RU2315029C1 - Process for producing dearomatized component from reformat of gasoline fraction for production of petroleum solvents - Google Patents
Process for producing dearomatized component from reformat of gasoline fraction for production of petroleum solvents Download PDFInfo
- Publication number
- RU2315029C1 RU2315029C1 RU2006113982/04A RU2006113982A RU2315029C1 RU 2315029 C1 RU2315029 C1 RU 2315029C1 RU 2006113982/04 A RU2006113982/04 A RU 2006113982/04A RU 2006113982 A RU2006113982 A RU 2006113982A RU 2315029 C1 RU2315029 C1 RU 2315029C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- aromatic hydrocarbons
- gasoline
- extraction
- extractant
- selective extractant
- Prior art date
Links
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, а именно к способам получения экстракционного деароматизированного компонента из риформата бензиновой фракции, и может быть использовано для производства нефтяных растворителей, например гексановых.The invention relates to the refining and petrochemical industries, and in particular to methods for producing an extraction dearomatized component from a gasoline fraction reformate, and can be used to produce petroleum solvents, for example, hexane.
Известно, что ароматические углеводороды, в частности присутствующий в исходном сырье бензол, образуют с нормальным гексаном, являющимся основным компонентом экстракционного бензина, азеотропную смесь, которая не поддается разделению физическими методами и выкипает в пределах температур кипения экстракционного бензина. Это обстоятельство приводит к увеличению содержания бензола в конечном продукте по сравнению с его содержанием в исходном сырье. Исходя из этого, содержание бензола в сырье для производства гексановых растворителей должно быть не менее, чем в два раза ниже по сравнению с его содержанием в растворителе. В противном случае невозможно получить качественный гексановый растворитель, пригодный для промышленного использования.It is known that aromatic hydrocarbons, in particular benzene present in the feedstock, form an azeotropic mixture with normal hexane, which is the main component of extraction gasoline, which cannot be separated by physical methods and boils away within the boiling point of extraction gasoline. This circumstance leads to an increase in the benzene content in the final product compared to its content in the feedstock. Based on this, the benzene content in the feedstock for the production of hexane solvents should be no less than two times lower than its content in the solvent. Otherwise, it is impossible to obtain a high-quality hexane solvent suitable for industrial use.
Как показала практика (см., например, Стекольщиков М.Н. Углеводородные растворители/ Справочник. - М.: Химия, 1986), производство гексанового растворителя из бензиновых фракций первичной переработки различных сортов нефти и газового конденсата является неперспективным, так как содержание ароматических углеводородов в данном сырье, в частности бензола, превышает допустимое значение в 20-50 раз, а содержание серы - в 200-600 раз. Последующая очистка сырья известными способами, например гидроочистка или адсорбция, требует значительных энергетических затрат, что делает такое производство нефтяных гексановых растворителей экономически невыгодным.As practice has shown (see, for example, Stekolshchikov MN Hydrocarbon solvents / Handbook. - M .: Chemistry, 1986), the production of hexane solvent from gasoline fractions of the primary processing of various grades of oil and gas condensate is unpromising, since the content of aromatic hydrocarbons in this raw material, in particular benzene, exceeds the permissible value by 20-50 times, and the sulfur content is 200-600 times. Subsequent purification of raw materials by known methods, for example hydrotreating or adsorption, requires significant energy costs, which makes such a production of petroleum hexane solvents economically disadvantageous.
Известен способ получения деароматизированного компонента из риформата бензиновой фракции для производства нефтяных растворителей (см. Установка каталитического риформинга с экстракцией ароматических углеводородов ЛГ-35-8/300Б// Химические продукты и производства России и СНГ; Справочник. - //www.csnt.ru/p6/Samp-r.HTM), включающий проведение одноступенчатой противоточной экстракции ароматических углеводородов жидким селективным экстрагентом и последующую экстрактивную ректификацию полученной экстрактной фазы путем отгонки ароматических углеводородов посредством технологического водяного пара в присутствии насыщенного селективного экстрагента, в котором выпаривание воды осуществляют посредством энергетического водяного пара. При этом полученный после экстрактивной ректификации ненасыщенный углеводород и бензин-рециркулят направляют на стадию экстракции. В качестве селективного экстрагента используют 93%-ный водный раствор диэтиленгликоля, который подают на стадию экстракции при температуре 150°С. В качестве теплоносителя для получения технологического водяного пара используют насыщенный диэтиленглиголь, а технологический водяной пар подают на экстрактивную ректификацию с температурой 115°С. Перед подачей бензина-рециркулята на стадию экстракции его нагревают до температуры 150°С. В качестве теплоносителя для нагрева бензина-рециркулята используют энергетический водяной пар.A known method of producing a dearomatized component from reformate of a gasoline fraction for the production of petroleum solvents (see Installation of catalytic reforming with the extraction of aromatic hydrocarbons LG-35-8 / 300B // Chemical products and manufactures in Russia and the CIS; Reference book. - //www.csnt.ru /p6/Samp-r.HTM), including a single-stage countercurrent extraction of aromatic hydrocarbons with a liquid selective extractant and subsequent extractive rectification of the obtained extract phase by distillation of aromatic hydrocarbons Orod via process water vapor in the presence of saturated selective extractant in which the water evaporation is carried out by energy of steam. In this case, the unsaturated hydrocarbon and gasoline recycle obtained after extractive rectification are sent to the extraction stage. As a selective extractant, a 93% aqueous diethylene glycol solution is used, which is fed to the extraction stage at a temperature of 150 ° C. Saturated diethylene glycol is used as a heat carrier for producing process water vapor, and process water is fed to extractive distillation at a temperature of 115 ° C. Before feeding the recycle gasoline to the extraction stage, it is heated to a temperature of 150 ° C. Energy carrier water is used as a heat carrier for heating gasoline-recirculate.
Недостатками известного способа являются:The disadvantages of this method are:
- низкое качество рафината бензольного риформинга вследствие осуществления процесса экстракции при высоких температурах, что приводит к образованию паровых пробок низкокипящих углеводородов, затрудняющих процесс экстракции и обуславливающих поддержание высокого рабочего давления для снижения парообразования, и, как следствие, к нестабильному перетоку насыщенного диэтиленгликоля на стадию экстрактивной ректификации. Нестабильность параметров насыщенного диэтиленгликоля, являющегося теплоносителем для получения технологического водяного пара, в свою очередь, приводит к нестабильности процесса экстрактивной ректификации и последующему снижению температуры выхода экстракта и бензина-рециркулята, а также к увеличению содержания неотпаренных ароматических углеводородов в ненасыщенном диэтиленглиголе, что также снижает эффективность процесса экстракции;- low quality of the benzene reforming raffinate due to the extraction process at high temperatures, which leads to the formation of steam plugs of low-boiling hydrocarbons that impede the extraction process and maintain a high working pressure to reduce vaporization, and, as a result, unstable flow of saturated diethylene glycol to the stage of extractive rectification . The instability of the parameters of saturated diethylene glycol, which is a coolant for the production of process water vapor, in turn, leads to instability of the extractive distillation process and a subsequent decrease in the yield temperature of the extract and gasoline-recycle, as well as to an increase in the content of unpaired aromatic hydrocarbons in unsaturated diethylene glycol, which also reduces the efficiency extraction process;
- повышенные энергозатраты, связанные с малым отбором тепла от рафината бензольного риформинга, выходящего после стадии экстракции с температурой 150°С, а также в связи с необходимостью подогрева до температуры 150°С бензина-рециркулята для подачи его на стадию экстракции и использованием для нагрева энергетического водяного пара.- increased energy costs associated with low heat removal from the benzene reforming raffinate, leaving after the extraction stage with a temperature of 150 ° C, and also due to the need to heat gasoline-recycle to a temperature of 150 ° C to feed it to the extraction stage and use energy to heat it water vapor.
Известен способ получения деароматизированного компонента из продукта вторичной переработки нефти - риформата бензиновой фракции для производства нефтяных растворителей (см. патент RU № 2256691, МПК 7 C10G 53/04, C10G 21/00), включающий проведение жидкостной многоступенчатой противоточной экстракции ароматических углеводородов из риформата каталитической фракции жидким селективным экстрагентом - сульфоланом с содержанием 0,2-2,0 мас.% воды с последующей экстрактивно-азеотропной ректификацией полученной экстрактной фазы в присутствии сульфолана и высокооктанового алифатического спирта, преимущественно этанола.There is a method of producing a dearomatized component from an oil refining product — a gasoline fraction reformate for the production of petroleum solvents (see patent RU No. 2256691, IPC 7 C10G 53/04, C10G 21/00), comprising carrying out multi-stage liquid countercurrent extraction of aromatic hydrocarbons from catalytic reformate fractions with a liquid selective extractant - sulfolane with a content of 0.2-2.0 wt.% water, followed by extractive-azeotropic distillation of the obtained extract phase in the presence of sulfolane and sokooktanovogo aliphatic alcohol, preferably ethanol.
Недостатками известного способа являются большие энергетические затраты, обусловленные проведением многоступенчатой, не менее, чем в пяти экстракционных колоннах, экстракции ароматических углеводородов из риформата каталитической фракции и циркуляцией исходных компонентов между упомянутыми колоннами, а также значительное удорожание этого способа вследствие использования в процессе отгонки высооктанового алифатического спирта. При этом содержание ароматических углеводородов и бензола в деароматизированном компоненте - рафинате бензольного риформинга - составляет 15,9 и 0,1 мас.% соответственно, что в несколько раз превышает допускаемые значения для сырья нефтяных гексановых растворителей.The disadvantages of this method are the high energy costs due to multi-stage, at least five extraction columns, extraction of aromatic hydrocarbons from the reformate of the catalytic fraction and circulation of the starting components between the columns, as well as a significant increase in the cost of this method due to the use of high-octane aliphatic alcohol in the distillation process . The content of aromatic hydrocarbons and benzene in the dearomatized component - benzene reforming raffinate - is 15.9 and 0.1 wt.%, Respectively, which is several times higher than the permissible values for the raw materials of petroleum hexane solvents.
В основу изобретения поставлена задача создания такого способа получения деароматизированного компонента из риформата бензиновой фракции для производства нефтяных бензинов, в котором за счет изменения технологической схемы тепловых потоков процесса и использования иных теплоносителей для получения технологического водяного пара и для нагрева бензина-рециркулята обеспечивается повышение качества конечного продукта - рафината бензольного риформинга - при одновременном снижении энергоемкости процесса.The basis of the invention is the task of creating such a method for producing a dearomatized component from a reformate of a gasoline fraction for the production of petroleum gasoline, in which, by changing the process flow diagram of heat flows of the process and using other coolants to produce process water vapor and to heat the recycle gasoline, the quality of the final product is improved - benzene reforming raffinate - while reducing the energy intensity of the process.
Поставленная задача решается тем, что в способе получения деароматизированного компонента из риформата бензиновой фракции для производства нефтяных растворителей, включающем противоточную экстракцию ароматических углеводородов жидким селективным экстрагентом с отделением деароматизованного компонента - рафината и последующую экстрактивную ректификацию полученной экстрактной фазы путем отгонки ароматических углеводородов, согласно изобретению в качестве жидкого селективного экстрагента используют диэтиленгликоль или триэтиленгликоль, противоточную экстракцию проводят при температуре 125-140°С, экстрактивную ректификацию осуществляют посредством технологического водяного пара в присутствии насыщенного селективного экстрагента, в котором выпаривание воды производят посредством энергетического водяного пара, после проведения экстрактивной ректификации ненасыщенный селективный экстрагент и бензин-рециркулят направляют на стадию экстракции, при этом до направления на стадию экстракции ненасыщенный селективный экстрагент используют в качестве теплоносителя для получения технологического водяного пара, а в качестве теплоносителя для нагрева бензина-рециркулята до температуры 80-130°С используют конденсат энергетического водяного пара.The problem is solved in that in a method for producing a dearomatized component from a gasoline fraction reformate for the production of petroleum solvents, comprising countercurrent extraction of aromatic hydrocarbons with a liquid selective extractant with separation of the dearomatized component - raffinate and subsequent extractive rectification of the obtained extract phase by distillation of aromatic hydrocarbons according to the invention as liquid selective extractant using diethylene glycol or triethyl nglycol, countercurrent extraction is carried out at a temperature of 125-140 ° C, extractive distillation is carried out by means of technological water vapor in the presence of saturated selective extractant, in which water is evaporated by means of energetic water vapor, after extractive distillation, unsaturated selective extractant and gasoline-recycle are sent to the stage extraction, while prior to being sent to the extraction stage, an unsaturated selective extractant is used as a coolant spruce to obtain process water vapor, and condensate of energy steam is used as a heat carrier for heating gasoline-recirculate to a temperature of 80-130 ° C.
Для повышения поглощающей способности и селективности экстрагента в качестве жидкого селективного экстрагента используют диэтиленгликоль или триэтиленгликоль с содержанием воды 6-8% мас.To increase the absorption capacity and selectivity of the extractant, diethylene glycol or triethylene glycol with a water content of 6-8% by weight is used as a liquid selective extractant.
Экстрактивную ректификацию осуществляют посредством технологического водяного пара при температуре 118-135°С.Extractive distillation is carried out by means of technological water vapor at a temperature of 118-135 ° C.
Использование в заявляемом способе в качестве теплоносителя для получения технологического водяного пара насыщенного селективного экстрагента снижает температуру последнего при подаче его на стадию экстракции. Такое снижение температуры селективного экстрагента позволяет, во-первых, стабилизировать процесс экстракции путем исключения паровых пробок и снижения рабочего давления в процессе экстракции и, во-вторых, позволяет повысить температуру технологического водяного пара, подаваемого на операцию экстрактивной ректификации. Проведение операций экстракции и экстрактивной ректификации при стабильных условиях и осуществление экстрактивной ректификации при более высоких температурах обеспечивают значительное повышение качества сырья для нефтяных растворителей - рафината бензольного риформинга - по сравнению с качеством сырья по способу-прототипу:Use in the inventive method as a coolant to obtain process water vapor saturated selective extractant reduces the temperature of the latter when it is fed to the extraction stage. Such a decrease in the temperature of the selective extractant allows, firstly, to stabilize the extraction process by eliminating steam plugs and reducing the working pressure in the extraction process, and, secondly, to increase the temperature of the process water vapor supplied to the extractive distillation operation. Carrying out the operations of extraction and extractive distillation under stable conditions and the implementation of extractive distillation at higher temperatures provide a significant improvement in the quality of raw materials for petroleum solvents - benzene reforming raffinate - in comparison with the quality of raw materials according to the prototype method:
содержание ароматических углеводородов снижается с 2,00% мас. до 0,65-0,85% мас., содержание бензола - с 0,10 % мас. до 0,05-0,07% мас., содержание толуола с 3,5% мас. до 0,60-0,78% мас. Качество экстракта, полученного по предлагаемому способу, позволяет получить бензол с температурой кристаллизации до 5,5°С, при этом содержание основного вещества составляет 99,98% мас., что свидетельствует о существенном снижении примесей в бензоле, полученном заявляемым способом.the content of aromatic hydrocarbons is reduced from 2.00% wt. up to 0.65-0.85% wt., benzene content - from 0.10% wt. up to 0.05-0.07% wt., toluene content with 3.5% wt. up to 0.60-0.78% wt. The quality of the extract obtained by the proposed method allows to obtain benzene with a crystallization temperature of up to 5.5 ° C, while the content of the basic substance is 99.98% wt., Which indicates a significant reduction in impurities in benzene obtained by the claimed method.
Повышение качества конечных продуктов достигается при одновременном снижении энергоемкости процесса до 10% за счет использования в предлагаемом способе для получения технологического водяного пара тепла насыщенного экстрагента и использования в качестве теплоносителя для нагревания бензина-рециркулята конденсата энергетического пара.Improving the quality of the final products is achieved while reducing the energy intensity of the process up to 10% due to the use of saturated extractant heat in the proposed method for producing process water vapor and using energy vapor condensate as a heating medium for heating gasoline-recirculated.
При этом предлагаемый способ, в отличие от способа-прототипа, обеспечивает получение конечных продуктов при одноступенчатой экстракции ароматических углеводородов.At the same time, the proposed method, in contrast to the prototype method, provides final products for single-stage extraction of aromatic hydrocarbons.
Заявляемый способ получения деароматизированного компонента из риформата бензиновой фракции для получения нефтяных растворителей поясняется представленным чертежом.The inventive method for producing a dearomatized component from reformate of a gasoline fraction for producing petroleum solvents is illustrated by the presented drawing.
В нижнюю часть экстракционной колонны 1 подают исходное сырье - риформат бензиновой фракции, а в верхнюю часть через теплообменник 2 - водный раствор селективного ненасыщенного ароматическими углеводородами экстрагента. В нижнюю часть экстрактивной колонны 1 ниже ввода исходного сырья подают бензин-рециркулят. В результате происходит селективная противоточная жидкостная экстракция экстрагентом ароматических углеводородов, находящихся в смеси с парафиновыми углеводородами. После многократного смешения исходного сырья с экстрагентом ароматические углеводороды поглощаются им и выводятся из нижней части экстракционной колонны 1, а рафинат бензольного риформинга выводится из верхней части колонны 1. Далее полученный деароматизированный компонент охлаждают (не показано) и отстаивают от унесенного им экстрагента, после чего последний промывают и направляют на стадию получения нефтяного гексанового растворителя, а полученный после отстоя экстрагент подают на циркуляцию,In the lower part of the extraction column 1, the feedstock is reformed, the gasoline fraction is reformatted, and in the upper part, through the heat exchanger 2, is an aqueous solution of a selective extractant unsaturated with aromatic hydrocarbons. Gasoline recycle is fed to the lower part of the extractive column 1 below the input of the feedstock. As a result, selective countercurrent liquid extraction by the extractant of aromatic hydrocarbons mixed with paraffin hydrocarbons occurs. After multiple mixing of the feedstock with the extractant, aromatic hydrocarbons are absorbed by it and removed from the lower part of the extraction column 1, and the benzene reforming raffinate is removed from the upper part of the column 1. Next, the obtained dearomatized component is cooled (not shown) and separated from the entrained extractant, after which the last washed and sent to the stage of obtaining petroleum hexane solvent, and the extractant obtained after sludge is fed to the circulation,
Насыщенный ароматическими углеводородами экстрагент под давлением системы направляют в верхнюю часть ректификационной колонны 3 - камеру однократного испарения 4, в которой поддерживают давление, равное упругости пара извлеченных ароматических углеводородов. Одновременно в теплообменник 2 подают циркуляционную воду, которая в результате теплообмена с ненасыщенным экстрагентом образует технологический водяной пар. Технологический водяной пар подают в среднюю часть ректификационной колонны 3. При этом для обеспечения необходимого теплового баланса в ректификационной колонне 3 используют тепло энергетического водяного пара: энергетический водяной пар поступает в теплообменник 5, в котором отдает свое тепло ненасыщенному экстрагенту, перетекающему из нижней части ректификационной колонны 3. Последний, после выпаривания воды посредством энергетического водяного пара, возвращается обратно в нижнюю часть ректификационной колонны 3.The extractant saturated with aromatic hydrocarbons under pressure of the system is directed to the upper part of the distillation column 3 — a single evaporation chamber 4, in which a pressure equal to the vapor pressure of the extracted aromatic hydrocarbons is maintained. At the same time, circulating water is supplied to the heat exchanger 2, which forms technological water vapor as a result of heat exchange with an unsaturated extractant. Technological water vapor is fed into the middle part of the distillation column 3. At the same time, heat of energy steam is used in the distillation column 3 to provide the necessary heat balance: energy water vapor enters the heat exchanger 5, in which it transfers its heat to the unsaturated extractant flowing from the bottom of the distillation column 3. The latter, after evaporation of water by means of energy water vapor, returns back to the lower part of distillation column 3.
Из камеры испарения 4 насыщенный ароматическими углеводородами экстрагент через регулирующий клапан (не показан) подают в ректификационную колонну 3, где с помощью "острого" технологического водяного пара отпаривают экстракт и бензин-рециркулят.From the evaporation chamber 4, the extractant saturated with aromatic hydrocarbons is supplied through a control valve (not shown) to the distillation column 3, where the extract and the gasoline are recirculated using the “sharp” process water vapor.
Отпаренные ароматические углеводороды выводят из ректификационной колонны 3 двумя потоками:The steamed aromatic hydrocarbons are removed from the distillation column 3 in two streams:
- первый поток: легкую фракцию насыщенного ароматическими углеводородами экстракта в смеси с водяным паром выводят из верхней части ректификационной колонны 3, объединяют с парами ароматических углеводородов, выходящих из камеры испарения 4 и после конденсации и охлаждения в теплообменнике 6 подают в водоотделитель 7, где происходит ее разделение на два слоя - бензин-рециркулят и водяной.- first stream: a light fraction of the extract saturated with aromatic hydrocarbons in a mixture with water vapor is removed from the upper part of the distillation column 3, combined with aromatic hydrocarbon vapors leaving the evaporation chamber 4 and after condensation and cooling in the heat exchanger 6 is fed to the water separator 7, where it separation into two layers - gasoline-recycle and water.
Бензин-рециркулят подают в теплообменник 8, в котором происходит его нагрев конденсатом энергетического водяного пара: энергетический водяной пар подают в теплообменник 8, в котором в результате его охлаждения образуется конденсат упомянутого пара с температурой порядка 160°С, который нагревает бензин-рециркулят до температуры 80-130°С. Далее нагретый бензин-рециркулят возвращают в нижнюю часть экстракционной колонны 1 для «выдавливания» парафинов из насыщенного экстрагента.The gasoline recycle is fed into the heat exchanger 8, in which it is heated by the condensate of energy water vapor: energy water steam is fed into the heat exchanger 8, in which, as a result of its cooling, condensate of the mentioned steam is formed with a temperature of about 160 ° C, which heats the gasoline recycle to a temperature 80-130 ° C. Next, the heated gasoline-recycle is returned to the lower part of the extraction column 1 to “squeeze” paraffins from the saturated extractant.
- второй поток: из средней части ректификационной колонны 3 выводят смесь паров воды и ароматических углеводородов, которую после конденсации и охлаждения в теплообменнике 9 подают в водоотделитель 10, где разделяют на два слоя - углеводородный (экстракт) и водяной. Экстракт забирают на отмывку от унесенного экстрагента, а затем - на стадию получения ароматических углеводородов, т.е. на блок четкой ректификации.- second stream: from the middle part of the distillation column 3, a mixture of water vapor and aromatic hydrocarbons is removed, which, after condensation and cooling in the heat exchanger 9, is fed to the water separator 10, where it is divided into two layers - hydrocarbon (extract) and water. The extract is taken for washing from the entrained extractant, and then to the stage of production of aromatic hydrocarbons, i.e. to a block of clear rectification.
Водяные слои от первого и второго потоков выводят в кольцо циркуляционной воды и далее подают в теплообменник 2 на получение технологического водяного пара. Освобожденный от ароматических углеводородов водный раствор экстрагента насосом 11 отбирают из нижней части ректификационной колонны 3, охлаждают в теплообменнике 2 и подают в верхнюю часть экстракционной колонны 1.Water layers from the first and second streams are discharged into the circulation water ring and then fed to the heat exchanger 2 to obtain process water vapor. An aqueous solution of the extractant freed from aromatic hydrocarbons by a pump 11 is taken from the bottom of the distillation column 3, cooled in a heat exchanger 2, and fed to the top of the extraction column 1.
Часть раствора ненасыщенного экстрагента - 1-2% - подают на регенерацию.Part of the unsaturated extractant solution - 1-2% - is fed to regeneration.
Пример 1.Example 1
В нижнюю часть экстракционной колонны 1 подают исходное сырье - риформат бензиновой фракции (стабильный катализат риформинга), который получают из фракции 62-105 при разгонке первичного бензина на установках первичной переработки смеси нефти сорта "Urals" и восточно-украинских нефтей, используемых на Кременчугском нефтеперерабатывающем заводе ЗАО «Укртатнафта». Состав исходного сырья, % мас.: бензол - 8-11, толуол - 19-25, арены C8 - 0,1, арены С9 - 1,5, насыщенные ароматические углеводороды - остальное. Подачу исходного сырья осуществляют при температуре 80°С. Расход исходного сырья составляет 30 т/ч. Расход бензина-рециркулята составляет 30 т/ч. В верхнюю часть экстракционной колонны подают диэтиленгликоль при температуре 130°С с содержанием воды 8% мас. и соотношением диэтиленгликоль - исходное сырье 13:1. Процесс экстракции ароматических углеводородов диэтиленгликолем проводят при температуре 130°С и рабочем давлении 1,0 мПа. После экстракции рафинат бензольного риформинга выводится из верхней части колонны 1, а насыщенный ароматическими углеводородами диэтиленгликоль под давлением системы подают в верхнюю часть ректификационной колонны 3 - камеру однократного испарения 4, в которой поддерживают давление, равное упругости пара извлеченных ароматических углеводородов. Одновременно в теплообменник 2 подают циркуляционную воду, которая в результате теплообмена с ненасыщенным диэтиленгликолем образует технологический водяной пар. Технологический водяной пар при температуре 118°С подают в среднюю часть ректификационной колонны 3. При этом для обеспечения необходимого теплового баланса в ректификационной колонне 3 используют тепло энергетического водяного пара: энергетический водяной пар поступает в теплообменник 5, в котором отдает свое тепло ненасыщенному экстрагенту, перетекающему из нижней части ректификационной колонны 3. Последний, после выпаривания воды посредством энергетического водяного пара, возвращается обратно в нижнюю часть ректификационной колонны 3. Из камеры испарения 4 насыщенный ароматическими углеводородами экстрагент через регулирующий клапан (не показан) подают в ректификационную колонну 3, где с помощью "острого" технологического водяного пара отпаривают экстракт и бензин-рециркулят.The feedstock reformate (stable reforming catalyst) is supplied to the lower part of extraction column 1, which is obtained from fraction 62-105 when primary gas is distilled at primary processing plants of a mixture of Urals oil and East Ukrainian oils used at the Kremenchug oil refinery plant of Ukrtatnafta CJSC. The composition of the feedstock, wt.%: Benzene - 8-11, toluene - 19-25, arenas C 8 - 0.1, arenas C 9 - 1.5, saturated aromatic hydrocarbons - the rest. The supply of raw materials is carried out at a temperature of 80 ° C. The feedstock consumption is 30 t / h. The consumption of recycle gasoline is 30 t / h. In the upper part of the extraction column is fed diethylene glycol at a temperature of 130 ° C with a water content of 8% by weight. and the ratio of diethylene glycol - feedstock 13: 1. The process of extraction of aromatic hydrocarbons with diethylene glycol is carried out at a temperature of 130 ° C and a working pressure of 1.0 MPa. After extraction, the benzene reforming raffinate is discharged from the upper part of column 1, and diethylene glycol saturated with aromatic hydrocarbons is fed under pressure to the upper part of distillation column 3 — a single evaporation chamber 4, in which the pressure equal to the vapor pressure of the extracted aromatic hydrocarbons is maintained. At the same time, circulating water is supplied to the heat exchanger 2, which, as a result of heat exchange with unsaturated diethylene glycol, forms process water vapor. Technological water vapor at a temperature of 118 ° C is fed into the middle part of distillation column 3. At the same time, heat of energy steam is used in the distillation column 3 to provide the necessary heat balance: energy water vapor enters heat exchanger 5, in which it transfers its heat to the unsaturated extractant flowing from the bottom of the distillation column 3. The latter, after evaporation of water by means of energy water vapor, returns back to the bottom of the distillation columns 3. From the evaporation chamber 4, the extractant saturated with aromatic hydrocarbons is fed through a control valve (not shown) to distillation column 3, where the extract and gasoline are recovered using “sharp” process water vapor.
Отпаренные ароматические углеводороды выводят из ректификационной колонны 3 двумя потоками:The steamed aromatic hydrocarbons are removed from the distillation column 3 in two streams:
- первый поток: легкую фракцию насыщенного ароматическими углеводородами экстракта в смеси с водяным паром выводят из верхней части ректификационной колонны 3, объединяют с парами ароматических углеводородов, выходящих из камеры испарения 4, и после конденсации и охлаждения в теплообменнике 6 подают в водоотделитель 7, где происходит ее разделение на два слоя - бензин-рециркулят и водяной.- first stream: a light fraction of the extract saturated with aromatic hydrocarbons in a mixture with water vapor is removed from the upper part of the distillation column 3, combined with aromatic hydrocarbon vapors leaving the evaporation chamber 4, and after condensation and cooling in the heat exchanger 6 are fed to the water separator 7, where its separation into two layers - gasoline-recycle and water.
Бензин-рециркулят подают в теплообменник 8, в котором происходит его нагрев до температуры 125°С конденсатом энергетического водяного пара: энергетический водяной пар подают в теплообменник 8, в котором в результате его охлаждения образуется конденсат упомянутого пара с температурой порядка 160°С, который нагревает бензин-рециркулят до температуры 125°С. Далее нагретый бензин-рециркулят возвращают в нижнюю часть экстракционной колонны 1 для «выдавливания» парафинов из насыщенного экстрагента.The gasoline-recycle is fed into the heat exchanger 8, in which it is heated to a temperature of 125 ° C by the condensate of energy water vapor: energy water vapor is fed into the heat exchanger 8, in which, as a result of its cooling, a condensate of the mentioned steam is formed with a temperature of about 160 ° C, which heats gasoline recycle to a temperature of 125 ° C. Next, the heated gasoline-recycle is returned to the lower part of the extraction column 1 to “squeeze” paraffins from the saturated extractant.
- второй поток: из средней части ректификационной колонны 3 выводят смесь паров воды и ароматических углеводородов, которую после конденсации и охлаждения в теплообменнике 9 подают в водоотделитель 10, где разделяют на два слоя - углеводородный (экстракт) и водяной. Экстракт забирают на отмывку от унесенного экстрагента, а затем - на стадию получения ароматических углеводородов, т.е. на блок четкой ректификации.- second stream: from the middle part of the distillation column 3, a mixture of water vapor and aromatic hydrocarbons is removed, which, after condensation and cooling in the heat exchanger 9, is fed to the water separator 10, where it is divided into two layers - hydrocarbon (extract) and water. The extract is taken for washing from the entrained extractant, and then to the stage of production of aromatic hydrocarbons, i.e. to a block of clear rectification.
Водяные слои от первого и второго потоков выводят в кольцо циркуляционной воды и далее подают в теплообменник 2 на получение технологического водяного пара. Освобожденный от ароматических углеводородов водный раствор экстрагента насосом 11 отбирают из нижней части ректификационной колонны 3, охлаждают в теплообменнике 2 до температуры 130°С и подают в верхнюю часть экстракционной колонны 1.Water layers from the first and second streams are discharged into the circulation water ring and then fed to the heat exchanger 2 to obtain process water vapor. An aqueous solution of the extractant freed from aromatic hydrocarbons by a pump 11 is taken from the lower part of the distillation column 3, cooled in a heat exchanger 2 to a temperature of 130 ° C, and fed to the upper part of the extraction column 1.
Часть раствора ненасыщенного экстрагента - 1-2% - подают на регенерацию.Part of the unsaturated extractant solution - 1-2% - is fed to regeneration.
Пример 2.Example 2
В нижнюю часть экстракционной колонны 1 подают исходное сырье - риформат бензиновой фракции (стабильный катализат риформинга), который получают из фракции 62-105 при разгонке первичного бензина на установках первичной переработки смеси нефти сорта "Urals" и восточно-украинских нефтей, используемых на Кременчугском нефтеперерабатывающем заводе ЗАО «Укртатнафта». Состав исходного сырья, % мас.: бензол - 8-11, толуол - 19-25, арены C8 - 0,1, арены С9 - 1,5, насыщенные ароматические углеводороды - остальное. Подачу исходного сырья осуществляют при температуре 135°С. Расход исходного сырья составляет 40 т/ч. Расход бензина-рециркулята составляет 40 т/ч. В верхнюю часть экстракционной колонны подают диэтиленгликоль при температуре 140°С с содержанием воды 6% мас. и соотношением диэтиленгликоль-исходное сырье 13:1. Процесс экстракции ароматических углеводородов диэтиленгликолем проводят при температуре 140°С и рабочем давлении 1,1 мПа. После экстракции рафинат бензольного риформинга выводится из верхней части колонны 1, а насыщенный ароматическими углеводородами диэтиленгликоль под давлением системы подают в верхнюю часть ректификационной колонны 3 - камеру однократного испарения 4, в которой поддерживают давление, равное упругости пара извлеченных ароматических углеводородов. Одновременно в теплообменник 2 подают циркуляционную воду, которая в результате теплообмена с ненасыщенным диэтиленгликолем образует технологический водяной пар. Технологический водяной пар при температуре 135°С подают в среднюю часть ректификационной колонны 3.The feedstock reformate (stable reforming catalyst) is supplied to the lower part of extraction column 1, which is obtained from fraction 62-105 when primary gas is distilled at primary processing plants of a mixture of Urals oil and East Ukrainian oils used at the Kremenchug oil refinery plant of Ukrtatnafta CJSC. The composition of the feedstock, wt.%: Benzene - 8-11, toluene - 19-25, arenas C 8 - 0.1, arenas C 9 - 1.5, saturated aromatic hydrocarbons - the rest. The supply of raw materials is carried out at a temperature of 135 ° C. The feedstock consumption is 40 t / h. The consumption of recycle gasoline is 40 t / h. In the upper part of the extraction column serves diethylene glycol at a temperature of 140 ° C with a water content of 6% wt. and a diethylene glycol-feed ratio of 13: 1. The process of extraction of aromatic hydrocarbons with diethylene glycol is carried out at a temperature of 140 ° C and a working pressure of 1.1 MPa. After extraction, the benzene reforming raffinate is discharged from the upper part of column 1, and diethylene glycol saturated with aromatic hydrocarbons is fed under pressure to the upper part of distillation column 3 — a single evaporation chamber 4, in which the pressure equal to the vapor pressure of the extracted aromatic hydrocarbons is maintained. At the same time, circulating water is supplied to the heat exchanger 2, which, as a result of heat exchange with unsaturated diethylene glycol, forms process water vapor. Technological water vapor at a temperature of 135 ° C is fed into the middle part of the distillation column 3.
Из камеры испарения 4 насыщенный ароматическими углеводородами экстрагент через регулирующий клапан (не показан) подают в ректификационную колонну 3, где с помощью "острого" технологического водяного пара отпаривают экстракт и бензин-рециркулят.From the evaporation chamber 4, the extractant saturated with aromatic hydrocarbons is supplied through a control valve (not shown) to the distillation column 3, where the extract and the gasoline are recirculated using the “sharp” process water vapor.
Отпаренные ароматические углеводороды выводят из ректификационной колонны 3 двумя потоками:The steamed aromatic hydrocarbons are removed from the distillation column 3 in two streams:
- первый поток: легкую фракцию насыщенного ароматическими углеводородами экстракта в смеси с водяным паром выводят из верхней части ректификационной колонны 3, объединяют с парами ароматических углеводородов, выходящих из камеры испарения 4, и после конденсации и охлаждения в теплообменнике 6 подают в водоотделитель 7, где происходит ее разделение на два слоя - бензин-рециркулят и водяной.- first stream: a light fraction of the extract saturated with aromatic hydrocarbons in a mixture with water vapor is removed from the upper part of the distillation column 3, combined with aromatic hydrocarbon vapors leaving the evaporation chamber 4, and after condensation and cooling in the heat exchanger 6 are fed to the water separator 7, where its separation into two layers - gasoline-recycle and water.
Бензин-рециркулят подают в теплообменник 8, в котором происходит его нагрев конденсатом энергетического водяного пара: энергетический водяной пар подают в теплообменник 8, в котором в результате его охлаждения образуется конденсат упомянутого пара с температурой порядка 160°С, который нагревает бензин-рециркулят до температуры 80°С. Далее нагретый бензин-рециркулят возвращают в нижнюю часть экстракционной колонны 1 для «выдавливания» парафинов из насыщенного экстрагента.The gasoline recycle is fed into the heat exchanger 8, in which it is heated by the condensate of energy water vapor: energy water steam is fed into the heat exchanger 8, in which, as a result of its cooling, condensate of the mentioned steam is formed with a temperature of about 160 ° C, which heats the gasoline recycle to a temperature 80 ° C. Next, the heated gasoline-recycle is returned to the lower part of the extraction column 1 to “squeeze” paraffins from the saturated extractant.
- второй поток: из средней части ректификационной колонны 3 выводят смесь паров воды и ароматических углеводородов, которую после конденсации и охлаждения в теплообменнике 9 подают в водоотделитель 10, где разделяют на два слоя - углеводородный (экстракт) и водяной. Экстракт забирают на отмывку от унесенного экстрагента, а затем - на стадию получения ароматических углеводородов, т.е. на блок четкой ректификации.- second stream: from the middle part of the distillation column 3, a mixture of water vapor and aromatic hydrocarbons is removed, which, after condensation and cooling in the heat exchanger 9, is fed to the water separator 10, where it is divided into two layers - hydrocarbon (extract) and water. The extract is taken for washing from the entrained extractant, and then to the stage of production of aromatic hydrocarbons, i.e. to a block of clear rectification.
Водяные слои от первого и второго потоков выводят в кольцо циркуляционной воды и далее подают в теплообменник 2 на получение технологического водяного пара. Освобожденный от ароматических углеводородов водный раствор экстрагента насосом 11 отбирают из нижней части ректификационной колонны 3, охлаждают в теплообменнике 2 до температуры 140°С и подают в верхнюю часть экстракционной колонны 1.Water layers from the first and second streams are discharged into the circulation water ring and then fed to the heat exchanger 2 to obtain process water vapor. The aqueous solution of the extractant freed from aromatic hydrocarbons by a pump 11 is taken from the lower part of the distillation column 3, cooled in a heat exchanger 2 to a temperature of 140 ° C, and fed to the upper part of the extraction column 1.
Часть раствора ненасыщенного экстрагента - 1-2% - подают на регенерацию.Part of the unsaturated extractant solution - 1-2% - is fed to regeneration.
Пример 3Example 3
В нижнюю часть экстракционной колонны 1 подают исходное сырье - риформат бензиновой фракции (стабильный катализат риформинга), который получают из фракции 62-105 при разгонке первичного бензина на установках первичной переработки смеси нефти сорта "Urals" и восточно-украинских нефтей, используемых на Кременчугском нефтеперерабатывающем заводе ЗАО «Укртатнафта». Состав исходного сырья, % мас.: бензол - 8-11, толуол - 19-25, арены C8 - 0,1, арены С9 - 1,5, насыщенные ароматические углеводороды - остальное. Подачу исходного сырья осуществляют при температуре 125°С. Расход исходного сырья составляет 35 т/ч. Расход бензина-рециркулята составляет 35 т/ч. В верхнюю часть экстракционной колонны подают триэтиленгликоль при температуре 125°С с содержанием воды 7% мас. и соотношением триэтиленгликоль - исходное сырье 8:1. Процесс экстракции ароматических углеводородов триэтиленгликолем проводят при температуре 125°С и рабочем давлении 1,0 мПа. После экстракции рафинат бензольного риформинга выводится из верхней части колонны 1, а насыщенный ароматическими углеводородами триэтиленгликоль под давлением системы подают в верхнюю часть ректификационной колонны 3 - камеру однократного испарения (не обозначено), в которой поддерживают давление, равное упругости пара извлеченных ароматических углеводородов. Одновременно в теплообменник 2 подают циркуляционную воду, которая в результате теплообмена с ненасыщенным триэтиленгликолем образует технологический водяной пар. Технологический водяной пар при температуре 120°С подают в среднюю часть ректификационной колонны 3.The feedstock reformate (stable reforming catalyst) is supplied to the lower part of extraction column 1, which is obtained from fraction 62-105 when primary gas is distilled at primary processing plants of a mixture of Urals oil and East Ukrainian oils used at the Kremenchug oil refinery plant of Ukrtatnafta CJSC. The composition of the feedstock, wt.%: Benzene - 8-11, toluene - 19-25, arenas C 8 - 0.1, arenas C 9 - 1.5, saturated aromatic hydrocarbons - the rest. The feed is carried out at a temperature of 125 ° C. The feedstock consumption is 35 t / h. The consumption of recycle gasoline is 35 t / h. In the upper part of the extraction column serves triethylene glycol at a temperature of 125 ° C with a water content of 7% wt. and a ratio of triethylene glycol - feedstock 8: 1. The process of extraction of aromatic hydrocarbons with triethylene glycol is carried out at a temperature of 125 ° C and a working pressure of 1.0 MPa. After extraction, the benzene reforming raffinate is discharged from the upper part of column 1, and triethylene glycol saturated with aromatic hydrocarbons is fed under pressure of the system to the upper part of distillation column 3 — a single evaporation chamber (not indicated) in which a pressure equal to the vapor pressure of the extracted aromatic hydrocarbons is maintained. At the same time, circulating water is supplied to the heat exchanger 2, which, as a result of heat exchange with unsaturated triethylene glycol, forms process water vapor. Technological water vapor at a temperature of 120 ° C is fed into the middle part of the distillation column 3.
Из камеры испарения 4 насыщенный ароматическими углеводородами экстрагент через регулирующий клапан (не показан) подают в ректификационную колонну 3, где с помощью "острого" технологического водяного пара отпаривают экстракт и бензин-рециркулят.From the evaporation chamber 4, the extractant saturated with aromatic hydrocarbons is supplied through a control valve (not shown) to the distillation column 3, where the extract and the gasoline are recirculated using the “sharp” process water vapor.
Отпаренные ароматические углеводороды выводят из ректификационной колонны 3 двумя потоками:The steamed aromatic hydrocarbons are removed from the distillation column 3 in two streams:
- первый поток: легкую фракцию насыщенного ароматическими углеводородами экстракта в смеси с водяным паром выводят из верхней части ректификационной колонны 3, объединяют с парами ароматических углеводородов, выходящих из камеры испарения 4, и после конденсации и охлаждения в теплообменнике 6 подают в водоотделитель 7, где происходит ее разделение на два слоя - бензин-рециркулят и водяной.- first stream: a light fraction of the extract saturated with aromatic hydrocarbons in a mixture with water vapor is removed from the upper part of the distillation column 3, combined with aromatic hydrocarbon vapors leaving the evaporation chamber 4, and after condensation and cooling in the heat exchanger 6 are fed to the water separator 7, where its separation into two layers - gasoline-recycle and water.
Бензин-рециркулят подают в теплообменник 8, в котором происходит его нагрев конденсатом энергетического водяного пара: энергетический водяной пар подают в теплообменник 8, в котором в результате его охлаждения образуется конденсат упомянутого пара с температурой порядка 160°С, который нагревает бензин-рециркулят до температуры 80°С. Далее нагретый бензин-рециркулят возвращают в нижнюю часть экстракционной колонны 1 для «выдавливания» парафинов из насыщенного экстрагента.The gasoline recycle is fed into the heat exchanger 8, in which it is heated by the condensate of energy water vapor: energy water steam is fed into the heat exchanger 8, in which, as a result of its cooling, condensate of the mentioned steam is formed with a temperature of about 160 ° C, which heats the gasoline recycle to a temperature 80 ° C. Next, the heated gasoline-recycle is returned to the lower part of the extraction column 1 to “squeeze” paraffins from the saturated extractant.
- второй поток: из средней части ректификационной колонны 3 выводят смесь паров воды и ароматических углеводородов, которую после конденсации и охлаждения в теплообменнике 9 подают в водоотделитель 10, где разделяют на два слоя - углеводородный (экстракт) и водный. Экстракт забирают на отмывку от унесенного экстрагента, а затем - на стадию получения ароматических углеводородов, т.е. на блок четкой ректификации.- second stream: from the middle part of the distillation column 3, a mixture of water vapor and aromatic hydrocarbons is removed, which, after condensation and cooling in the heat exchanger 9, is fed to the water separator 10, where it is divided into two layers - hydrocarbon (extract) and water. The extract is taken for washing from the entrained extractant, and then to the stage of production of aromatic hydrocarbons, i.e. to a block of clear rectification.
Водные слои от первого и второго потоков выводят в кольцо циркуляционной воды и далее подают в теплообменник 2 на получение технологического водяного пара. Освобожденный от ароматических углеводородов водный раствор экстрагента насосом 11 отбирают из нижней части ректификационной колонны 3, охлаждают в теплообменнике 2 до температуры 140°С и подают в верхнюю часть экстракционной колонны 1. Часть раствора ненасыщенного экстрагента - 1-2% - подают на регенерацию.Water layers from the first and second streams are withdrawn into the circulation water ring and then fed to the heat exchanger 2 to obtain process water vapor. The aqueous extractant solution freed from aromatic hydrocarbons by a pump 11 is taken from the bottom of the distillation column 3, cooled in a heat exchanger 2 to a temperature of 140 ° C and fed to the top of the extraction column 1. A portion of the unsaturated extractant solution - 1-2% - is sent for regeneration.
Результаты химического состава рафината бензольного риформинга, полученного по предлагаемому способу и способу-прототипу по патенту RU № 2256691 С1, представлены в таблице.The results of the chemical composition of the benzene reforming raffinate obtained by the proposed method and the prototype method according to patent RU No. 2256691 C1 are presented in the table.
Как следует из приведенных в таблице данных, содержание ароматических углеводородов и количества бензола в деароматизированном компоненте - рафинате бензольного риформинга, полученного заявляемым способом, составляет 0,65-0,85% мас. и 0,05-0,07% мас., что свидетельствует об увеличении выхода целевого продукта - ароматических углеводородов. В деароматизированном компоненте - рафинате бензольного риформинга, получаемым способом-прототипом, эти показатели составляют 15,9 и 0,10%мас. соответственно, что не позволяет получить нефтяной гексановый растворитель, пригодный для промышленного использования. Повышение качества деароматизированного компонента достигается при одновременном снижении энергоемкости процесса до 10%, что делает способ экономически выгодным. Кроме этого, в предлагаемом способе уменьшается соотношение материальных потоков бензин-рециркулят - исходное сырье до 1:1 вместо 1,4-1,0, что также снижает энергозатраты при реализации данного способа. Таким образом, заявляемый способ позволяет с минимальными энергетическим затратами получить качественное сырье для производства нефтяных гексановых растворителей.As follows from the data in the table, the content of aromatic hydrocarbons and the amount of benzene in the dearomatized component - raffinate of benzene reforming obtained by the claimed method is 0.65-0.85% wt. and 0.05-0.07% wt., which indicates an increase in the yield of the target product - aromatic hydrocarbons. In the dearomatized component - the benzene reforming raffinate obtained by the prototype method, these indicators are 15.9 and 0.10% wt. respectively, which does not allow to obtain a petroleum hexane solvent suitable for industrial use. Improving the quality of the dearomatized component is achieved while reducing the energy intensity of the process up to 10%, which makes the method cost-effective. In addition, in the proposed method, the ratio of the material flows of gasoline-recycle - the feedstock is reduced to 1: 1 instead of 1.4-1.0, which also reduces energy costs when implementing this method. Thus, the claimed method allows with minimal energy costs to obtain high-quality raw materials for the production of petroleum hexane solvents.
Claims (3)
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| UAU200602225 | 2006-03-01 | ||
| UA200602225 | 2006-03-01 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2315029C1 true RU2315029C1 (en) | 2008-01-20 |
| RU2315029C9 RU2315029C9 (en) | 2008-05-20 |
Family
ID=39108624
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2006113982/04A RU2315029C9 (en) | 2006-03-01 | 2006-04-26 | Process for producing dearomatized component from reformat of gasoline fraction for production of petroleum solvents |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2315029C9 (en) |
-
2006
- 2006-04-26 RU RU2006113982/04A patent/RU2315029C9/en not_active IP Right Cessation
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| RU2315029C9 (en) | 2008-05-20 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| KR101608520B1 (en) | Process for hydrocracking a hydrocarbon feedstock | |
| US4690733A (en) | Process for the separation of hydrocarbons from a mixed feedstock | |
| TWI794402B (en) | Method for separating aromatics by extractive distillation | |
| JPH0118119B2 (en) | ||
| CA1109014A (en) | Solvent recovery process for processing of hydrocarbons | |
| US4693810A (en) | Process for the separation of hydrocarbons from a mixed feedstock | |
| US4419227A (en) | Recovery of solvent from a hydrocarbon extract | |
| US4390418A (en) | Recovery of solvent in hydrocarbon processing systems | |
| RU2315029C1 (en) | Process for producing dearomatized component from reformat of gasoline fraction for production of petroleum solvents | |
| US4401560A (en) | Process for the separation of aromatic hydrocarbons from petroleum fractions with heat recovery | |
| US3789077A (en) | Process for the separation of aromatic hydrocarbons from a mixed hydrocarbon feedstock | |
| US3725254A (en) | Process for the separation of aromatic hydrocarbons from a mixed hydrocarbon feedstock | |
| RU2425090C1 (en) | Stabilisation and refining method of oil from light mercaptans and hydrogen sulphide | |
| WO2018033381A1 (en) | High conversion hydrocracking process and plant | |
| RU2531589C1 (en) | Method and device for extraction of heavy polycyclic aromatic compounds from hydroprocessing flow | |
| RU2419479C2 (en) | Method of producing odorant for natural gas | |
| RU2218379C2 (en) | Oil residue deasphalting process | |
| WO2015147704A1 (en) | Hydrocracking unit and method to produce motor fuels | |
| GB2078778A (en) | Refining highly aromatic lube oil stocks | |
| CN109679679A (en) | A kind of heavy aromatics industrial process | |
| JPS587485A (en) | Two-stage vacuum distillation method and apparatus therefor | |
| RU2287514C1 (en) | Method of preparing benzene and debenzenized high-octane blend | |
| UA14051U (en) | A method for obtaining dearomatized component from the gasoline fraction reformate for producing oil solvents | |
| CN116286084B (en) | Method for dearomatizing straight-run diesel oil fraction | |
| CN108003935A (en) | A kind of F- T synthesis is light, product mix production clean diesel oil again method |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| TH4A | Reissue of patent specification | ||
| PC4A | Invention patent assignment |
Effective date: 20100205 |
|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20120427 |