CN1309802C - 一种催化烃重组处理方法 - Google Patents
一种催化烃重组处理方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN1309802C CN1309802C CNB2003101035404A CN200310103540A CN1309802C CN 1309802 C CN1309802 C CN 1309802C CN B2003101035404 A CNB2003101035404 A CN B2003101035404A CN 200310103540 A CN200310103540 A CN 200310103540A CN 1309802 C CN1309802 C CN 1309802C
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- component
- gasoline
- separation column
- diesel oil
- fractionation
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Fee Related
Links
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 title claims abstract description 65
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims abstract description 55
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 55
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 55
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 37
- 239000003502 gasoline Substances 0.000 claims abstract description 167
- 239000002283 diesel fuel Substances 0.000 claims abstract description 120
- 238000000605 extraction Methods 0.000 claims abstract description 56
- TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N octane Chemical compound CCCCCCCC TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 38
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 95
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 claims description 67
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims description 66
- 125000003118 aryl group Chemical group 0.000 claims description 54
- 230000009183 running Effects 0.000 claims description 36
- 239000000126 substance Substances 0.000 claims description 30
- 238000007599 discharging Methods 0.000 claims description 25
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 claims description 21
- 230000008569 process Effects 0.000 claims description 21
- 230000008521 reorganization Effects 0.000 claims description 16
- 238000002156 mixing Methods 0.000 claims description 12
- 238000000638 solvent extraction Methods 0.000 claims description 12
- 241000282326 Felis catus Species 0.000 claims description 10
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 5
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 claims description 5
- 239000002994 raw material Substances 0.000 abstract description 17
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 abstract description 15
- CIWBSHSKHKDKBQ-JLAZNSOCSA-N Ascorbic acid Chemical compound OC[C@H](O)[C@H]1OC(=O)C(O)=C1O CIWBSHSKHKDKBQ-JLAZNSOCSA-N 0.000 abstract description 7
- 150000004945 aromatic hydrocarbons Chemical class 0.000 abstract description 7
- 230000008901 benefit Effects 0.000 abstract description 2
- 238000003672 processing method Methods 0.000 abstract 2
- 238000005215 recombination Methods 0.000 abstract 2
- 230000006798 recombination Effects 0.000 abstract 2
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 45
- 230000000052 comparative effect Effects 0.000 description 31
- 239000002904 solvent Substances 0.000 description 31
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 description 28
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 27
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 20
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 description 18
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 18
- 230000009471 action Effects 0.000 description 12
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 11
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 8
- 239000000571 coke Substances 0.000 description 6
- 238000005984 hydrogenation reaction Methods 0.000 description 6
- 239000002002 slurry Substances 0.000 description 6
- 238000004523 catalytic cracking Methods 0.000 description 5
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- LYCAIKOWRPUZTN-UHFFFAOYSA-N Ethylene glycol Chemical compound OCCO LYCAIKOWRPUZTN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 238000010276 construction Methods 0.000 description 4
- SECXISVLQFMRJM-UHFFFAOYSA-N N-Methylpyrrolidone Chemical compound CN1CCCC1=O SECXISVLQFMRJM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 125000000753 cycloalkyl group Chemical group 0.000 description 3
- 238000004231 fluid catalytic cracking Methods 0.000 description 3
- UWHCKJMYHZGTIT-UHFFFAOYSA-N tetraethylene glycol Chemical compound OCCOCCOCCOCCO UWHCKJMYHZGTIT-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000007233 catalytic pyrolysis Methods 0.000 description 2
- 238000005345 coagulation Methods 0.000 description 2
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 2
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 2
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 2
- WGCNASOHLSPBMP-UHFFFAOYSA-N hydroxyacetaldehyde Natural products OCC=O WGCNASOHLSPBMP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- LCEDQNDDFOCWGG-UHFFFAOYSA-N morpholine-4-carbaldehyde Chemical compound O=CN1CCOCC1 LCEDQNDDFOCWGG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229920000728 polyester Polymers 0.000 description 2
- 238000007670 refining Methods 0.000 description 2
- 230000011218 segmentation Effects 0.000 description 2
- 239000002893 slag Substances 0.000 description 2
- HXJUTPCZVOIRIF-UHFFFAOYSA-N sulfolane Chemical compound O=S1(=O)CCCC1 HXJUTPCZVOIRIF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- -1 alkane ketone Chemical class 0.000 description 1
- 150000001408 amides Chemical class 0.000 description 1
- 150000001412 amines Chemical class 0.000 description 1
- 238000006555 catalytic reaction Methods 0.000 description 1
- 230000007812 deficiency Effects 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- 230000007613 environmental effect Effects 0.000 description 1
- 150000002334 glycols Chemical class 0.000 description 1
- 230000006872 improvement Effects 0.000 description 1
- 238000006317 isomerization reaction Methods 0.000 description 1
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 description 1
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 1
- 150000003457 sulfones Chemical class 0.000 description 1
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本发明公开了一种催化烃重组处理方法，催化烃通过催化主分馏塔进行分馏，分馏汽油馏分和柴油馏分，增加一个中间馏分；再对所述中间馏分和汽油馏分进行芳烃萃取处理，分为芳烃组分和非芳烃组分；芳烃组分经分馏，所得高辛烷值汽油组分与汽油馏分调合，提高汽油辛烷值；非芳烃组分经分馏，所得柴油组分与柴油馏分混合，提高柴油产量及其十六烷值。与现有技术相比，本发明的烃重组处理方法不受原料限制、投资小、生产成本低，而且可以增加产品品种。
Description
技术领域
本发明涉及一种催化烃重组处理方法，特别涉及一种催化烃重组制备高质量汽油、柴油及化工轻油的处理方法。
背景技术
催化裂化、催化裂解及重油催化裂解技术是炼油的核心技术，催化裂化分为蜡油催化裂化、重油催化裂化；从这些工艺的反再***生成的油气统称为催化烃，所得催化烃经过加工处理，一般是主分馏塔分馏，可以分馏出干气、液化气、汽油、柴油、重油等产品。
随着环保要求的越来越严格，汽油、柴油的标准不断提高，现有的催化烃经过分馏塔分馏的加工处理方法显出以下不足：一个是该处理方法所生产的汽油和柴油的质量有待提高：汽油的烯烃含量偏高，辛烷值偏低，柴油的十六烷值偏低；二是上述处理方法不能同时生产多种标号的汽油，而且产品品种单一；三是所生产的柴油、汽油的比例与市场的需求不匹配，柴油不能满足需求，而汽油供大于求。
影响汽油产品质量的主要因素是汽油的烯烃含量及汽油的辛烷值。目前，炼油企业采取增加汽油辛烷值的措施：①增加高辛烷值汽油调合组分，如重整生成油、烷基化油、醚化生成油、异构化生成油等；②采用新型催化剂；③调整催化裂化操作条件；④调整汽油馏程范围。
上述措施存在下列问题：①建设投资巨大、操作费用高、规模受到原料的限制，同时存在资源的不合理利用，如重整生成油是生产聚脂的主要原料，大量重整生成油用于高辛烷值汽油调合组分，则加剧了本来就十分紧缺的聚脂原料紧缺程度；②采用新型催化剂，可增加汽油的辛烷值，但是，会导致汽油中的烯烃含量大幅度增加，柴汽比降低；③调整催化裂化操作条件，增加汽油辛烷值的措施，同样会导致汽油中的烯烃含量增加，柴汽比降低；④调整汽油馏程范围，增加汽油辛烷值的措施，调整余度不大，也会导致汽油中的烯烃含量增加。所有通过增加烯烃来增加汽油辛烷值的措施都与执行新的汽油标准相抵触。
目前，采取降低烯烃的措施主要是：①采用降烯烃催化剂；②将催化汽油分段进行加氢及非加氢处理；③采用双提升管等汽油回炼技术。
上述措施存在下列问题：①采用降烯烃催化剂，会导致汽油辛烷值明显降低；②催化汽油分段进行加氢及非加氢处理技术，虽然能降低烯烃含量，但汽油的辛烷值不增加，该技术投资较大，同时受氢气资源的限制；③采用双提升管等汽油回炼技术，降低烯烃幅度有限，该技术改造工程及技术难度较大，同时汽油的辛烷值不增加。
柴油的十六烷值是柴油质量的核心问题，目前增加催化柴油十六烷值的主要措施是高压加氢及高压加氢组合技术，经高压加氢及高压加氢组合技术处理后的催化柴油十六烷值有较大幅度提高，但该技术的建设投资巨大、操作成本很高、受氢气资源限制。
发明内容
本发明的目的之一是提供一种催化烃重组处理方法，制备高质量汽油和柴油。
本发明的进一步的目的是通过催化烃重组，同时生产各种标号的汽油和柴油，也可以增加化工轻油、重芳烃等产品。
本发明的另外目的是提高柴汽比，满足市场需求。
为实现上述目的，本发明采取以下技术方案：
一种催化烃重组处理方法，将催化烃通过分馏塔1进行分馏，其中包括分馏汽油馏分和柴油馏分；将汽油馏分和柴油馏分进行重新组合，从所述汽油馏分和柴油馏分之间抽出中间馏分；其特征在于：所述中间馏分与汽油馏分泵入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分。
一种优选方案，其特征在于：通过在分馏塔1中部增加一个或多个侧线采出口分馏出中间馏分，分馏塔1的塔顶温度为65～130℃，柴油出口温度为170～250℃，侧线采出口温度为120～240℃，塔底温度为330～385℃；分馏塔1的塔顶压力为0.15～0.28MPa，塔底压力为0.12～0.30MPa；所述汽油馏分和柴油馏分及中间馏分在所述分馏塔1内完成；所述汽油馏分的馏程控制在35～150℃，所述柴油馏分的馏程控制在170～395℃，所述中间馏分的馏程控制在70～250℃。
一种优选方案，所述分馏为二步分馏，第一步，先分馏汽油馏分和柴油馏分，将分馏塔1顶部及柴油采出口的温度提高10～50℃，将所述汽油馏分的馏程控制在35～250℃，柴油馏分的馏程控制在170～395℃；所述汽油馏分泵入分馏塔2，进行第二次分馏，所述分馏塔2下部侧线分离出馏程为70℃～250℃的中间馏分，其顶部蒸馏出馏程为35～150℃的汽油馏分；其特征在于：所述中间馏分与所述馏程为35～150℃的汽油馏分共同进入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分。
一种优选方案，其特征在于：所述分馏为二步分馏，第一步，先分馏汽油馏分和柴油馏分，将分馏塔1顶部及柴油采出口的温度降低10～50℃，将所述汽油馏分的馏程控制在35～150℃，柴油馏分的馏程控制在70～395℃；所述柴油馏分泵入分馏塔5，进行第二次分馏，所述分馏塔5下部侧线采出馏程为170～395℃的柴油馏分，其顶部蒸馏出馏程为70～250℃的中间馏分，所述中间馏分与所述馏程为170～395℃的柴油馏分共同进入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分。
一种优选方案，其特征在于：所述一步分馏的过程，在分馏塔1中可以引出1个至4个侧线采出口，使中间馏分分为1至4个物流。
一种优选方案，其特征在于：将所述芳烃组分和溶剂进入分馏塔3中进行分馏，所述分馏塔3顶部蒸馏出高辛烷值汽油组分，其下部侧线采出重芳烃组分。
一种优选方案，其特征在于：所述非芳烃组分在分馏塔4中进行分馏，所述分馏塔4塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分。
所述柴油馏分与所述馏程为170～380℃的柴油馏分调合，提高柴油的十六烷值；也可以根据市场情况，调合出一种或多种低凝柴油及非低凝柴油；该柴油组分加氢精制后作为乙烯原料。
所述轻非芳烃可以与轻汽油组分调合；也可以作为化工轻油单独使用，所得化工轻油的芳烃含量很低，经加氢精制后，可以作为乙烯裂解的优质原料。
所述高辛烷值汽油组分可以与所述轻汽油组分调合。
所述高辛烷值汽油组分与所述轻汽油组分根据设定值进行调合，得到不同标号的汽油，如90#汽油、93#汽油、97#汽油等。
所述芳烃组分也可以直接作为高质量汽油使用。
萃取所用溶剂可以是砜类如环丁砜，甘醇类如四甘醇和五甘醇，烷酮类如N-甲基吡咯烷酮，酰胺类及胺类等，也可以两种或两种以上溶剂混合使用。
本发明的优点是：本发明方法所生产的产品均只来自催化裂化分馏塔汽油和柴油馏分，没有其它调合组分参加；降低汽油的收率；汽油中芳烃含量提高，使得汽油的研究法辛烷值提高2～5个单位；汽油的馏程变宽，由35～190℃变为35～203℃；柴油的收率增加了5～7个单位；柴汽比提高了0.4～0.8；柴油的芳烃含量降低，使其十六烷值提高了5～7个单位；柴油的馏程范围变宽，由180～365℃变为165～365℃；柴油的闪点降低，由75℃变为56℃；增加了优质化工轻油产品和重芳烃产品；由于将汽柴油中间馏分的芳烃、非芳烃出来，芳烃组分的高辛烷值组分与汽油馏分调合后可调出不同比例的90#、93#及97#汽油，工厂可以根据市场情况灵活调整生产方案；本发明方法可使催化汽油在不需要高辛烷值组分调合后，就可直接出厂，节省了高辛烷值组分，特别是重整生成油，又是轻芳烃的主要来源；与其它方法相比，本发明方法只需要在原有的催化烃装置的基础上，增加一个萃取塔及若干个分馏塔，即可实现提高汽油和柴油的质量，还可以同时生产不同标号的汽油和柴油，建设投资小、建设周期短、操作简单、操作费用低；可以在较短时间内改善柴汽比不能满足需要的现状。
附图说明
图1为本发明一实施例的流程示意图；
图2为本发明另一实施例的流程示意图；
图3为本发明又一实施例的流程示意图。
附图是本发明的催化烃重组处理过程的示意图，图中的一些辅助设备如分离罐、泵、各种冷换设备等未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。
下面通过具体实施方式对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保护范围的限制。
具体实施方式
对比例1
将石蜡基催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LCS催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例1
如图1所示，将石蜡基催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LCS催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为80℃，柴油出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa；在分馏塔1的中部增加一个侧线采出口，用于切割中间馏分，侧线采出口温度为190℃，中间馏分的馏程范围为120～210℃，所得中间馏分与所得汽油馏分泵入萃取装置进行溶剂萃取分离，所用溶剂为环丁砜，萃取温度为80℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为4.8，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分和溶剂在中间部位进入分馏塔3中，进行蒸馏分离，分馏温度为120～165℃，分馏压力为0.04～0.20MPa，下部进汽提水，塔顶馏分为高辛烷值的汽油组分，下部侧线采出口为重芳烃组分，塔底出料作为循环溶剂；所得非芳烃组分在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～135℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分；所得柴油组分全部与柴油馏分调合；所得轻非芳烃的50％作为化工轻油使用；轻非芳烃的另50％与所得全部高辛烷值汽油组分和轻汽油组分调合。
对比例2
将中间基常渣重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例2
将中间基常渣重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为80℃，柴油出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa；在分馏塔1的中部增加三个侧线采出口，用于切割中间馏分，从上到下三个侧线采出口温度依次为170、180、190℃，中间馏分的馏程范围分别为80～120℃、120～165℃、165～220℃，所得三个馏程的中间馏分和汽油馏分泵入三个相同的萃取装置进行溶剂萃取分离，所用溶剂为四甘醇，萃取温度为85℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为3.1，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分合并后和溶剂在中间部位进入分馏塔3中，进行蒸馏分离，分馏温度为120～180℃，分馏压力为0.04～0.20MPa，下部进汽提水，塔顶馏分为高辛烷值汽油组分，下部侧线采出口为重芳烃组分，塔底出料作为循环溶剂；所得非芳烃组分合并后在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～135℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分；所得柴油组分加氢精制后作为乙烯原料；所得轻非芳烃与轻汽油组分调合；所得高辛烷值汽油组分全部与轻汽油组分调合。
对比例3
将环烷基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例3
将环烷基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为80℃，柴油出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.18MPa，塔底压力为0.25Mpa；在分馏塔1的中部增加二个侧线采出口，用于切割中间馏分，从上到下二个侧线采出口温度依次为180、190℃，中间馏分的馏程范围分别为80～165℃、165～220℃，所得二个馏程的中间馏分分别与汽油馏分混合后泵入两个相同的萃取装置进行溶剂萃取分离，所用溶剂为N-甲酰基吗啉，萃取温度为85℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为3.1，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分合并后在中间部位进入分馏塔3中，进行蒸馏分离，分馏温度为120～180℃，分馏压力为0.04～0.20MPa，下部进汽提水，塔顶馏分为高辛烷值组分，下部侧线采出口为重芳烃组分，塔底出料作为循环溶剂；所得非芳烃组分合并后和溶剂在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～135℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分；所得柴油组分全部与柴油馏分调合；所得轻非芳烃作为化工轻油使用；所得高辛烷值汽油组分与轻汽油组分调合；所得重芳烃组分与所得柴油馏分调和。
对比例4
将50％的石蜡基重油和50％的中间基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例4
如图2所示，将环烷基重油催化裂化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为140℃，柴油出口温度为220℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa，将所述汽油馏分1的馏程控制在35～240℃，柴油馏分的馏程控制在240～385℃；所述汽油馏分1泵入分馏塔2，进行第二次分馏，分馏塔2塔顶温度为80℃，中间馏分出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa，所述分馏塔2底部分离出馏程为110℃～210℃的中间馏分，其顶部分离出馏程为35～110℃的汽油馏分。中间馏分与汽油馏分一起泵入萃取装置塔进行溶剂萃取分离，所用溶剂为50％的N-甲基吡咯烷酮和50％的四甘醇，萃取温度为80℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为3.3，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分和溶剂在中间部位进入分馏塔3中，进行蒸馏分离，分馏温度为120～180℃，分馏压力为0.04～0.20MPa，下部进汽提水，塔顶馏分为高辛烷值汽油组分，下部侧线采出口为重芳烃组分，塔底出料作为循环溶剂；所得非芳烃组分在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～135℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分；所得高辛烷值汽油组分与轻汽油组分调合成93#汽油；所得柴油组分与柴油馏分调合成5#柴油；所得轻非芳烃作为化工轻油使用。
对比例5
将石蜡基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LBO-16催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例5
如图3所示，将石蜡基重油催化裂化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LBO-16催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为90℃，柴油出口温度为180℃，塔底温度为340℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa，将所述汽油馏分的馏程控制在35～120℃，柴油馏分1的馏程控制在120～355℃；所述柴油馏分1泵入分馏塔5，进行第二次分馏，分馏塔5塔顶温度为80℃，柴油出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa，所述分馏塔5顶部分离出馏程为80℃～240℃的中间馏分，其底部分离出馏程为240～380℃的柴油馏分。所得中间馏分与所得汽油馏分泵入萃取塔进行溶剂萃取分离，所用溶剂为N-甲基吡咯烷酮，萃取温度为66℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为3.3，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分和溶剂在中间部位进入分馏塔3中，进行蒸馏分离，分馏温度为120～180℃，分馏压力为0.04～0.20MPa，下部进汽提水，塔顶馏分为高辛烷值汽油组分，下部侧线采出口为重芳烃组分，塔底出料作为循环溶剂；所得非芳烃组分在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～150℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出口采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分；所得柴油组分加氢精制后作为乙烯原料；所得高辛烷值汽油组分与轻汽油组分调合；所得轻非芳烃作为化工轻油使用。
对比例6
将掺渣比为60的石蜡基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LANET-35催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为110℃，柴油出口温度为190℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.11MPa，塔底压力为0.12MPa，分馏得到干气、液化气、汽油、柴油、重油馏分等。
实施例6
将掺渣比为60的石蜡基重油催化原料和回炼油在兰州催化剂厂生产的LCS催化剂作用下产生催化烃，所得催化烃加入分馏塔1进行切割分馏，分馏塔1塔顶温度为80℃，柴油出口温度为240℃，塔底温度为370℃，塔顶压力为0.1MPa，塔底压力为0.12Mpa；在分馏塔1的中部增加一个侧线采出口，用于切割中间馏分，侧线采出口温度为180℃，中间馏分的馏程范围为140～240℃，所得中间馏分与所得汽油馏分泵入萃取装置进行溶剂萃取分离，所用溶剂为五甘醇，萃取温度为100℃，萃取压力为0.4MPa，溶剂重量比(溶剂/进料)为2.9，分离出芳烃组分和非芳烃组分；所得芳烃组分直接作为高质量汽油使用；所得非芳烃组分在中间部位进入分馏塔4中，进行蒸馏分离，分馏温度为100～150℃，压力为0.15～0.25MPa，塔顶出料为轻非芳烃，塔底出料为柴油组分；所得柴油组分全部与柴油馏分调合；所得轻非芳烃作为化工轻油使用。
下面将对比例所得产品和实施例所得产品的收率及性能列表如下：
表1：对比例1与实施例1产品收率比较
| 产品分布 | 对比例1 | 实施例1 | 变化量 |
| 干气，m％ | 4.7 | 4.7 | 0 |
| 液化气，m％ | 11.25 | 11.25 | 0 |
| 汽油，m％ | 39.09 | 31.32 | -8.58 |
| 柴油，m％ | 40.71 | 46.53 | 5.82 |
| 焦炭，m％ | 3.99 | 3.99 | 0 |
| 油浆，m％ | 0 | 0 | 0 |
| 化工轻油，m％ | 0 | 1.95 | 1.95 |
| 损失，m％ | 0.3 | 0.3 | 0 |
表2：对比例1与实施例1产品性能比较
| 品分布 | 对比例1 | 实施例1 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 23.1 | 36.1 | 13 |
| 汽油辛烷值 | 90.2 | 92.6 | 2.4 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 718 | 732 | 14 |
| 汽油馏程范围，℃ | 36～171 | 36～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 42.7 | 38.9 | -3.8 |
| 汽油的干点，℃ | 171 | 204 | 33 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 48.2 | 39 | -9.2 |
| 柴油十六烷值 | 38 | 43 | 5 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 847 | 829 | -18 |
| 柴油馏程范围，℃ | 181～346 | 167～346 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 71 | 57 | -14 |
| 化工轻油馏程范围，℃ | 120～171 | - | |
| 化工轻油密度，kg/m3 | 683 | - | |
| 化工轻油中的芳烃含量，v％ | 2.1 | - | |
| 化工轻油中的烯烃含量，v％ | 23 | - |
表3：对比例2与实施例2产品收率比较
| 产品分布 | 对比例2 | 实施例2 | 变化量 |
| 干气，m％ | 6 | 6 | 0 |
| 液化气，m％ | 9.5 | 9.5 | 0 |
| 汽油，m％ | 41.5 | 35.93 | -5.57 |
| 柴油，m％ | 23 | 21.37 | -1.63 |
| 焦炭，m％ | 9 | 9 | 0 |
| 油浆，m％ | 9 | 9 | 0 |
| 柴油组分，m％ | 0 | 8.1 | 8.1 |
| 重芳烃组分，m％ | 0 | 0.8 | 0.8 |
| 损失，m％ | 2 | 0.3 | 0 |
表4：对比例2与实施例2产品性能比较
| 产品分布 | 对比例2 | 实施例2 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 29 | 38 | 9 |
| 汽油辛烷值 | 91 | 93.1 | 2.1 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 738 | 749 | 11 |
| 汽油馏程范围，℃ | 35～182 | 36～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 58 | 42.3 | -15.7 |
| 汽油的干点，℃ | 182 | 20.3 | 32 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 56 | 57 | 1 |
| 柴油十六烷值 | 30 | 29.5 | -0.5 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 886 | 889 | 3 |
| 柴油馏程范围，℃ | 182～352 | 203～346 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 75 | 76 | 1 |
| 柴油组分馏程范围，℃ | 165～205 | - | |
| 柴油组分密度，kg/m3 | 789 | - | |
| 重芳烃组分馏程范围，℃ | 80～171 | - | |
| 重芳烃组分密度，kg/m3 | 845 | - | |
| 重芳烃组分的芳烃含量，m％ | 98.2 | - |
表5：对比例3与实施例3产品收率比较
| 产品分布 | 对比例3 | 实施例3 | 变化量 |
| 干气，m％ | 3.65 | 3.65 | 0 |
| 液化气，m％ | 11.76 | 11.76 | 0 |
| 汽油，m％ | 35.98 | 28.27 | -7.71 |
| 柴油，m％ | 36.65 | 44.36 | 7.71 |
| 焦炭，m％ | 8.02 | 8.02 | 0 |
| 油浆，m％ | 3.75 | 3.75 | 0 |
| 损失，m％ | 0.24 | 0.3 | 0 |
表6：对比例3与实施例3产品性能比较
| 产品分布 | 对比例3 | 实施例3 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 21 | 36.9 | 15.9 |
| 汽油辛烷值 | 89 | 92 | 3 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 723 | 735 | 12 |
| 汽油馏程范围，℃ | 35～203 | 36～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 29 | 36 | 7 |
| 汽油的干点，℃ | 203 | 204 | 1 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 51 | 40 | -11 |
| 柴油十六烷值 | 29 | 35 | 6 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 887 | 852 | -35 |
| 柴油馏程范围，℃ | 203～349 | 165～346 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 85 | 56 | -29 |
表7：对比例4与实施例4产品收率比较
| 产品分布 | 对比例4 | 实施例4 | 变化量 |
| 干气，m％ | 6.2 | 6.2 | 0 |
| 液化气，m％ | 29.1 | 29.1 | 0 |
| 汽油，m％ | 45.6 | 33.5 | -12.1 |
| 柴油，m％ | 16.3 | 21.7 | 5.4 |
| 焦炭，m％ | 8.1 | 8.1 | 0 |
| 油浆，m％ | 0.2 | 0.2 | 0 |
| 化工轻油，m％ | 0 | 6.7 | 6.7 |
| 损失，m％ | 0.5 | 0.5 | 0 |
表8：对比例4与实施例4产品性能比较
| 产品分布 | 对比例4 | 实施例4 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 33 | 38.5 | 19.5 |
| 汽油辛烷值 | 92.3 | 97 | 4.7 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 741 | 756 | 22 |
| 汽油馏程范围，℃ | 35～192 | 35～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 59 | 51 | -8 |
| 汽油的干点，℃ | 190 | 204 | 14 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 52 | 39 | -13 |
| 柴油十六烷值 | 32 | 39 | 7 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 887 | 852 | -35 |
| 柴油馏程范围，℃ | 203～363 | 165～363 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 75 | 56 | -19 |
| 化工轻油馏程范围，℃ | 100～165 | - | |
| 化工轻油密度，kg/m3 | 682 | - | |
| 化工轻油中的芳烃含量，v％ | 2.9 | - | |
| 化工轻油中的烯烃含量，v％ | 58 | - |
表9：对比例5与实施例5产品收率比较
| 产品分布 | 对比例5 | 实施例5 | 变化量 |
| 干气，m％ | 4.21 | 4.21 | 0 |
| 液化气，m％ | 12.61 | 12.61 | 0 |
| 汽油，m％ | 47.04 | 37.02 | -10.02 |
| 柴油，m％ | 22.82 | 29.67 | 6.85 |
| 焦炭，m％ | 7.42 | 7.42 | 0 |
| 油浆，m％ | 5.55 | 5.55 | 0 |
| 化工轻油，m％ | 0 | 3.17 | 3.17 |
| 损失，m％ | 0.35 | 0.35 | 0 |
表10：对比例5与实施例5产品性能比较
| 产品分布 | 对比例5 | 实施例5 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 19 | 38.5 | 19.5 |
| 汽油辛烷值 | 89 | 93 | 4 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 734 | 756 | 22 |
| 汽油馏程范围，℃ | 35～190 | 36～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 33.33 | 34.6 | 1.27 |
| 汽油的干点，℃ | 190 | 204 | 14 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 52 | 39 | -13 |
| 柴油十六烷值 | 32 | 39 | 7 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 887 | 852 | -35 |
| 柴油馏程范围，℃ | 203～363 | 165～363 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 75 | 56 | -19 |
| 化工轻油馏程范围，℃ | 100～165 | - | |
| 化工轻油密度，kg/m3 | 682 | - | |
| 化工轻油中的芳烃含量，v％ | 2.9 | - | |
| 化工轻油中的烯烃含量，v％ | 29 | - |
表11：对比例6与实施例6产品收率比较
| 产品分布 | 对比例6 | 实施例6 | 变化量 |
| 干气，m％ | 10.2 | 10.2 | 0 |
| 液化气，m％ | 38.9 | 38.9 | 0 |
| 汽油，m％ | 32.5 | 25.2 | -7.3 |
| 柴油，m％ | 10.4 | 14.2 | 3.8 |
| 焦炭，m％ | 7.9 | 7.9 | 0 |
| 油浆，m％ | 0.2 | 0.2 | 0 |
| 重芳烃组分，m％ | 0 | 3.5 | 3.5 |
| 损失，m％ | 0.3 | 0.3 | 0 |
表12：对比例6与实施例6产品性能比较
| 产品分布 | 对比例6 | 实施例6 | 变化量 |
| 汽油中的芳烃含量，v％ | 36 | 41.1 | 5.1 |
| 汽油辛烷值 | 92.7 | 93.9 | 1.2 |
| 汽油的密度，kg/m3 | 748 | 762 | 14 |
| 汽油馏程范围，℃ | 35～195 | 35～204 | - |
| 汽油烯烃含量，v％ | 56 | 58 | -2 |
| 汽油的干点，℃ | 195 | 204 | 9 |
| 柴油中的芳烃含量，v％ | 56 | 41 | -15 |
| 柴油十六烷值 | 26 | 34 | 8 |
| 柴油的密度，kg/m3 | 891 | 860 | -31 |
| 柴油馏程范围，℃ | 203～356 | 165～356 | - |
| 柴油的闪点，℃ | 81 | 56 | -25 |
| 重芳烃组分馏程范围，℃ | 204～240 | - | |
| 重芳烃组分密度，kg/m3 | 849 | - | |
| 重芳烃组分的芳烃含量，m％ | 97.9 | - |
柴油中的芳烃含量用GB11132-2002方法测试；汽油辛烷值用GB/T5487测试；汽油的密度用GB/T1884-1885测试；汽油馏程范围用GB/T6536测试；汽油烯烃含量用GB11132-2002方法测试；柴油中的烯烃含量用GB11132-2002方法测试；柴油十六烷值用GB/T386测试；柴油的密度用GB/T1884-1885测试；柴油馏程范围用GB/T6536测试；柴油的闪点用GB/T261测试；化工轻油(轻非芳烃)馏程范围用GB/T6536测试；化工轻油密度用GB/T1884-1885测试；化工轻油中的芳烃含量用GB11132-2002方法测试；化工轻油中的烯烃含量用GB11132-2002方法测试。
Claims (10)
1、一种催化烃重组处理方法，将催化烃通过分馏塔(1)进行分馏，其中包括分馏出汽油馏分和柴油馏分；其特征在于：通过在所述分馏塔(1)中部增加2至4个侧线采出口用于分馏出中间馏分，所述汽油分馏和柴油分馏及中间分馏在所述分馏塔(1)内完成；所述汽油馏分的馏程控制在35～150℃，所述柴油馏分的馏程控制在170～395℃，所述中间馏分的馏程控制在70～250℃；再将所述中间馏分与所述汽油馏分泵入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分；
所述芳烃组分直接作为高质量汽油使用；或者所述芳烃组分在分馏塔(3)中进行分馏，所述分馏塔(3)顶部分离出高辛烷值汽油组分，其下部侧线采出重芳烃组分；所述非芳烃组分在分馏塔(4)中进行分馏，所述分馏塔(4)塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分。
2、根据权利要求1所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述分馏塔(1)的塔顶温度为65～130℃，柴油出口温度为170～250℃，所述侧线采出口温度为120～240℃，所述分馏塔(1)的塔底温度为330～385℃；所述分馏塔(1)的塔顶压力为0.15～0.28MPa，所述分馏塔(1)的塔底压力为0.12～0.30MPa。
3、一种催化烃重组处理方法；将催化烃通过分馏塔(1)进行分馏，其特征在于：所述分馏为二步分馏，第一步，先在分馏塔(1)中分馏出汽油馏分和柴油馏分，将所述汽油馏分的馏程控制在35～250℃，柴油馏分的馏程控制在170～395℃；所述汽油馏分泵入分馏塔(2)，进行第二次分馏，所述分馏塔(2)下部侧线分离出馏程为70℃～250℃的中间馏分，其顶部分离出馏程为35～150℃的汽油馏分；再将所述中间馏分与所述馏程为35～150℃的汽油馏分泵入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分；
所述芳烃组分直接作为高质量汽油使用；或者
所述芳烃组分在分馏塔(3)中进行分馏，所述分馏塔(3)顶部分离出高辛烷值汽油组分，其下部侧线采出重芳烃组分；所述非芳烃组分在分馏塔(4)中进行分馏，所述分馏塔(4)塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分。
4、一种催化烃重组处理方法；将催化烃通过分馏塔(1)进行分馏，其特征在于：所述分馏为二步分馏，第一步，先分馏出汽油馏分和柴油馏分，将所述汽油馏分的馏程控制在35～150℃，柴油馏分的馏程控制在70～395℃；所述柴油馏分泵入分馏塔，进行第二次分馏，所述分馏塔下部侧线采出馏程为170～395℃的柴油馏分，其顶部蒸馏出馏程为70～250℃的中间馏分；所述中间馏分与所述馏程为170～395℃的柴油馏分泵入溶剂萃取装置中进行萃取分离，分离出芳烃组分和非芳烃组分；
所述芳烃组分直接作为高质量汽油使用；或者所述芳烃组分在分馏塔(3)中进行分馏，所述分馏塔(3)顶部分离出高辛烷值汽油组分，其下部侧线采出重芳烃组分；所述非芳烃组分在分馏塔(4)中进行分馏，所述分馏塔(4)塔顶出料为轻汽油组分；侧线采出轻非芳烃；塔底出料为柴油组分。
5、根据权利要求1-4中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述高辛烷值汽油组分与所述轻汽油组分调合。
6、根据权利要求1-3中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述重芳烃组分与所述柴油馏分调合。
7、根据权利要求1-3中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述柴油组分与所述柴油馏分调和。
8、根据权利要求1-4中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述轻非芳烃与所述轻汽油组分调和。
9、根据权利要求1-4中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述重芳烃组分作为独立产品使用；所述柴油组分加氢精制后作为乙烯原料；所述轻非芳烃作为化工轻油使用。
10、根据权利要求1-4中任一项所述的催化烃重组处理方法，其特征在于：所述高辛烷值汽油组分与所述轻汽油组分以及所述轻非芳烃调和。
Priority Applications (8)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CNB2003101035404A CN1309802C (zh) | 2003-11-07 | 2003-11-07 | 一种催化烃重组处理方法 |
| EP04738321A EP1650287B1 (en) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | A method for recombining catalytic hydrocarbons |
| US10/563,351 US7867383B2 (en) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | Method for recombining catalytic hydrocarbons |
| JP2006515639A JP4399454B2 (ja) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | 接触分解アルキレートの改質処理方法 |
| AT04738321T ATE551413T1 (de) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | Verfahren zur rekombination von katalytischen kohlenwasserstoffen |
| EA200600180A EA008121B1 (ru) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | Способ переработки катализата |
| PCT/CN2004/000723 WO2005003261A1 (fr) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | Procede de recombinaison d'hydrocarbures catalytiques |
| CA2528631A CA2528631C (en) | 2003-07-04 | 2004-07-02 | A process for catalytic hydrocarbon recombination |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CNB2003101035404A CN1309802C (zh) | 2003-11-07 | 2003-11-07 | 一种催化烃重组处理方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN1613976A CN1613976A (zh) | 2005-05-11 |
| CN1309802C true CN1309802C (zh) | 2007-04-11 |
Family
ID=34756719
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CNB2003101035404A Expired - Fee Related CN1309802C (zh) | 2003-07-04 | 2003-11-07 | 一种催化烃重组处理方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN1309802C (zh) |
Families Citing this family (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101429442B (zh) * | 2007-11-09 | 2013-02-06 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的设备及其方法 |
| CN101429443B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-08-22 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的装置及其方法 |
| US8940154B2 (en) | 2007-11-09 | 2015-01-27 | Ranfeng Ding | System and process for producing high quality gasoline by catalytic hydrocarbon recombination |
| CN101429447B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-11-14 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的***及其方法 |
| CN101429444B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-11-14 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的***及其方法 |
| CN101429445B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-10-03 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的装置及其方法 |
| CN101429449B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-10-10 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的设备及其方法 |
| CN101429446B (zh) * | 2007-11-09 | 2012-10-10 | 丁冉峰 | 一种催化烃重组制备高质量汽油的设备及其方法 |
| CN101597519B (zh) | 2008-06-04 | 2013-02-06 | 北京金伟晖工程技术有限公司 | 一种石脑油多产芳烃重整***及其方法 |
| CN101475833B (zh) * | 2009-01-22 | 2012-09-05 | 北京金伟晖工程技术有限公司 | 组分炼油烃重组后加氢制备高质量汽油的方法 |
| CN101475835B (zh) * | 2009-01-22 | 2012-09-05 | 北京金伟晖工程技术有限公司 | 一种组分炼油烃重组后加氢制备高质量汽油的***和方法 |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5310480A (en) * | 1991-10-31 | 1994-05-10 | Uop | Processes for the separation of aromatic hydrocarbons from a hydrocarbon mixture |
| CN1275155A (zh) * | 1998-08-21 | 2000-11-29 | 舒曼-萨索尔(南非)(控股)有限公司 | 由费－托法得到的链烷烃的蒸馏方法 |
| CN1308116A (zh) * | 2000-12-26 | 2001-08-15 | 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 | 回收常压分馏塔塔底重油中柴油馏份的方法 |
| WO2003085069A1 (en) * | 2002-04-01 | 2003-10-16 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Improved residuum conversion process |
-
2003
- 2003-11-07 CN CNB2003101035404A patent/CN1309802C/zh not_active Expired - Fee Related
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5310480A (en) * | 1991-10-31 | 1994-05-10 | Uop | Processes for the separation of aromatic hydrocarbons from a hydrocarbon mixture |
| CN1275155A (zh) * | 1998-08-21 | 2000-11-29 | 舒曼-萨索尔(南非)(控股)有限公司 | 由费－托法得到的链烷烃的蒸馏方法 |
| CN1308116A (zh) * | 2000-12-26 | 2001-08-15 | 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 | 回收常压分馏塔塔底重油中柴油馏份的方法 |
| WO2003085069A1 (en) * | 2002-04-01 | 2003-10-16 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Improved residuum conversion process |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN1613976A (zh) | 2005-05-11 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN1295302C (zh) | 一种催化烃重组处理方法 | |
| CN101045884B (zh) | 一种由渣油和重馏分油生产清洁柴油和低碳烯烃的方法 | |
| CN1309802C (zh) | 一种催化烃重组处理方法 | |
| CN1109094A (zh) | 生产中间馏分的联合改质方法 | |
| CN1814703A (zh) | 一种用费托合成产物生产柴油或柴油组分的方法 | |
| CN101724457A (zh) | 一种柴油加氢组合方法 | |
| CN1176189C (zh) | 一种改质劣质汽油的催化转化方法 | |
| CN109988650B (zh) | 劣质柴油加氢改质和加氢精制组合方法 | |
| CN1043782C (zh) | 提高低品质汽油辛烷值的催化转化方法 | |
| CN110257102A (zh) | 一种富含多环芳烃的原料分级临氢热解制取轻质芳烃的生产***及方法 | |
| CN109988606B (zh) | 一种灵活反序加氢裂化工艺 | |
| CN1940030A (zh) | 一种由高氮含量重质原料油多产柴油的加氢裂化方法 | |
| CN100532507C (zh) | 催化裂化汽油的改质方法 | |
| CN100351346C (zh) | 一种生产喷气燃料的中压加氢裂化方法 | |
| CN109988643B (zh) | 劣质柴油加氢改质和加氢精制组合工艺 | |
| CN1283761C (zh) | 一种劣质汽油加氢改质工艺 | |
| CN105085135A (zh) | 由劣质重芳烃直接生产苯和二甲苯的方法 | |
| CN1277907C (zh) | 一种石脑油重组处理方法 | |
| CN1464034A (zh) | 催化汽油加氢脱硫方法 | |
| CN109988645B (zh) | 一种劣质柴油加氢改质和加氢精制组合工艺 | |
| CN115895722A (zh) | 一种重油原料制取轻芳烃*** | |
| CN109988623B (zh) | 灵活反序加氢裂化工艺 | |
| CN105087047A (zh) | 一种多产轻重芳烃产品的重油催化裂化工艺 | |
| CN1782023A (zh) | 烃油催化裂解反应产物的分离方法 | |
| CN1521241A (zh) | 一种降低汽油中烯烃、硫含量的方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Effective date of registration: 20080304 Pledge (preservation): Pledge |
|
| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right |
Date of cancellation: 20090305 Pledge (preservation): Pledge registration |
|
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Effective date of registration: 20090305 Pledge (preservation): Pledge |
|
| EE01 | Entry into force of recordation of patent licensing contract |
Assignee: Tianjin Jin Weihui biological Petrochemical Co., Ltd. Assignor: Ding Ranfeng Contract record no.: 2011120000077 Denomination of invention: Catalytic hydrocarbon reforming treatment method Granted publication date: 20070411 License type: Exclusive License Open date: 20050511 Record date: 20110620 |
|
| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right |
Date of cancellation: 20140121 Granted publication date: 20070411 Pledgee: Zhongguancun Beijing technology financing Company limited by guarantee Pledgor: Ding Ranfeng|Beijing Golden Dragon Engineering Technology Co., Ltd. Registration number: 2009110000523 |
|
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Catalytic hydrocarbon reforming treatment method Effective date of registration: 20140121 Granted publication date: 20070411 Pledgee: Zhongguancun Beijing technology financing Company limited by guarantee Pledgor: Ding Ranfeng|Beijing Golden Dragon Engineering Technology Co., Ltd. Registration number: 2014990000056 |
|
| PM01 | Change of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| PM01 | Change of the registration of the contract for pledge of patent right |
Change date: 20140121 Registration number: 2009110000523 Pledgee after: Zhongguancun Beijing technology financing Company limited by guarantee Pledgee before: Zhongguancun Beijing science and technology Company limited by guarantee |
|
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20070411 Termination date: 20181107 |
|
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |