, выкипающей в пределах дистиллятного углеводородного потока с использованием процесса дистилляции.
Одним из преимуществ данного изобретения является то, что сера удаляется из легкой олефиновой части потока в тяжелую часть потока без значительной потери олефинов. Вся сера в тяжелой части превращается в H2S путем гидродесульфуризации и легко отгоняется от углеводородов.
Краткое изложение сущности изобретения
Вкратце данное изобретение представляет собой способ удаления серы из нафты, выкипающей в пределах дистиллятного углеводородного потока с использованием процесса дистилляции, который, согласно изобретению, включает:
(а) подачу нафты, содержащей олефины, диолефины, меркаптаны и тиофены, и эффективного количества водорода в зону питания первого дистилляционного реактора колонного типа;
(б) кипение фракции указанной нафты, содержащей меркаптаны, диолефины и значительную часть указанных олефинов, в первую дистилляционную зону реакции, содержащую катализатор гидрирования на основе металла VIII группы в такой форме, чтобы он действовал как каталитически дистилляционная структура в условиях, вызывающих реакцию части указанных меркаптанов с частью диолефинов с образованием дисульфидов, а отходящий сверху перегоняемый продукт имел бы пониженное содержание меркаптана;
(в) отбор указанных сульфидов, тиофенов и тяжелых меркаптанов с высококипящей фракцией с кубовым остатком указанного первого дистилляционного реактора колонного типа;
(г) подачу указанного кубового остатка и водорода во второй дистилляционный реактор колонного типа, имеющий вторую дистилляционную реакционную зону, содержащую катализатор гидродесульфуризации, приготовленный в такой форме, чтобы действовать как каталитическая дистилляционная структура в условиях, вызывающих реакцию части указанных сульфидов, тиофенов и тяжелых меркаптанов с указанным водородом с образованием H2S;
(д) удаление указанного H2S в виде газа из головного погона указанного второго дистилляционного реактора колонного типа;
(e) выделение продукта нафты из указанного второго дистилляционного реактора колонного типа.
H2S в первом реакторе может реагировать с диолефинами аналогично меркаптанам с образованием сульфидов в тех же условиях.
Чертеж представляет собой схему технологического процесса в схематической форме для предпочтительного осуществления этого изобретения.
Обычная крекированная нафта содержит также диолефины, которые не являются желательными из-за их нестабильности при хранении.
Данный способ предпочтительно предусматривает проведение операций в первом дистилляционном реакторе колонного типа при давлении в верхней части колонны в пределах от 0 до 17 атм (от 0 до 250 фунтов на дюйм кв.) и температуре в дистилляционной реакционной зоне в пределах от 37,8 до 149oC (от 100 до 300oF), предпочтительно от 54 до 132oC (от 130 до 270oF).
Сырье и водород предпочтительно подают в дистилляционный реактор колонного типа отдельно, или они могут смешиваться до подачи. Смешанное питание подают ниже слоя катализатора или у нижнего конца этого слоя. Один водород подают ниже слоя катализатора, и поток углеводорода подают ниже слоя катализатора. Давление выбирают таким образом, чтобы поддерживать температуру слоя катализатора между 37,8oC (100oF) и 149oC (300oF).
В этих условиях в первой колонне диолефины реагируют с меркаптанами и содержащимся в них H2S с образованием сульфидов, которые могут быть отделены от низкокипящей фракции, содержащей в основном олефины. Интересно уравнение, описывающее эту реакцию:
Figure 00000002

где R, R1 и R2 независимо друг от друга выбраны из водорода и углеводородных групп, содержащих от 1 до 20 атомов углерода.
Это может быть сравнено с реакцией ГДС во второй колонне, которая потребляет водород. Только водород, использованный для удаления меркаптанов и/или сероводорода (H2S) в данном изобретении, является необходимым для поддержания катализатора в восстановленном ("гидридном") состоянии. Если происходит конкурентное гидрирование диенов, то водород может потребляться в этой реакции.
Высококипящую фракцию, содержащую сульфиды, продукты реакции и тиофеновые и гетероциклические сернистые соединения, обрабатывают затем водородом под давлением в пределах от 1,4 до менее, чем 20,4 атм (от 25 до <300 фунтов на кв. дюйм) и температуре в пределах от 204oC до 371oC (от 400 до 700oF) для превращения органических сернистых соединений в H2S, который затем удаляют путем фракционной перегонки. H2S может быть превращен в элементарную серу подходящими способами, известными в технике.
В первом примере осуществления кипящую в широких пределах крекированную нафту подают в депентанизер, который отделяет фракцию C5 и более легко кипящие компоненты от остальной нафты. Кроме того, депентанизер содержит слой подходящего катализатора, который действует в форме дистилляционной структуры и также заставляет диолефины нафты реагировать с меркаптанами с образованием сульфидов, которые имеют гораздо более высокую температуру кипения, чем C5 и легкие фракции. Эти сульфиды отделяют с остатком с низа колонны C6+, который содержит также тиофены и другие гетероциклические сернистые соединения. Легкую фракцию C5, содержащую желательные олефины, отделяют в виде головного погона, причем она практически не содержит сернистых соединений. Кроме того, диолефины могут реагировать с H2S, содержащемся в загружаемой нафте, с образованием сульфидов, что вызывает в дальнейшем осветление фракции C5.
Фракцию C6+ подают во второй дистилляционный реактор колонного типа, в который прибавляют водород, чтобы вызвать реакцию органических сернистых соединений с водородом с образованием H2S, который может быть удален путем дистилляции. Применение дистилляционного реактора колонного типа, который имеет внутри реактора конденсатор жидкости, позволяет поддерживать намного меньшее парциальное давление водорода, чем в ранее использовавшихся стандартных аппаратах для обработки водородом.
Кроме того, примененный катализатор также промотирует изомеризацию олефинов, содержащихся во фракции C6, что частично возмещает потерю октанового (числа), вызванную насыщением олефинов.
Во втором примере осуществления первый дистилляционный реактор колонного типа является скорее дегексанизером, чем депентанизером. Головной погон может содержать больше нафты и больше олефинов. Кубовый остаток может еще содержать сульфиды, тиофены и другие гетероциклические органические соединения. Первый пример осуществления предпочтителен, если головной погон используют в качестве источника при производстве третичного амилметилового эфира (ТАМЭ) или для алкилирования.
Сырье этого способа содержит серосодержащую нефтяную фракцию, которая кипит в интервале кипения бензина. Сырье этого типа содержит легкую нафту с интервалом кипения от ≈C5 до 166oC (330oF) и неразделенный поток нафты с интервалом кипения от ≈C5 до 216oC (420oF). В целом этот способ применим для продуктов каталитического крекинга, кипящих в интервале кипения нафты, поскольку они содержат желаемые олефины и нежелательные сернистые соединения. Прямой поток нафты содержит очень мало олефиновых продуктов и, если сырой источник является "кислым", очень мало серы.
Содержание серы в каталитически крекированных фракциях зависит от содержания серы в сырье, подвергающемся крекингу, так же, как и от интервала кипения фракции, выбранной в качестве сырья для этого способа. Более легко кипящие фракции имеют меньшее содержание серы, чем более высоко кипящие фракции. Первый погон нафты содержит больше всего высокооктановых олефинов, но относительно малое количество серы. Сернистыми соединениями в первом погоне являются в основном меркаптаны, типичными представителями этих соединений являются: меркаптан (т. кип. 6,11oC, 43oF), этилмеркаптан (т. кип. 37,2oC, 99oF), н-пропилмеркаптан (т. кип. 67,8oC, 154oF), изопропилмеркаптан (т. кип. 57-60oC, 135-140oF), изобутилмеркаптан (т. кип. 88oC, 190oF), трет-бутилмеркаптан (т. кип. 63,9oC, 147oF), н-бутилмеркаптан (т. кип. 97,8oC, 208oF), втор-бутилмеркаптан (т. кип. 95oC, 203oF), изоамилмеркаптан (т. кип. 121oC, 250oF), н-амилмеркаптан (т. кип. 126,1oC, 259oF), α-метилбутилмеркаптан (т. кип. 112,2oC, 234oF), α-этилпропилмеркаптан (т. кип. 145oC, 293oF), н-гексилмеркаптан (т. кип. 151,1oC, 304oF), 2-меркаптогексан (т. кип. 140oC, 284oF) и 3-меркаптогексан (т. кип. 57oC, 135oF).
Типичными диолефинами, содержащимися во фракции, кипящей в интервале C5, являются: изопрен (2-метилбута-1,3-диен), цис- и транс-пиперилены (цис- и транс-пента-1,3-диены) и незначительные количества бутадиенов.
Типичными сернистыми соединениями, содержащимися в более высококипящей фракции, являются более тяжелые меркаптаны, тиофены, сульфиды и дисульфиды.
Катализаторы, применимые в любой из реакций, использованных в этом изобретении, содержат металлы VIII группы. Как правило, металлы нанесены в виде их оксидов на носитель из оксида алюминия. В первой колонне катализаторы охарактеризованы как катализаторы гидрирования. Реакция диолефинов с сернистыми соединениями является селективной по отношению к реакции водорода с олефиновыми связями. Предпочтительными катализаторами являются палладий и/или никель или двойной слой, как показано в находящейся на рассмотрении американской патентной заявке N 08/500101 от 10 июля 1995, которая включена в описание путем ссылки, поскольку в этой колонне удаление серы проводится с намерением сохранения олефинов. Хотя обычно металлы используют в виде оксидов, могут быть применены другие формы. Никель в процессе гидрирования может быть в форме сульфида.
Во второй колонне целью является разложение сернистых соединений с образованием потока углеводородов, содержащего H2S, который легко отделим от более тяжелых компонентов. Без опасения за олефины и при необходимости проведения деструктивного гидрирования сульфидов и других сернистых соединений в этой колонне катализаторы гидродесульфуризации содержат два оксида металла, нанесенных на подложку из оксида алюминия; эти оксиды металлов выбраны из группы, состоящей предпочтительно из молибдена, кобальта, никеля, вольфрама и их смесей. Более предпочтительны в качестве катализаторов кобальт, модифицированный никелем, молибден, вольфрам и их смеси.
Катализаторы могут быть нанесены на подложку. Подложки обычно представляют собой экструдаты или сферы малого диаметра. Катализатор также может быть приготовлен в форме каталитической дистилляционной структуры. Каталитическая дистилляционная структура способна функционировать как катализатор и как среда для переноса масс. Катализатор может быть нанесен на подходящую подложку и распределен внутри колонны, чтобы действовать как каталитическая дистилляционная структура. В предпочтительном примере осуществления катализатор содержится в виде плетеной сетчатой структуры, как описано в патенте U. S. Pat. N 5266546, который дан здесь в виде ссылки. Другие каталитические дистилляционные структуры, применяемые для этой цели, описаны в патентах U. S.Patents 4731229, 5073236 и 5431890,. которые также даны здесь в виде ссылок.
Подходящим катализатором для реакции диолефинов с меркаптанами являются 0,4 вес.%-ный Pd на сферах Al2O3 (оксида алюминия) диаметром от 7 до 14 меш, выпускаемый United Catalists Inc. под маркой G-68C. Типичные физические и химические свойства этого катализатора, как указано производителем, представлены в табл. I.
Другим катализатором, применимым для реакции меркаптан-диолефин, является 58 вес. %-ный Ni на сферах из оксида алюминия размером от 8 до 14 меш, выпускаемый Calcitat под наименованием Е-475-SR. Типичные физические и химические свойства этого катализатора, как указано производителем, представлены в табл. II.
Скорость подачи водорода в реактор должна быть достаточной для поддерживания реакции, но быть ниже, чем способная вызвать захлебывание колонны, что предполагает "эффективное количество водорода" в качестве термина, использованного ниже. Обычно в первой колонне молярное отношение водорода к диолефинам и ацетиленам в сырье составляет по меньшей мере 1,0 к 1,0 и предпочтительно 2,0 к 1,0. Во второй реакционной колонне предпочтительно присутствует большее количество водорода, чтобы превращать все сернистые соединения в H2S. В расчете на серу в питании второго колонного реактора молярное отношение H2:S составляет от 10 до 1000:1.
Катализатор также катализирует селективное гидрирование полиолефинов, содержащихся в легкой крекированной нафте, и уменьшает степень изомеризации некоторых моноолефинов. Обычно относительные скорости реакций различных соединений располагаются в следующем порядке от большей к меньшей:
(1) реакция диолефинов с меркаптанами
(2) гидрирование диолефинов
(3) изомеризация моноолефинов
(4) гидрирование моноолефинов
Катализаторами, подходящими для реакции гидродесульфуризации, являются кобальт-молибденовые, никель-молибденовые и никель-вольфрамовые. Металлы обычно находятся в форме оксидов, нанесенных на нейтральную основу, такую как оксид алюминия, алюмосиликат или подобную. Металлы восстанавливаются до сульфидов либо при их применении, либо до их применения, под действием потоков, содержащих сернистые соединения. Свойства типичного катализатора гидродесульфуризации приведены в табл. III ниже.
Типичная загрузка в процесс представляет собой полный интервал нафты после жидкостного каталитического крекинга. Свойства такой нафты показаны в табл. IV ниже.
В первом дистилляционном реакторе колонного типа поддерживают давление от 0 до 17 атм (от ≈0 до 250 psig (манометрическое давление в фунтах на квадратный дюйм)) с соответствующей температурой в зоне дистилляционной реакции от 54 до 132oC (от 130 до 270oF). Парциальное давление водорода от 0,007 до 4,76 атм (от 0,1 до 70 psia (абсолютное давление в фунтах на квадратных дюйм)), более предпочтительно от 0,007 до 0,68 атм (от 0,1 до 10 psia); при парциальном давлении водорода в интервале от 0,034 до 3,4 атм (от 0,5 до 50 psia) получены оптимальные результаты.
Неожиданно во второй колонне для гидродесульфуризации требуется низкое общее давление от 1,7 до менее, чем 20,4 атм (от 25 до <300 psig) и парциальное давление водорода менее, чем 10,2 атм (менее 150 psi (фунтов на квадратный дюйм)), предпочтительно до 0,007 атм (0,1 psi), предпочтительно применение от ≈1,02 до 3,4 атм (от ≈15 до 50 psi). Температура в дистилляционной реакционной зоне составляет от 204 до 399oC (от 400 до 750oF). Водород для второго дистилляционного реактора колонного типа подают в интервале от 0,016 до 0,16 см3/г (от одного до десяти стандартных кубических футов (SCF) на фунт) загрузки. Номинальная ежечасная скорость подачи жидкости (объем жидкости загрузки на единицу объема катализатора) во вторую колонну находится в пределах 2-5.
Рассмотрим теперь схему технологического процесса, показанную на чертеже, иллюстрирующем осуществление этого изобретения. Нафту подают в первый дистилляционный реактор колонного типа 10 через линию потока 1, а эффективное количество водорода для реакции диолефин/меркаптан подают через линию потока 2. Дистилляционный реактор колонного типа 10 содержит в своем верхнем конце дистилляционную реакционную зону 11, которая содержит нанесенный на подложку палладиевый катализатор для реакции диолефин/меркаптан. При желании колонна 10 может давать фракцию C5 и легче или C6 и легче в качестве головного погона. В любом случае самая легкая фракция, содержащая наибольшее количество олефинов, улучшающих октановое (число), и меркаптаны, выкипает в дистилляционной реакционной зоне 11. В дистилляционной реакционной зоне 11 практически все меркаптаны реагируют с диолефинами с образованием высококипящих сульфидов. Нижняя часть первого дистилляционного реактора колонного типа 10 работает как удаляющая часть для отделения C6+ или C7+ продуктов от более легких компонентов. Диолефины, образующиеся в дистилляционной реакционной зоне 11, также отделяются от более легкой фракции. Продукты C6+ или C7+, содержащие сульфиды и более тяжелые соединения типа тиофена, отбирают с кубовым остатком дистилляционного реактора колонного типа 10 через линию потока 4. Рибойлер 40 и обратный подогреватель 6 служат для теплового баланса. Практически не содержащие серы фракции C5 или C6 и более легкие отбирают в качестве головного погона через линию потока 3 и конденсируют в головном конденсаторе 30. Продукт через линию потока 18 направляют по желанию либо на смешивание с бензином, либо на дальнейшую обработку. Орошение 22 включено для улучшения реакции и отделения. Рафинированный продукт отбирают через линию потока 23.
Кубовый остаток первого дистилляционного реактора колонного типа 10 подают на второй дистилляционный реактор колонного типа 20 через линию потока 5, и через линию потока 7 подают дополнительный водород для реакции гидродесульфуризации. Второй дистилляционный реактор колонного типа 20 содержит вторую дистилляционную реакционную зону 21, содержащую кобальт/молибденовый катализатор обессеривания. Во второй дистилляционной реакционной зоне 21 органические сернистые соединения (сульфиды и тиофены) реагируют с водородом с образованием H2S, который отбирают с головным погоном через линию потока 8 и который может быть легко отделен от головного погона нафты путем конденсации нафты. В случае необходимости отогнанный с легкой фракцией H2S может быть добавлен к головному продукту. И в этом случае орошение 24 использовано для лучшего взаимодействия и отделения рафинированного продукта, отбираемого через линию 25.
Кубовый остаток, отобранный через линию потока 9, характеризуется незначительным содержанием серы, как и головной погон; оба они могут быть использованы как компоненты смешения с бензином. Продукт отбирают через линию потока 16; рибойлер 50 добавлен для теплового баланса колонны 20. Одна из выгод применения дистилляционного реактора колонного типа для гидродесульфуризации состоит в том, что в нем происходит некоторая изомеризация тяжелых олефиновых соединений, которые могут снижать октановое (число) в результате насыщения моноолефинов.
Пример
Весь поток нафты после жидкостного каталитического крекинга, обладающей характеристиками, указанными выше, подают в дистилляционный реактор колонного типа диаметром 7,62 см (три дюйма), содержащий нанесенный на подложку палладиевый катализатор в верхних 6,096 м (20 футах) каталитической дистилляционной структуры и 3,048 м (10 футов) нанесенного на подложку никелевого катализатора ниже палладиевого катализатора; оба приготовлены как дистилляционные структуры по способу, описанному в U.S. patent applikation serial N 08/500101 от 10 июля 1995. Колонна работает как депентанизер с отбором в качестве головного погона C5 и более легких веществ. Кубовый остаток, отобранный из первой колонны, подают во второй дистилляционный реактор колонного типа, имеющий 7,62 см (три дюйма) в диаметре и содержащий 9,144 м (30 футов) кобальт/молибденового катализатора в виде дистилляционной структуры. Колонна работает в режиме отбора головного погона до 177oC (350oF) и отбора остатка с низа колонны. Условия и результаты приведены в табл. V.

Claims (13)

1. Способ удаления серы из нафты, выкипающей в пределах дистиллятного углеводородного потока с использованием процесса дистилляции, отличающийся тем, что он содержит следующие стадии: (а) подача нафты, содержащей олефины, диолефины, меркаптаны и тиофены, и эффективного количества водорода в зону питания первого дистилляционного реактора колонного типа; (б) кипение фракции нафты, содержащей меркаптаны, диолефины и значительные части указанных олефинов с подъемом их в первую дистилляционную реакционную зону, содержащую катализатор гидрирования на основе металлов VIII группы, приготовленный в такой форме, чтобы он действовал как каталитическая дистилляционная структура в условиях, при которых часть указанных меркаптанов реагирует с частью диолефинов с образованием сульфидов и головного погона, характеризующегося уменьшенным содержанием меркаптанов; (в) удаление указанных сульфидов, тиофенов и тяжелых меркаптанов с высококипящей фракцией - с кубовым остатком указанного первого дистилляционного реактора колонного типа; (г) подача указанного кубового остатка и водорода во второй дистилляционный реактор колонного типа, имеющий вторую дистилляционную реакционную зону, содержащую катализатор гидродесульфуризации, приготовленный в такой форме, чтобы действовать как каталитическая дистилляционная структура в условиях, при которых часть указанных сульфидов, тиофенов и тяжелых меркаптанов реагирует с указанным водородом с образованием H2S; (д) удаление указанного H2S в виде газа из головного погона указанного второго дистилляционного реактора колонного типа и (е) выделение продукта нафты из указанного второго дистилляционного реактора колонного типа.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что указанный первый дистилляционный реактор колонного типа является депентанизером и указанный головной погон содержит C5 и более легкие фракции.
3. Способ по п.1, отличающийся тем, что указанный первый дистилляционный реактор колонного типа является дегексанизером и указанный головной погон содержит C6 и более легкие фракции.
4. Способ по п. 1, отличающийся тем, что все жидкие продукты из обоих дистилляционных реакторов колонного типа объединяют для смешения с бензиновыми компонентами.
5. Способ по п.1, отличающийся тем, что первую часть олефинов, содержащихся в указанном кубовом остатке, гидрируют до алканов, а вторую часть олефинов, содержащихся в указанном кубовом остатке, изомеризуют с образованием продукта нафты из указанного второго дистилляционного реактора колонного типа, имеющегося лишь слегка пониженное октановое число.
6. Способ по п.1, отличающийся тем, что указанный катализатор гидродесульфуризации содержит оксиды двух металлов, нанесенных на основу из оксида алюминия; указанные оксиды металлов выбраны из группы, состоящей из молибдена, кобальта, никеля, вольфрама и их смесей.
7. Способ по п. 1, отличающийся тем, что общее давление в указанном первом дистилляционном реакторе колонного типа находится в пределах от 0 до 17 атм (от 0 до 250 фунтов на кв. дюйм), а общее давление в указанном втором дистилляционном реакторе колонного типа находится в пределах от 1,7 до менее чем 20,4 атм (от 25 < 300 фунтов на кв. дюйм).
8. Способ по п.7, отличающийся тем, что парциальное давление водорода в указанном втором дистилляционном реакторе колонного типа находится между 0,007 и 10,2 атм (0,1 и 150 фунтов на кв. дюйм).
9. Способ по п. 1, отличающийся тем, что температура внутри указанной первой дистилляционной реакционной зоны находится в интервале от 204 до 339oС (от 400 до 750oF).
10. Способ по п.1, отличающийся тем, что далее предусмотрено удаление головного погона из указанного второго дистилляционного реактора колонного типа и отделение H2S от указанного головного погона.
11. Способ по п. 1, отличающийся тем, что скорость подачи водорода в указанный второй дистилляционный реактор колонного типа находится в пределах от 0,016 до 0,16 см3/г (от 1 до 10 стандартных куб. футов на фунт) питания в указанный второй дистилляционный реактор колонного типа.
12. Способ по п.1, отличающийся тем, что указанный первый катализатор содержит оксид палладия на подложке.
13. Способ по п.1, отличающийся тем, что указанный первый катализатор содержит сульфид никеля на подложке.
RU98105409A 1995-08-28 1996-07-12 Способ обессеривания бензина RU2149172C1 (ru)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US08/519,736 1995-08-28
US08/519,736 US5597476A (en) 1995-08-28 1995-08-28 Gasoline desulfurization process
PCT/US1996/011645 WO1997008272A1 (en) 1995-08-28 1996-07-12 Gasoline desulfurization process

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU98105409A RU98105409A (ru) 2000-03-27
RU2149172C1 true RU2149172C1 (ru) 2000-05-20

Family

ID=24069568

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU98105409A RU2149172C1 (ru) 1995-08-28 1996-07-12 Способ обессеривания бензина

Country Status (10)

Country Link
US (1) US5597476A (ru)
EP (1) EP0854901B1 (ru)
JP (1) JP3691072B2 (ru)
KR (1) KR100403895B1 (ru)
CN (1) CN1047788C (ru)
AU (1) AU6491296A (ru)
DE (1) DE69621141T2 (ru)
ES (1) ES2176474T3 (ru)
RU (1) RU2149172C1 (ru)
WO (1) WO1997008272A1 (ru)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU182750U1 (ru) * 2018-06-20 2018-08-30 Закрытое акционерное общество "Приз" Устройство для обессеривания сырой нефти в потоке
RU2753042C2 (ru) * 2016-11-23 2021-08-11 Хальдор Топсёэ А/С Способ десульфуризации углеводородов

Families Citing this family (87)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5961815A (en) * 1995-08-28 1999-10-05 Catalytic Distillation Technologies Hydroconversion process
US6409913B1 (en) * 1996-02-02 2002-06-25 Exxonmobil Research And Engineering Company Naphtha desulfurization with reduced mercaptan formation
US5807477A (en) * 1996-09-23 1998-09-15 Catalytic Distillation Technologies Process for the treatment of light naphtha hydrocarbon streams
FR2753718B1 (fr) * 1996-09-24 1999-05-14 Procede et installation de purification d'essences brutes de craquage catalytique
US6709639B1 (en) * 1996-09-24 2004-03-23 Institut Francais Du Petrole Apparatus for purification of raw gasoline from catalytic cracking
US5837130A (en) * 1996-10-22 1998-11-17 Catalytic Distillation Technologies Catalytic distillation refining
US5863419A (en) * 1997-01-14 1999-01-26 Amoco Corporation Sulfur removal by catalytic distillation
US5894076A (en) * 1997-05-12 1999-04-13 Catalytic Distillation Technologies Process for alkylation of benzene
CN1076753C (zh) * 1998-06-25 2001-12-26 中国石油化工集团公司 一种石油馏分临氢/加氢精制工艺
US6059962A (en) * 1998-09-09 2000-05-09 Bp Amoco Corporation Multiple stage sulfur removal process
US6024865A (en) * 1998-09-09 2000-02-15 Bp Amoco Corporation Sulfur removal process
US6083378A (en) * 1998-09-10 2000-07-04 Catalytic Distillation Technologies Process for the simultaneous treatment and fractionation of light naphtha hydrocarbon streams
US6413413B1 (en) * 1998-12-31 2002-07-02 Catalytic Distillation Technologies Hydrogenation process
US6090270A (en) * 1999-01-22 2000-07-18 Catalytic Distillation Technologies Integrated pyrolysis gasoline treatment process
FR2790000B1 (fr) * 1999-02-24 2001-04-13 Inst Francais Du Petrole Procede de production d'essences a faible teneur en soufre
US6228254B1 (en) 1999-06-11 2001-05-08 Chevron U.S.A., Inc. Mild hydrotreating/extraction process for low sulfur gasoline
US6475376B2 (en) 1999-06-11 2002-11-05 Chevron U.S.A. Inc. Mild hydrotreating/extraction process for low sulfur fuel for use in fuel cells
DE60029223T2 (de) 1999-06-24 2007-05-31 Catalytic Distillation Technologies, Pasadena Verfahren zur entschwefelung einer dieselfraktion
FR2797639B1 (fr) * 1999-08-19 2001-09-21 Inst Francais Du Petrole Procede de production d'essences a faible teneur en soufre
US6231752B1 (en) * 1999-09-17 2001-05-15 Catalytic Distillation Technologies Process for the removal of mercaptans
US6500309B1 (en) 1999-12-11 2002-12-31 Peter Tung Dimensions in reactive distillation technology
US6303020B1 (en) 2000-01-07 2001-10-16 Catalytic Distillation Technologies Process for the desulfurization of petroleum feeds
US6599417B2 (en) 2000-01-21 2003-07-29 Bp Corporation North America Inc. Sulfur removal process
US6602405B2 (en) 2000-01-21 2003-08-05 Bp Corporation North America Inc. Sulfur removal process
FR2807061B1 (fr) * 2000-03-29 2002-05-31 Inst Francais Du Petrole Procede de desulfuration d'essence comprenant une desulfuration des fractions lourde et intermediaire issues d'un fractionnement en au moins trois coupes
US6576588B2 (en) 2000-04-07 2003-06-10 Catalytic Distillation Technologies Process for selective hydrogenation of alkynes and catalyst therefor
US6946068B2 (en) * 2000-06-09 2005-09-20 Catalytic Distillation Technologies Process for desulfurization of cracked naphtha
US6495030B1 (en) 2000-10-03 2002-12-17 Catalytic Distillation Technologies Process for the desulfurization of FCC naphtha
US6416658B1 (en) 2000-10-19 2002-07-09 Catalytic Distillation Technologies Process for simultaneous hydrotreating and splitting of naphtha streams
US6610197B2 (en) 2000-11-02 2003-08-26 Exxonmobil Research And Engineering Company Low-sulfur fuel and process of making
US6444118B1 (en) * 2001-02-16 2002-09-03 Catalytic Distillation Technologies Process for sulfur reduction in naphtha streams
US20040188327A1 (en) * 2001-06-20 2004-09-30 Catalytic Distillation Technologies Process for sulfur reduction in naphtha streams
US6676830B1 (en) 2001-09-17 2004-01-13 Catalytic Distillation Technologies Process for the desulfurization of a light FCC naphtha
AU2002341704A1 (en) 2001-10-15 2003-04-28 Catalytic Distillation Technologies Hydrogenation catalyst and hydrogenation process
US7090766B2 (en) * 2001-10-16 2006-08-15 Johnson Kenneth H Process for ultra low sulfur gasoline
US6824676B1 (en) * 2002-03-08 2004-11-30 Catalytic Distillation Technologies Process for the selective desulfurization of a mid range gasoline cut
CA2376700A1 (en) * 2002-03-13 2003-09-13 Irving Oil Limited Unleaded gasoline compositions
US6867338B2 (en) * 2002-03-15 2005-03-15 Catalytic Distillation Technologies Selective hydrogenation of acetylenes and dienes in a hydrocarbon stream
US6881324B2 (en) * 2002-03-16 2005-04-19 Catalytic Distillation Technologies Process for the simultaneous hydrotreating and fractionation of light naphtha hydrocarbon streams
BR0202413A (pt) 2002-06-26 2004-05-11 Petroleo Brasileiro Sa Processo de hidrodessulfurização seletiva de correntes olefìnicas
US6846959B2 (en) 2002-10-07 2005-01-25 Air Products And Chemicals, Inc. Process for producing alkanolamines
US6984312B2 (en) * 2002-11-22 2006-01-10 Catalytic Distillation Technologies Process for the desulfurization of light FCC naphtha
US20040129606A1 (en) * 2003-01-07 2004-07-08 Catalytic Distillation Technologies HDS process using selected naphtha streams
US7193114B1 (en) 2003-01-14 2007-03-20 University Of South Florida Extraction of metals by mercaptans attached to silica gel by azeotropic distillation
US20040178123A1 (en) * 2003-03-13 2004-09-16 Catalytic Distillation Technologies Process for the hydrodesulfurization of naphtha
US7122114B2 (en) * 2003-07-14 2006-10-17 Christopher Dean Desulfurization of a naphtha gasoline stream derived from a fluid catalytic cracking unit
US20050035026A1 (en) * 2003-08-14 2005-02-17 Conocophillips Company Catalytic distillation hydroprocessing
BRPI0405793B1 (pt) * 2004-03-02 2021-02-02 Catalytic Distillation Technologies processo para o tratamento de uma corrente de nafta
US7118151B2 (en) * 2004-05-07 2006-10-10 Ford Global Technologies, Llc Automotive wet trunk with drain
US7208646B2 (en) * 2004-05-14 2007-04-24 Catalytic Distillation Technologies Selective hydrogenation of butadiene
JP4482653B2 (ja) 2004-05-19 2010-06-16 独立行政法人産業技術総合研究所 接触分解ガソリンの水素化処理触媒
US7431827B2 (en) * 2004-10-27 2008-10-07 Catalytic Distillation Technologies Process for the production of low sulfur, low olefin gasoline
US20060173224A1 (en) * 2005-02-01 2006-08-03 Catalytic Distillation Technologies Process and catalyst for selective hydrogenation of dienes and acetylenes
US7638041B2 (en) * 2005-02-14 2009-12-29 Catalytic Distillation Technologies Process for treating cracked naphtha streams
US20070095725A1 (en) * 2005-10-31 2007-05-03 Catalytic Distillation Technologies Processing of FCC naphtha
US20070114156A1 (en) * 2005-11-23 2007-05-24 Greeley John P Selective naphtha hydrodesulfurization with high temperature mercaptan decomposition
US7959793B2 (en) * 2006-09-27 2011-06-14 Amarjit Singh Bakshi Optimum process for selective hydrogenation/hydro-isomerization, aromatic saturation, gasoline, kerosene and diesel/distillate desulfurization (HDS). RHT-hydrogenationSM, RHT-HDSSM
FR2908781B1 (fr) * 2006-11-16 2012-10-19 Inst Francais Du Petrole Procede de desulfuration profonde des essences de craquage avec une faible perte en indice d'octane
US7842181B2 (en) * 2006-12-06 2010-11-30 Saudi Arabian Oil Company Composition and process for the removal of sulfur from middle distillate fuels
US7780847B2 (en) * 2007-10-01 2010-08-24 Saudi Arabian Oil Company Method of producing low sulfur, high octane gasoline
US8142646B2 (en) 2007-11-30 2012-03-27 Saudi Arabian Oil Company Process to produce low sulfur catalytically cracked gasoline without saturation of olefinic compounds
US20090145808A1 (en) * 2007-11-30 2009-06-11 Saudi Arabian Oil Company Catalyst to attain low sulfur diesel
US8236172B2 (en) 2008-01-25 2012-08-07 Catalytic Distillation Technologies Process to hydrodesulfurize FCC gasoline resulting in a low-mercaptan product
US8043495B2 (en) 2008-01-25 2011-10-25 Catalytic Distillation Technologies Process to hydrodesulfurize FCC gasoline resulting in a low-mercaptan product
US7927480B2 (en) * 2008-01-29 2011-04-19 Catalytic Distillation Technologies Process for desulfurization of cracked naphtha
US8357291B2 (en) * 2008-02-11 2013-01-22 Exxonmobil Upstream Research Company Upgrading bitumen in a paraffinic froth treatment process
WO2009105749A2 (en) 2008-02-21 2009-08-27 Saudi Arabian Oil Company Catalyst to attain low sulfur gasoline
US8486258B2 (en) 2010-04-01 2013-07-16 Catalytic Distillation Technologies Gasoline hydrodesulfurization and membrane unit to reduce mercaptan type sulfur
US9005432B2 (en) 2010-06-29 2015-04-14 Saudi Arabian Oil Company Removal of sulfur compounds from petroleum stream
US8628656B2 (en) 2010-08-25 2014-01-14 Catalytic Distillation Technologies Hydrodesulfurization process with selected liquid recycle to reduce formation of recombinant mercaptans
CN102455294B (zh) * 2010-10-22 2013-12-25 中国石油化工股份有限公司 检测装置及油品中硫化氢的检测方法
US8535518B2 (en) 2011-01-19 2013-09-17 Saudi Arabian Oil Company Petroleum upgrading and desulfurizing process
CN102219653B (zh) * 2011-04-28 2013-06-12 山东东明石化集团有限公司 一种生产低硫的甲基叔丁基醚产品的方法
FR2988732B1 (fr) * 2012-03-29 2015-02-06 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydrogenation selective d'une essence
FR2993569B1 (fr) * 2012-07-17 2015-12-04 IFP Energies Nouvelles Procede de desulfuration d'une essence
FR2993570B1 (fr) * 2012-07-17 2015-12-04 IFP Energies Nouvelles Procede de production d'une essence legere basse teneur en soufre
EP2888341B1 (en) 2012-08-21 2019-12-18 Catalytic Distillation Technologies Selective hydrodesulfurization of fcc gasoline to below 10 ppm sulfur
FR2997415B1 (fr) * 2012-10-29 2015-10-02 IFP Energies Nouvelles Procede de production d'une essence a basse teneur en soufre
FR3020376B1 (fr) * 2014-04-28 2017-10-20 Ifp Energies Now Procede de production d'une essence a basse temperature en soufre et en marcaptans.
CN103436286B (zh) * 2013-07-18 2015-05-27 济南开发区星火科学技术研究院 一种汽油重馏分催化精馏加氢脱硫工艺
US9522861B2 (en) 2013-11-18 2016-12-20 Uop Llc Methods and apparatuses for producing low sulfur propane and butane
US10308883B2 (en) 2015-10-07 2019-06-04 Axens Process for desulfurizing cracked naphtha
EP3452563A1 (en) 2016-03-31 2019-03-13 SABIC Global Technologies B.V. Process for the utilization of c5 hydrocarbons with integrated pygas treatment
US10752847B2 (en) 2017-03-08 2020-08-25 Saudi Arabian Oil Company Integrated hydrothermal process to upgrade heavy oil
US10703999B2 (en) 2017-03-14 2020-07-07 Saudi Arabian Oil Company Integrated supercritical water and steam cracking process
CN109722270A (zh) * 2017-10-31 2019-05-07 中国石油化工股份有限公司 硫醇与缺电子烯的点击反应方法及其应用以及降低轻质油中硫醇和二硫醚含量的方法
US10526552B1 (en) 2018-10-12 2020-01-07 Saudi Arabian Oil Company Upgrading of heavy oil for steam cracking process

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3671603A (en) * 1970-06-10 1972-06-20 Eastman Kodak Co Butene recovery
US4123502A (en) * 1975-02-06 1978-10-31 Heinz Holter Process for the purification of gas generated in the pressure gasification of coal
US4055483A (en) * 1976-08-02 1977-10-25 Exxon Research & Engineering Co. Hydrorefining of heavy oil with hydrogen and aluminum alkyl compound
US4194964A (en) * 1978-07-10 1980-03-25 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion of hydrocarbons in reactor fractionator
US4486297A (en) * 1980-01-12 1984-12-04 Jgc Corporation Process for desulfurizing and refining hydrocarbon fraction containing large quantities of aromatic components
US4451607A (en) * 1983-01-27 1984-05-29 Phillips Petroleum Company Poly(arylene sulfide) compositions
US4471154A (en) * 1983-06-10 1984-09-11 Chevron Research Company Staged, fluidized-bed distillation-reactor and a process for using such reactor
DE3574937D1 (de) * 1985-05-14 1990-02-01 Sulzer Ag Reaktor zum durchfuehren von heterogenen, katalysierten chemischen reaktionen.
US4676887A (en) * 1985-06-03 1987-06-30 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline
CN1003086B (zh) * 1985-11-25 1989-01-18 安徽省人防工程设计科研所 储能注浆技术及比例注浆器
US4690806A (en) * 1986-05-01 1987-09-01 Exxon Research And Engineering Company Removal of sulfur from process streams
US4827076A (en) * 1987-07-16 1989-05-02 Union Oil Company Of California Desulfurization and isomerization of N-paraffins
US4897175A (en) * 1988-08-29 1990-01-30 Uop Process for improving the color and color stability of a hydrocarbon fraction
US4990242A (en) * 1989-06-14 1991-02-05 Exxon Research And Engineering Company Enhanced sulfur removal from fuels
US4941968A (en) * 1989-07-28 1990-07-17 Betz Laboratories, Inc. Method for inhibiting gum formation in liquid hydrocarbon mediums
US5073236A (en) * 1989-11-13 1991-12-17 Gelbein Abraham P Process and structure for effecting catalytic reactions in distillation structure
US5154817A (en) * 1990-05-24 1992-10-13 Betz Laboratories, Inc. Method for inhibiting gum and sediment formation in liquid hydrocarbon mediums
US5348641A (en) * 1991-08-15 1994-09-20 Mobil Oil Corporation Gasoline upgrading process
US5346609A (en) * 1991-08-15 1994-09-13 Mobil Oil Corporation Hydrocarbon upgrading process
US5320742A (en) * 1991-08-15 1994-06-14 Mobil Oil Corporation Gasoline upgrading process
US5322615A (en) * 1991-12-10 1994-06-21 Chevron Research And Technology Company Method for removing sulfur to ultra low levels for protection of reforming catalysts
US5266546A (en) * 1992-06-22 1993-11-30 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation machine
US5321163A (en) * 1993-09-09 1994-06-14 Chemical Research & Licensing Company Multi-purpose catalytic distillation column and eterification process using same
US5431890A (en) * 1994-01-31 1995-07-11 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation structure
SA95160068B1 (ar) * 1994-12-13 2006-05-28 كيميكال ريسيرتش اند ليسنسنج كومباني عملية لإزالة المركبتانات mercaptans وكبرتيد هيدروجين hydrogen sulfide من تيارات هيدروكربون hydrocarbon

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2753042C2 (ru) * 2016-11-23 2021-08-11 Хальдор Топсёэ А/С Способ десульфуризации углеводородов
RU182750U1 (ru) * 2018-06-20 2018-08-30 Закрытое акционерное общество "Приз" Устройство для обессеривания сырой нефти в потоке

Also Published As

Publication number Publication date
ES2176474T3 (es) 2002-12-01
KR19990044253A (ko) 1999-06-25
KR100403895B1 (ko) 2004-03-20
CN1193991A (zh) 1998-09-23
CN1047788C (zh) 1999-12-29
US5597476A (en) 1997-01-28
JP2001519834A (ja) 2001-10-23
EP0854901B1 (en) 2002-05-08
WO1997008272A1 (en) 1997-03-06
JP3691072B2 (ja) 2005-08-31
EP0854901A1 (en) 1998-07-29
AU6491296A (en) 1997-03-19
DE69621141D1 (de) 2002-06-13
DE69621141T2 (de) 2002-12-12
EP0854901A4 (en) 1999-07-14

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2149172C1 (ru) Способ обессеривания бензина
TWI267550B (en) Process for the desulfurization of FCC naphtha
US5595634A (en) Process for selective hydrogenation of highly unsaturated compounds and isomerization of olefins in hydrocarbon streams
AU2003303873B2 (en) Process for the production of low benzene gasoline
EP1218469A1 (en) Process for the removal of mercaptans
US7351327B2 (en) Process for the selective desulfurization of a mid range gasoline cut
RU2330874C2 (ru) Способ одновременной гидроочистки и фракционирования потоков углеводородов легкой нафты
AU2006312301B2 (en) Processing of FCC naphtha
EP1190017A1 (en) Process for the desulfurization of a diesel fraction
KR20020068360A (ko) 수소탈황 방법
EP0842242B1 (en) Hydrodesulfurization process
US7090766B2 (en) Process for ultra low sulfur gasoline
US6984312B2 (en) Process for the desulfurization of light FCC naphtha
CA2230793C (en) Gasoline desulfurization process