EA001973B1 - Двухфазный способ гидропереработки - Google Patents
Двухфазный способ гидропереработки Download PDFInfo
- Publication number
- EA001973B1 EA001973B1 EA200000077A EA200000077A EA001973B1 EA 001973 B1 EA001973 B1 EA 001973B1 EA 200000077 A EA200000077 A EA 200000077A EA 200000077 A EA200000077 A EA 200000077A EA 001973 B1 EA001973 B1 EA 001973B1
- Authority
- EA
- Eurasian Patent Office
- Prior art keywords
- reactor
- diluent
- feed
- hydrogen
- recited
- Prior art date
Links
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
- C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
-
- 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
- C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
- C10G45/22—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with hydrogen dissolved or suspended in the oil
-
- 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
- C10G65/08—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 hydrogenation of the aromatic hydrocarbons
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)
- Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
Abstract
Процесс, при котором исключается необходимость циркуляции газообразного водорода сквозь катализатор. Это достигается смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода выше чем в нефтяном сырье. Тип и количество добавляемого разбавителя, так же как и условия реакции, можно установить такими, чтобы весь необходимый для гидропереработки водород был доступен в виде раствора. Потом этот раствор нефть/разбавитель/водород можно направить в реактор с поршневым потоком, заполненный катализатором, где происходит взаимодействие нефти с водородом. Не требуется никакого дополнительного водорода и поэтому удается избежать рециркуляции водорода, а также управления процессом в слое насадки со струйным течением жидкости указанного реактора. Поэтому большие реакторы со струйным течением в слое насадки можно заменить трубчатыми реакторами намного меньшего размера.
Description
Настоящее изобретение предназначено для двухфазного способа гидропереработки и оборудования, при котором исключается необходимость циркуляции газообразного водорода сквозь катализатор. Это достигается смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода выше, чем в нефтяном сырье. Настоящее изобретение также предназначено для процессов гидрокрекинга, гидроизомеризации и гидродеметаллизации.
При гидропереработке (включающей гидрообработку, гидродоработку, гидроочистку и гидрокрекинг) для взаимодействия водорода с нефтяными фракциями, дистиллятами или с кубовыми остатками используется катализатор, чтобы насытить или удалить серу, азот, кислород, металл или другие примеси, или чтобы уменьшить молекулярный вес (крекинг). Катализаторы, обладающие особыми свойствами поверхности, необходимы для обеспечения активности, требуемой для осуществления нужной реакции(й).
В процессах стандартной гидропереработки необходимо водород из паровой фазы перевести в жидкую фазу, в которой будет возможным его взаимодействие с молекулами нефти у поверхности катализатора. Это достигается циркуляцией очень больших объемов газообразного водорода и нефти сквозь слой катализатора. Нефть и водород проходят сквозь указанный слой, и водород поглощается тонкой пленкой нефти, распределенной на поверхности катализатора. Поскольку количества необходимого водорода могут быть большими, от 1000 до 5000 стандартных кубических футов (СКФ)/баррель жидкости (1куб. фут = 28,3169 дм3; 1 баррель жидкостной = 0,119240 м3), то используемые реакторы имеют большие размеры и могут функционировать при жестких условиях:
давлении от нескольких сотен до 5000 фунтов на квадратный дюйм и температуре от примерно 204,44 до 482,22°С (400-900°Р).
Стандартная система переработки заявлена в патенте США Νο 4,698,147 от 6 октября 1987 г. (принадлежащем МсСопадйу, 1г.), раскрывающем «Крекинг-процесс с небольшой продолжительностью обработки донорным разбавителем водорода». Чтобы обеспечить водород для крекинг-процесса, автор смешивал поступающий поток с донорным разбавителем. После крекингпроцесса эту смесь разделяли на продукт реакции и отработанный разбавитель. Указанный отработанный разбавитель регенерировали час тичным гидрированием и возвращали в поток, поступающий на стадию крекинга. Отметим, что в этом патенте в значительной степени во время этого процесса изменена химическая природа донорного разбавителя, для того чтобы высвободить необходимый для крекинга водород. Кроме того, процесс, описанный в этом патенте, имеет температурное ограничение сверху, вызванное коксованием змеевика, и увеличенный выход легких газов; это устанавливает экономически выраженный предел максимальной температуры крекинга в указанном процессе.
Патент США Νο 4,857,168 от 15 августа 1989 г. (принадлежащий КиЬо с1 а1.) раскрывает «Способ гидрокрекинга тяжелых фракций нефти». Для подачи водорода в усовершенствованный катализатором крекинг-процесс используется как донорный разбавитель, так и газообразный водород. Патент раскрывает, что надлежащая подача тяжелых фракций нефти, донорного растворителя, газообразного водорода и катализатора должна ограничить образование кокса на катализаторе, и таким образом коксообразование может быть в значительной степени или полностью исключено. Согласно этому патенту, необходим крекинг-реактор с катализатором и отдельный реактор гидрирования с катализатором. Патентом предполагается также разложение донорного разбавителя для подачи водорода в реакцию.
Недостатком предыдущих работ является необходимость добавления газообразного водорода и/или дополнительная сложность повторного гидрирования донорного растворителя, используемого в крекинг-процессе. Следовательно, существует потребность усовершенствованного и упрощенного способа гидропереработки и оборудовании для этого.
Краткое описание изобретения
В соответствии с настоящим изобретением разработан процесс, устраняющий необходимость циркуляции газообразного водорода сквозь катализатор. Это осуществляется смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода высока по сравнению с нефтяным сырьем, вследствие чего водород находится в растворе.
Тип и количество добавляемого разбавителя, так же, как и условия реакции, можно установить такими, чтобы весь необходимый для гидропереработки водород был доступен в виде раствора. Потом этот раствор нефть/разбавитель/водород можно направить в реактор с поршневым потоком, в трубчатый реактор или другой заполненный катализатором реактор, где происходит взаимодействие нефти с водородом. Не требуется никакого дополнительного водорода, и поэтому удается избежать рециркуляции водорода, а также управления процессом в слое насадки со струйным течением жидкости указанного реактора. Поэтому большие реакторы со струйным течением в слое насадки можно заменить реакторами намного меньшего размера (см. фиг. 1, 2 и 3).
Настоящее изобретение предназначено также для гидрокрекинга, гидроизомеризации, гидродеметаллизации и подобных процессов. Как было описано выше, газообразный водород смешивают и/или проводят его равновесное испарение вместе с потоком реагентов, вводимых в процесс и разбавителем (таким, как рециркулирующий продукт гидрокрекинга, продукт изомеризации или рециркулирующий деметаллизованный продукт), для того чтобы получить водород в растворе, а полученную смесь затем пропускают над катализатором.
Одной из целей настоящего изобретения является обеспечение усовершенствованной двухфазной системы гидропереработки, а также процесса, способа и/или установки.
Другой целью настоящего изобретения является обеспечение усовершенствованного процесса гидрокрекинга, гидроизомеризации, процесса Фишера-Тропша и/или процесса гидродеметаллизации.
Другие цели и более широкие границы применимости настоящего изобретения станут очевидны из его детального описания, приведенного ниже, в сочетании с фигурами, на которых подобным частям дано подобное цифровое обозначение.
Краткое описание чертежей
Фиг. 1 изображает схему технологического процесса в дизельном гидрогенераторе.
Фиг. 2 изображает схему технологического процесса в гидрогенераторе кубовых остатков.
Фиг. 3 изображает схему технологического процесса в системе гидропереработки.
Фиг. 4 изображает схему технологического процесса в многостадийной системе реакторов.
Фиг. 5 изображает схему технологического процесса в установке гидропереработки производительностью 1200 баррелей/сутки.
Подробное описание изобретения
Разработан процесс, исключающий необходимость циркуляции через катализатор газообразного водорода или отдельной водородной фазы. Это осуществляется смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода относительно высока, вследствие чего этот водород находится в растворе.
Тип и количество добавляемого растворителя, так же, как и условия реакции, можно установить такими, чтобы весь водород, необходимый для гидропереработки, был доступен в виде раствора. Потом этот раствор нефть/разбавитель/водород может быть направлен в реактор с поршневым потоком, в трубчатый реактор или другой заполненный катализа тором реактор, где происходит взаимодействие нефти с водородом. Не требуется никакого дополнительного водорода, поэтому удается избежать рециркуляции водорода и процесса в слое насадки со струйным течением жидкости указанного реактора. Следовательно, большие реакторы с струйным течением в слое насадки можно заменить реакторами намного меньшего размера или более простыми реакторами (см. фиг. 1, 2 и 3).
Помимо использования реакторов намного меньших размеров или более простых реакторов удается исключить использование компрессора для рециркуляции водорода. Поскольку весь водород, требуемый для реакции, становится доступным в виде раствора до реактора, то нет необходимости как в циркуляции газообразного водорода в пределах этого реактора, так и в рециркулирующем компрессоре. Исключение рециркулирующего компрессора и использование, например, реакторов с поршневым потоком или трубчатых реакторов значительно уменьшает основные затраты на проведение процесса гидрообработки.
Большинство реакций, происходящих при гидропереработке, представляют собой высокоэкзотермические реакции, в результате чего в реакторе выделяется большое количество тепла. Температуру реактора можно регулировать с помощью рециркулирующего потока. Контролируемый объем вытекающего из реактора потока можно направить обратно, ко входу в реактор и смешать со свежим сырьем и водородом. Рециркулирующий поток поглощает некоторое количество тепла и снижает подъем температуры в реакторе. Температуру реактора можно регулировать, контролируя температуру потока свежего сырья, и количество рециркулирующего потока. Кроме того, поскольку в рециркулирующем потоке содержатся уже прореагировавшие молекулы, то этот поток также служит в качестве инертного разбавителя.
Коксование катализатора представляет собой одну из самых больших проблем, связанных с гидропереработкой. Поскольку условия реакции могут быть весьма жесткими, то крекинг может осуществляться на поверхности катализатора. Если количество свободного водорода недостаточно, то крекинг может вызвать образование кокса и дезактивацию катализатора. При использовании настоящего изобретения в процессах гидропереработки коксование может быть исключено почти полностью, так как в растворе всегда находится достаточно свободного водорода, чтобы предотвратить коксование при крекинге. Это может увеличить срок службы катализатора и уменьшить текущие и эксплуатационные расходы.
На фиг. 1 изображена схема технологического процесса для дизельного гидрогенератора, как единое целое обозначенного числом 10. Свежий сырьевой продукт 12 закачивают пи тающим насосом 14 в зону соединения 18. Потом свежий сырьевой продукт 12 соединяется с водородом 15 и с гидрообработанным сырьем 16 и образует свежую сырьевую смесь 20. Затем смесь 20 разделяют в сепараторе 22, чтобы получить первую порцию отходящих газов 24 сепаратора и отсепарированную смесь 30. Отсепарированная смесь 30 соединяется с катализатором 32 в реакторе 34 с образованием реакционной смеси 40. Эту реакционную смесь 40 разделяют на два потока продукта -поток рециркулирующего продукта 42 и непрерывный поток 50. Поток рециркулирующего продукта 42 закачивают рециркулирующим насосом 44, чтобы получить гидрообработанный поток 16, который объединяют со свежим сырьевым продуктом 12 и водородом 15.
Непрерывный поток 50 поступает в сепаратор 52, где удаляется вторая порция отходящих газов 54 сепаратора, чтобы создать отсепарированный реакционный поток 60. Затем этот отсепарированный реакционный поток 60 поступает в испаритель 62, чтобы получить отходящие после мгновенного испарения газы 64 и отсепарированный реакционный поток 70, образовавшийся при мгновенном испарении. Потом отсепарированный реакционный поток 70, образовавшийся при мгновенном испарении, закачивают в десорбер 72, где удаляют отходящие газы 74 десорбера, чтобы получить результирующий продукт 80.
Фиг. 2 изображает схему технологического процесса в гидрогенераторе кубовых остатков, обозначенном числом 100. Свежий сырьевой продукт 110 соединяют с растворителем 112 в зоне соединения 114, чтобы получить объединенный поток растворитель-сырье 120. Объединенный поток растворитель-сырье 120 с помощью насоса 122 для загрузки растворителя и сырья закачивают в зону соединения 124. Затем объединенный поток растворитель-сырье 120 соединяют с водородом 126 и с гидрообработанным сырьем 128 для получения смеси водород-растворитель-сырье 130. После этого смесь водород-растворитель-сырье 130 разделяют в первом сепараторе 132, чтобы получить первую порцию отходящих газов 134 сепаратора и отсепарированную смесь 140. Отсепарированную смесь 140 соединяют с катализатором 142 в реакторе 144 для получения реакционной смеси 150. Реакционную смесь 150 делят на два потока продуктов реакции: поток рециркулирующих продуктов 152 и непрерывный поток 160. Поток рециркулирующих продуктов 152 закачивают рециркулирующим насосом 154 для получения потока гидрообработанного сырья 128, который объединяют с потоком растворитель-сырье 120 и с водородом 126.
Непрерывный поток 160 поступает во второй сепаратор 162, где второй поток отходящих газов 164 сепаратора удаляют, чтобы получить отсепарированный реакционный поток 170. За тем этот отсепарированный реакционный поток 170 поступает в испаритель 172, чтобы получить отходящие после мгновенного испарения газы 174 и отсепарированный реакционный поток 180, образовавшийся при мгновенном испарении. Отходящие после мгновенного испарения газы 174 охлаждают холодильником 176, чтобы получить растворитель 112, который объединяют с поступающим свежим сырьем 110.
Отсепарированный реакционный поток 180, образовавшийся при мгновенном испарении, затем поступает в десорбер 182, где удаляются отходящие из десорбера газы 184, чтобы получить результирующий продукт 190.
Фиг. 3 изображает схему технологического процесса в установке гидропереработки, обозначенной числом 200.
Свежий сырьевой продукт 202 соединяют с первым разбавителем 204 в первой зоне соединения 206, чтобы получить первый поток разбавитель-сырье 208. После этого первый поток разбавитель-сырье 208 соединяют со вторым разбавителем 210 во второй зоне соединения 212, чтобы получить второй поток разбавитель-сырье 214. Затем второй поток разбавитель-сырье 214 с помощью насоса 216 для загрузки разбавителя и сырья закачивают в третью зону соединения 218.
Водород 220 поступает в компрессор водорода 222 для получения сжатого водорода 224. Сжатый водород 224 подают в третью зону соединения 218.
Второй поток разбавитель-сырье 214 и сжатый водород 224 соединяют в третьей зоне соединения 218, чтобы получить смесь водородразбавитель-сырье 226. Эта смесь водородразбавитель-сырье 226 затем проходит через теплообменник для сырья и продуктов реакции 228, в котором эта смесь 226 нагревается при использовании третьего потока, отработавших газов 230 сепаратора, чтобы получить первый поток теплообменника 232. Первый поток теплообменника 232 и первый рециркулирующий поток 234 соединяют в четвертой зоне соединения 236 для получения первого рециркулирующего потока сырья 238.
Затем первый рециркулирующий поток сырья 238 проходит через первый теплообменник для сырья и продуктов 240, в котором смесь 238 нагревается, используя переданные из первой ректификационной колонны отработанные газы 242, при этом образуется второй поток теплообменника 244. Второй поток теплообменника 244 и второй рециркулирующий поток 246 соединяются в пятой зоне соединения 248, образуя при этом второй поток рециркулирующего сырья 250.
Затем второй поток рециркулирующего сырья 250 смешивают в смесителе для рециркулирующего продукта и сырья 252 при получении смеси сырье-рециркулирующий продукт 254. Затем смесь сырье-рециркулирующий про дукт 254 поступает во впускной сепаратор реактора 256.
Смесь сырье-рециркулирующий продукт 254 разделяют во впускном сепараторе реактора 256 с получением отработанных газов впускного сепаратора реактора 258 и входящей отсепарированной смеси 260. Отработанные газы впускного сепаратора реактора 258 сжигают или удаляют иным способом из системы 200.
Входящую отсепарированную смесь 260 соединяют с катализатором 262 в реакторе 264 для получения реакционной смеси 266. Реакционная смесь 266 поступает в выпускной сепаратор реактора 268.
Реакционную смесь 266 разделяют в выпускном сепараторе реактора 268, при этом на выходе получают отработанные газы 270 сепаратора реактора и выходящую отсепарированную смесь 272. Выпускаемые отработанные газы 270 сепаратора реактора выходят из выпускного сепаратора реактора 268 и потом их сжигают или иным способом удаляют из системы 200.
Выходящая отсепарированная смесь 272 поступает из выпускного сепаратора реактора 268 и в первой зоне разделения 278 ее делят на большой рециркулирующий поток 274 и непрерывно выходящую отсепарированную смесь 276.
Большой рециркулирующий поток 274 закачивают рециркулирующими насосами 280 во вторую зону разделения 282. Большой рециркулирующий поток 274 в зоне соединения 282 разделяют на первый рециркулирующий поток 234 и второй рециркулирующий поток 246, которые используют, как было рассмотрено ранее.
Непрерывно выходящая отсепарированная смесь 276 поступает из первой зоны разделения 278 и направляется в нагреватель стоков 284, при этом получают поток нагретых стоков 286.
Поток нагретых стоков 286 поступает в первую ректификационную колонну 288, где он разделяется на первый сброс этой колонны 290 и на первый очищенный поток 292. Первый сброс ректификационной колоны 290 и первый очищенный поток 292 по отдельности поступают во второй теплообменник 294, где разность их температур снижается.
Теплообменник превращает первый очищенный поток 290 в первый нагретый сброс ректификационной колонны 242, поступающий в первый теплообменник для сырья и продуктов 240, как это было описано ранее. Первый теплообменник для сырья и продуктов 240 осуществляет дальнейшее охлаждение первого нагретого сброса ректификационной колонны 242 с получением дважды охлажденного первого сброса 296.
Затем дважды охлажденный первый сброс 296 охлаждают холодильником 298, чтобы превратить его в первый сконденсированный сброс 300. После этого первый сконденсированный сброс 300 поступает в сборник флегмы 302, где он разделяется на сброс 304 и первый разбавитель 204. Сброс 304 выводят из системы 200. Первый разбавитель 204 поступает в первую зону соединения 206 для объединения со свежим сырьевым продуктом 202, как это было описано ранее.
Теплообменник преобразует первый очищенный поток 292 в первый нагретый очищенный поток 306, который подают в третий сепаратор 308. Третий сепаратор 308 разделяет первый нагретый очищенный поток 306 на третий сброс сепаратора 230 и второй очищенный поток 310.
Третий сброс сепаратора 230 поступает в теплообменник 228, как это описано ранее. Теплообменник 228 охлаждает третий сброс сепаратора 230 для получения второго охлажденного сброса 312.
Затем охлажденный второй сброс 312 охлаждают холодильником 314, чтобы превратить его в третий сконденсированный сброс 316. Потом третий сконденсированный сброс 316 поступает в сборник флегмы 318, где его разделяют на сброс сборника флегмы 320 и второй разбавитель 210. Сброс сборника флегмы 320 удаляют из системы 200. Второй разбавитель 210 поступает во вторую зону соединения 212, чтобы снова воссоединиться с системой 200, как это описано ранее.
Второй очищенный поток 310 поступает во вторую ректификационную колонну 322, где он разделяется на третий сброс ректификационной колонны 324 и первый целевой поток 326. Затем первый целевой поток 326 выводят из системы 200 для его дальнейшего применения или переработки. Третий сброс ректификационной колонны 324 поступает в холодильник 328, где его охлаждают для получения третьего сконденсированного сброса 330.
Третий сконденсированный сброс 330 поступает из холодильника 328 в четвертый сепаратор 332. Четвертый сепаратор 332 разделяет третий сконденсированный сброс 330 на четвертый сброс сепаратора 334 и второй целевой поток 336. Четвертый сброс сепаратора 334 выводят из системы 200. Затем второй целевой поток 336 выводят из системы 200 для его дальнейшего использования или переработки.
На фиг. 4 изображена схема технологического процесса в установке гидропереработки, как единое целое обозначенной числом 400, производительностью 1200 баррелей в сутки.
Контроль приемлемых входных параметров потока свежего сырья 401 (примерно
126,66°С, или 260°Р, 20 фунтов на квадратный дюйм и 1200 миллиардов баррелей в сутки) осуществляют в первой точке мониторинга 402. Потом поток свежего сырья 401 объединяют с разбавителем 404 в первой зоне соединения 406 для получения объединенного потока сырьеразбавитель 408. Объединенный поток сырьеразбавитель 408 закачивают насосом 410 для загрузки разбавителя и сырья через первую контролирующую насадку 412 и первый клапан 414 во вторую зону соединения 416.
Водород 420 с параметрами 37,77°С (100°Р), 500 фунтов на квадратный дюйм и 40000 СКФ/ч вводят в водородный компрессор 422 для получения сжатого водорода 424. Этот водородный компрессор 422 производит сжатие водорода от 420 до 1500 фунтов на квадратный дюйм. Сжатый водород 424 поступает во вторую точку мониторинга 426, где проверяют допустимость его входных параметров. Сжатый водород 424 поступает через вторую контролирующую насадку 428 и второй клапан 430 во вторую зону соединения 416.
Первая контролирующая насадка 412, первый клапан 414 и указывающий расходомер жидкости 434 присоединены к указывающему расходомеру 432, контролирующему поступление объединенного потока 408 сырьеразбавитель во вторую зону соединения 416. Аналогично вторая контролирующая насадка 428, второй клапан 430 и указывающий расходомер 432 присоединены к указывающему расходомеру жидкости 434, который контролирует поступление потока сжатого водорода 424 во вторую зону соединения 416. Объединенный поток 408 сырье-разбавитель и сжатый водород 424 объединяются во второй зоне соединения 416, чтобы получить смесь водородразбавитель-сырье 440. Параметры смеси (составляющие примерно 1500 фунтов на квадратный дюйм и 2516 миллиардов баррелей/сутки) проверяют в четвертой точке мониторинга 442. Затем смесь водород-разбавитель-сырье 440 подают через теплообменник для сырья и продукта 444, нагревающий указанную смесь водород-разбавитель-сырье 440 при использовании очищенного продукта 610, для того чтобы получить поток теплообменника 446. Производительность указанного теплообменника 444 для сырья и продукта составляет приблизительно 2,584-106 Британских тепловых единиц/ч.
Чтобы собрать информацию о параметрах потока теплообменника 446, этот поток теплообменника 446 контролируют в пятой точке мониторинга 448.
Потом поток теплообменника 446 поступает в подогреватель реактора 450, который может нагреть поток теплообменника 446 при мощности 5,0-106 Британских тепловых единиц/ч, чтобы получить предварительно подогретый поток 452. Предварительно подогретый поток 452 контролируют в шестой точке мониторинга 454 и с помощью показывающего регулятора температуры 456.
Топливный газ 458 проходит через третий клапан 460 и его мониторинг осуществляет показывающий регулятор давления 462 для обеспечения этим топливом подогревателя реактора 450. Показывающий регулятор давления 462 соединен с третьим клапаном 460 и с показывающим регулятором температуры 456.
Предварительно нагретый поток 452 соединяют с рециркулирующим потоком 464 в третьей зоне соединения 466 для получения предварительно нагретого рециркулирующего потока 468. Предварительно нагретый рециркулирующий поток 468 контролируют в седьмой точке мониторинга 470. Затем предварительно нагретый рециркулирующий поток 468 перемешивают в смесителе 472 для сырья и рециркулирующего потока, чтобы получить смесь сырья и рециркулирующего продукта 474. Потом смесь сырье-рециркулирующий продукт 474 поступает во впускной сепаратор реактора 476. Впускной сепаратор реактора 476 имеет следующие параметры:
152,4 см (внутренний диаметр) х (3,048 м 0 см) (поперечное сечение) [60 дюймов (внутренний диаметр) х (10 футов 0 дюймов) (поперечное сечение)].
Смесь сырье-рециркулирующий продукт 474 разделяют во впускном сепараторе реактора 476, при этом получают отходящие газы 478 впускного сепаратора реактора и входящую отсепарированную смесь 480. Отходящие газы 478 впускного сепаратора реактора поступают из впускного сепаратора реактора 476 через третью контролирующую насадку 482, связанную с расходомером 484. Затем отходящие газы впускного сепаратора реактора 478 проходят через четвертый клапан 486, мимо восьмой точки мониторинга 488, а потом их сжигают или удаляют иным способом из системы 400.
Регулятор уровня жидкости 490 связан как с четвертым клапаном 486, так и с впускным сепаратором реактора 476.
Входящая отсепарированная смесь 480 выходит из впускного сепаратора реактора 476, имея следующие параметры: примерно 310°С (590°Р) и 1500 фунтов на квадратный дюйм, контролируемые в девятой точке мониторинга 500.
Входящую отсепарированную смесь 480 объединяют с катализатором 502 в реакторе 504, чтобы получить реакционную смесь 506. Для контроля за технологическим процессом получения реакционной смеси 506 используют показывающий регулятор температуры 508 и десятую точку мониторинга 510. Реакционная смесь 506 при ее движении внутри выходного сепаратора реактора 512 имеет следующие параметры: 318,33°С (605°Р) и 1450 фунтов на квадратный дюйм.
Реакционную смесь 506 разделяют в выходном сепараторе реактора 512 с получением отходящих газов 514 выходного сепаратора реактора и выходной отсепарированной смеси 516. Отходящие газы 514 выходного реактора сепаратора поступают из выходного сепаратора реактора 512 через монитор 515 на показывающий регулятор давления 518. Потом отходящие газы выходного сепаратора реактора 514 проходят одиннадцатую точку мониторинга 520 и пятый клапан 522, затем их сжигают или удаляют иным способом из системы 400.
Выходной сепаратор реактора 512 соединен с индикатором уровня жидкости 524. Выходной сепаратор реактора 512 имеет такие параметры: 152,4 см (внутренний диаметр) х (3,048 м 0 см) (поперечное сечение) [60 дюймов (внутренний диаметр) х (10 футов 0 дюймов) (поперечное сечение)].
Выходная отсепарированная смесь 516 поступает из реакторного выходного сепаратора 512 и у первой зоны разделения 528 делится на два потока: рециркулирующий поток 464 и продолжающийся поток выходной отсепарированной смеси 526.
Поток рециркулирующего продукта 464 закачивают рециркулирующими насосами 530, и мимо двенадцатой точки мониторинга 532 он поступает к четвертой контролирующей насадке 534. Четвертая контролирующая насадка 534 соединена с указывающим расходомером 536, который связан с показывающим регулятором температуры 508. Указывающий расходомер 536 управляет шестым клапаном 538. После того, как поток рециркулирующего продукта 464 выходит из четвертой контролирующей насадки 534, через шестой клапан 538 этот 464 поток поступает к третьей зоне соединения 466, где он объединяется с подогретым потоком 452, как уже предварительно обсуждалось.
Выпускаемая отсепарированная смесь 526 выходит из первой зоны разделения 528 и проходит через седьмой клапан 540, управляемый индикатором уровня жидкости 524. Затем выпускаемая отсепарированная смесь 526 проходит мимо тринадцатой точки мониторинга 542 к нагревателю стоков 544.
После этого выпускаемая отсепарированная смесь 526 направляется в нагреватель стоков 544, который имеет мощность 3,0-106 Британских тепловых единиц/ч и способен нагреть указанную выпускаемую отсепарированную смесь 526 для получения нагретого потока стоков 546. Этот нагретый поток стоков 546 контролируется показывающим регулятором температуры 548 и в четырнадцатой точке мониторинга 550. Топливный газ 552 поступает через восьмой клапан 554 и проверяется показывающим регулятором давления 556 для обеспечения этим топливом нагревателя стоков 544. Показывающий регулятор давления 556 соединен с восьмым клапаном 554 и с показывающим регулятором температуры 548.
Нагретый поток стоков 546 поступает из четырнадцатой точки мониторинга 550 в ректификационную колонну 552. Ректификационная колонна 552 связана с индикатором уровня жидкости 554. Пар 556 поступает в ректификационную колонну 552 через двадцатую точку мониторинга 558. Возвратный поток разбавите ля 560 также поступает в ректификационную колонну 552. Ректификационная колонна 552 имеет следующие параметры: 106,68см (внутренний диаметр) х (16,4592 м 0 см) (поперечное сечение) [42 дюйма (внутренний диаметр) х (54 фута 0 дюймов) (поперечное сечение)].
Очищенный разбавитель 562 выходит из ректификационной колонны 552 через мониторы показывающего регулятора температуры 564 и пятнадцатую точку мониторинга 566. Затем очищенный разбавитель 562 поступает через головной холодильник ректификационной колонны 568. В головном холодильнике ректификационной колонны 568 используется рециркулирующий поток водоугольной пульпы 570, чтобы заменить очищенный разбавитель 562 на сконденсированный разбавитель 572. Мощность головного холодильника ректификационной колонны 568 составляет 5,56-106 Британских тепловых единиц/ч.
Затем сконденсированный разбавитель 572 поступает в сборник флегмы ректификационной колонны 574.
Сборник флегмы ректификационной колонны 574 имеет следующие параметры:
106,68 см (внутренний диаметр) х (3,048 м 0 см) (поперечное сечение) [42 дюйма (внутренний диаметр) х (10 футов 0 дюймов) (поперечное сечение)]. Сборник флегмы ректификационной колонны 574 контролируется индикатором уровня жидкости 592. Сборник флегмы ректификационной колонны 574 разделяет указанный сконденсированный разбавитель 572 на три потока: сточный (сливной) поток 576, поток газа 580 и поток разбавителя 590.
Сточный (сливной) поток 576 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574 и мимо монитора 578 покидает систему 400.
Поток газа 580 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574, проходит мониторинг, показывающий регулятор давления 582, проходит через девятый клапан 584, минует пятнадцатую точку мониторинга 586 и покидает систему 400. Девятый клапан 584 управляется показывающим регулятором давления 582.
Поток разбавителя 590 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574, проходит мимо восемнадцатой точки мониторинга 594 и через насос 596, образуя нагнетаемый поток разбавителя 598. Потом нагнетаемый поток разбавителя 598 во второй зоне разделения 600 делят на поток разбавителя 404 и возвратный поток разбавителя 560. Разбавитель 404 выходит из второй зоны разделения 600, проходит через десятый клапан 602 и третью точку мониторинга 604. Затем разбавитель 404 поступает из третьей точки мониторинга 604 в первую зону соединения 406, где он объединяется со свежим сырьевым продуктом 401, как это было описано ранее.
Возвратный поток разбавителя 560 выходит из второй зоны разделения 600, проходит девятнадцатую точку мониторинга 606, одиннадцатый клапан 608 и поступает в ректификационную колонну 552. Одиннадцатый клапан 608 соединен с показывающим регулятором температуры 564.
Очищенный продукт 610 выходит из ректификационной колонны 552, проходит двадцать первую точку мониторинга 612 и попадает в теплообменник 444 для получения нагретого очищенного продукта 614. Затем нагретый очищенный продукт 614 пропускают мимо двадцать второй точки мониторинга 615 и через насос для продуктов реакции 616. Нагретый очищенный продукт 614 выходит из насоса 616 через пятую контролирующую насадку 618. Шестая контролирующая насадка 618 соединена с расходомером 620. Затем нагретый очищенный продукт поступает с шестой контролирующей насадки 618 на двенадцатый клапан 622. Двенадцатый клапан 622 соединен с индикатором уровня жидкости 554. Потом нагретый очищенный продукт 614 поступает с двенадцатого клапана 622 через двадцать третью точку мониторинга 624 в холодильник для продуктов реакции 626, где его охлаждают для получения целевого продукта 632. В холодильнике для продуктов реакции 626 используют рециркулирующую водоугольную суспензию 628. Холодильник для продуктов реакции имеет мощность 0,640-106 Британских тепловых единиц/ч. Целевой продукт 632 выходит из холодильника 626, проходит двадцать четвертую точку мониторинга 630 и выходит из системы 400.
Фиг. 5 схематически изображает технологический процесс в многоступенчатом гидрогенераторе, обозначенном как единое целое числом 700. Сырье 710 соединяют с водородом 712 и с первым рециркулирующим потоком 714 в зоне 716 для получения объединенного потока сырья, водорода и рециркулирующего потока 720. Этот объединенный поток сырье-водородрециркулирующий поток 720 поступает в первый реактор 724, где он вступает в реакцию с получением первого потока выпускаемого продукта реакции 730. Первый поток выпускаемого продукта реакции 730 разделяют, чтобы в зоне 732 получить первый рециркулирующий поток 714 и первый непрерывный поток продукта реакции 740. Первый непрерывный поток продукта реакции 740 поступает в десорбер 742, где удаляются отходящие газы десорбера 744 (типа Н2§, ΝΗ3, и Н2О) для получения потока десорбера 750.
Затем поток десорбера 750 соединяют с дополнительным потоком водорода 752 и со вторым рециркулирующим потоком 754 в зоне 756 с получением объединенного потока десорбера, потока водорода и рециркулирующего потока 760. Этот объединенный поток десорбера, водорода и рециркулирующего потока 760 поступает в сатуратор 764, где он вступает в реакцию с получением второго выпускаемого потока продуктов реакции 770. Второй выпускаемый поток продуктов реакции 770 разделяют в зоне 772, чтобы получить второй рециркулирующий поток 754 и выпускаемый поток продуктов реакции 780.
В соответствии с настоящим изобретением, растворители деасфальтизации включают пропан, бутаны, и/или пентаны. Другие исходные разбавители включают легкие углеводороды, легкие дистилляты, лигроин, дизельное топливо, вязкую загущенную нефть, предварительно прошедшие гидропереработку сырье, рециркулирующий продукт, прошедший гидрокрекинг, продукт изомеризации, рециркулирующий деметаллизованный продукт, или им подобные.
Пример 1.
Дизельное топливо подвергают гидрообработке при 620 К для удаления серы и азота. Для получения требуемого продукта приблизительно 200 СКФ (стандартных кубических футов) водорода должно вступить в реакцию с баррелем дизельного топлива. Прошедшее гидрообработку дизельное топливо было выбрано в качестве разбавителя. Трубчатый реактор, работающий при температуре на выходе в 620 К, при соотношении рециркулирующего продукта к сырью 1/1 или 2/1, и давлении в 65 или 95 бар, пригоден для осуществления требуемых реакций.
Пример 2.
Нефть, прошедшую деасфальтизацию, подвергли гидрообработке при 620 К, чтобы удалить серу и азот и провести насыщение ароматическими соединениями. Для получения требуемого продукта примерно 1000 СКФ водорода должно вступить в реакцию с баррелем прошедшей деасфальтизацию нефти. Тяжелый лигроин, выбранный в качестве разбавителя, смешали с сырьем в равных объемах. Трубчатый реактор, работающий при температуре на выходе 620 К, при давлении в 80 бар и при соотношении рециркуляции 2,5/1, пригоден для получения всего требуемого водорода; внутри этого реактора допускается подъем температуры менее чем на 20 К.
Пример 3.
Такой же, как приведенный выше пример
1, за исключением того, что разбавитель выбран из пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья, или их комбинаций.
Пример 4.
Такой же, как приведенный выше пример
2, за исключением того, что разбавитель выбран из пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья, или их комбинаций.
Пример 5.
Такой же, как приведенный выше пример
3, за исключением того, что указанное сырье выбирают из нефтяных фракций, дистиллятов, кубовых остатков, восков, машинных масел, прошедшей деасфальтизацию нефти или топлива, отличного от дизельного топлива.
Пример 6.
Такой же, как приведенный выше пример
4, за исключением того, что указанное сырье выбирают из нефтяных фракций, дистиллятов, кубовых остатков, нефтепродуктов, восков, машинных масел, прошедшей деасфальтизацию нефти или продуктов, подобных им, но отличных от прошедшей деасфальтизацию нефти.
Пример 7.
Описанный и приведенный здесь способ двухфазного процесса гидропереработки и установка.
Пример 8.
Способ гидропереработки, усовершенствование которого включает стадию смешения и/или равновесного испарения водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода выше, чем в указанном нефтяном сырье.
Пример 9.
Приведенный выше пример 8, в котором разбавитель или растворитель выбирают из тяжелого лигроина, пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля нефти, предварительно прошедшего гидропереработку сырья или их комбинаций.
Пример 10.
Приведенный выше пример 9, в котором указанное сырье выбирают из нефти, нефтяных фракций, дистиллятов, кубовых остатков, дизельного топлива, прошедшей деасфальтизацию нефти, восков, машинных масел и им подобных.
Пример 11.
Способ двухфазного процесса гидропереработки, включающий стадии: смешения сырья с разбавителем, насыщения водородом смеси разбавитель/сырье до реактора, взаимодействия смеси сырье/разбавитель/водород с катализатором в указанном реакторе для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы, или для крекинга.
Пример 12.
Приведенный выше пример 11, в котором указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм, предпочтительно 1000-3000 фунтов на квадратный дюйм.
Пример 13.
Приведенный выше пример 12, включающий, кроме того, стадию работы реактора при сверхкритических условиях растворения, так, чтобы не существовало предела растворимости.
Пример 14.
Приведенный выше пример 13, включающий, кроме того, стадию отвода тепла от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в точку, расположенную выше по потоку этого реактора.
Пример 15.
Нефтепродукт, прошедший гидропереработку, гидрообработку, гидродоработку, гидроочистку, гидрокрекинг или подобный нефтепродукт, полученный согласно одному из описанных выше примеров.
Пример 16.
Резервуар реактора для применения в улучшенном процессе гидропереработки, согласно настоящему изобретению, содержит катализатор в трубках сравнительно малого диаметра, равного 5,08 см (2 дюйма), при емкости реактора приблизительно в 1,1326 м3 (40 футов3), а сам реактор смонтирован таким образом, что он выдерживает давление выше примерно 3000 фунтов на квадратный дюйм.
Пример 17.
При деасфальтизации растворителем восемь объемов н-бутана приводят в контакт с одним объемом вакуумного гудрона. После удаления смолы, но до восстановления указанного растворителя из подвергнутой деасфальтизации нефти (ДАН), смесь растворитель/ДАН нагнетают до примерно 1000-1500 фунтов на квадратный дюйм и смешивают с водородом в количестве примерно 900 СКФ Н2 на баррель ДАН. Смесь растворитель/ДАН/Н2 нагревают примерно до 590-620 К и проводят ее контактирование с катализатором для удаления серы, азота и насыщения ароматическими соединениями. После гидропереработки бутан удаляют из гидрообработанной ДАН, снижая давление примерно до 600 фунтов на квадратный дюйм.
Пример 18.
По меньшей мере, один из указанных выше примеров, включающий многоступенчатые реакторы, причем два или более реактора соединены последовательно с реакторами, конфигурации которых соответствуют настоящему изобретению, и имеются реакторы, одинаковые или отличающиеся по температуре, давлению, типу катализатора, или подобным параметрам.
Пример 19.
Приведенный выше пример 18, использующий, кроме того, многоступенчатые реакторы для получения отдельных продуктов, восков, машинных масел и им подобных.
Резюмируя, отметим, что гидрокрекинг представляет собой разрыв углерод-углеродных связей, а гидроизомеризация - перегруппировку углерод-углеродных связей. Гидродеметаллизация представляет собой удаление металлов (обычно из вакуумного гудрона или прошедшей деасфальтизацию нефти) для предотвращения отравления катализатора в каталитических крекинг-установках и в установках гидрокрекинга.
Пример 20.
Гидрокрекинг: объем вакуумного газойля смешивают с 1000 СКФ Н2 на баррель сырьевого газойля, смешивают с двумя объемами рециркулирующего продукта гидрокрекинга (разбавителя) и пропускают над катализатором гидрокрекинга при 398,88°С (750°Е) и давлении в 2000 фунтов на квадратный дюйм. Полученный продукт гидрокрекинга содержал 20% лигроина, 40% дизельного топлива и 40% кубовых остатков.
Пример 21.
Гидроизомеризация: объем сырья, содержащий 80% парафинного воска, смешивают с 200 СКФ Н2 на баррель сырья и с одним объемом такого продукта изомеризации, как разбавитель, и пропускают над катализатором изомеризации при 287,77°С (550°Е) и давлении в 2000 фунтов на квадратный дюйм. Температура застывания продукта изомеризации составляет 1,11°С (30°Г), его индекс вязкости равен 140.
Пример 22.
Гидродеметаллизация: объем сырья с общим содержанием металлов 80х10-6 смешивают со 150 СКФ Н2 на баррель и с одним объемом рециркулирующего деметаллизованного продукта и пропускают над катализатором при 232.22°С (450°Г) и давлении в 1000 фунтов на квадратный дюйм. Общее содержание металлов в полученном продукте составляет 3х10-6.
Обычно процесс Фишера-Тропша касается получения парафинов из монооксида углерода и водорода (СО и Н2 или синтез-газ). Синтез-газ содержит СО2, СО и Н2, его получают из различных источников, прежде всего из угля или природного газа. Полученный синтез-газ затем вступает в реакции над определенными катализаторами при получении определенных продуктов реакции.
Синтез Фишера-Тропша представляет собой процесс получения углеводородов (почти исключительно парафинов) из СО и Н2, осуществляемый над металлическим катализатором на носителе. Железный катализатор представляет собой классический катализатор ФишерТропша, однако используются и другие металлические катализаторы.
Синтез-газ можно использовать (и его используют) для получения других химических веществ, прежде всего спиртов, хотя эти реакции не являются реакциями Фишера-Тропша. Техническое решение настоящего изобретения можно использовать для любого каталитического процесса, в котором для осуществления взаимодействия на поверхности катализатора один или более компонентов необходимо перевести из газовой фазы в жидкую.
Пример 23.
Двухстадийный способ гидропереработки, в котором первая стадия осуществляется в усло виях, достаточных для удаления серы, азота, кислорода, и т.п. (620 К, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют загрязняющие примеси Н2§, ДН3, и воды, а затем, на второй стадии, реактор работает в условиях, достаточных для насыщения ароматическими соединениями.
Пример 24.
Процесс, описанный, по крайней мере, в одном из приведенных выше примеров, в котором, помимо водорода, моноокись углерода (СО) смешивают с водородом, и полученную смесь приводят в контакт с катализатором Фишера-Тропша для получения углеводородных химических соединений.
В соответствии с настоящим изобретением, усовершенствованный процесс гидропереработки, гидрообработки, гидродоработки, гидроочистки, и/или гидрокрекинга обеспечивает удаление примесей из смазочных масел и восков при относительно низком давлении и с минимальным количеством катализатора. Это достигается благодаря уменьшению или исключению необходимости нагнетания под давлением водорода в растворе в емкость реактора и за счет увеличения растворимости водорода добавлением разбавителя или растворителя. Например, дизельное топливо представляет собой разбавитель для тяжелых фракций, а пентан разбавитель для легких фракций. Более того, используя пентан как разбавитель, можно достичь высокой растворимости. Используя процесс по настоящему изобретению, можно получить большие, чем стехиометрические, количества водорода в растворе. Также, используя процесс по настоящему изобретению, удается уменьшить стоимость сосуда высокого давления, и в таком реакторе можно использовать катализатор в небольших трубках, что уменьшит стоимость. Далее, используя процесс по настоящему изобретению, можно исключить необходимость в компрессоре для рециркуляции водорода.
Хотя процесс по настоящему изобретению может быть реализован на стандартном оборудовании для гидропереработки, гидрообработки, гидродоработки, гидроочистки и/или гидрокрекинга, таких же или лучших результатов возможно достичь, если использовать оборудование меньшей стоимости, реакторы, водородные компрессоры и подобные устройства, способные к реализации процесса при более низком давлении, и/или рециркулирующий растворитель, разбавитель, водород или, по крайней мере, часть предварительно прошедшего гидрообработку продукта или сырья.
Claims (25)
- ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ1. Двухфазный способ гидропереработки и установка в соответствии с заявленным.
- 2. Двухфазный способ гидропереработки для обработки сырьевой нефти водородом в реакторе, отличающийся тем, что он включает стадию, по меньшей мере, одного смешения и/или равновесного испарения водорода и требующей обработки нефти в присутствии растворителя или разбавителя с тем, чтобы процентное содержание водорода в растворе было больше, чем процентное содержание водорода в сырьевой нефти, для получения двухфазной жидкой смеси сырье/разбавитель/водород при последующем отделении газа из этой жидкой смеси выше по потоку этого реактора.
- 3. Способ по п.2, отличающийся тем, что указанный растворитель или разбавитель выбирают из группы, состоящей из тяжелого лигроина, пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья или их комбинаций.
- 4. Способ по п.3, отличающийся тем, что указанное сырье выбирают из группы, состоящей из нефти, нефтяных фракций, дистиллята, кубовых остатков, дизельного топлива, прошедшей деасфальтизацию нефти, восков, машинных масел и специального ассортимента продуктов.
- 5. Двухфазный жидкостной способ гидропереработки, включающий стадии смешения сырья с разбавителем, насыщения водородом смеси разбавитель/сырье до реактора при образовании двухфазной жидкой смеси сырье/разбавитель/водород, выделения газа из двухфазной жидкой смеси до реактора, взаимодействия указанной смеси сырье/разбавитель/водород с катализатором в реакторе для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы, или для крекинга.
- 6. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм.
- 7. Способ по п. 6, отличающийся тем, что он включает кроме того, эксплуатацию указанного реактора при сверхкритических условиях растворения, с тем чтобы не существовало предела растворимости.
- 8. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный процесс представляет собой многоступенчатый процесс при использовании двух или более последовательно соединенных реакторов.
- 9. Способ по п.7, отличающийся тем, что он включает, кроме того, стадию отвода теплоты от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в расположенную выше по потоку точку этого реактора.
- 10. Способ по п.5, отличающийся тем, что различные реакторы используются для насыще ния или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы, или для крекинга.
- 11. Способ по п.5, отличающийся тем, что контролируемую часть прореагировавшего сырья смешивают с перемешанным сырьем до реактора.
- 12. Способ, по меньшей мере, по одному из пп. 8 и 10, отличающийся тем, что первая стадия осуществляется в условиях, достаточных для удаления из сырья серы, азота, кислорода и загрязняющих примесей (по меньшей мере, 620 К, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют примеси Η2δ, ΝΗ3 и воду, а реактор второй стадии потом работает в условиях, достаточных для насыщения переработанного сырья ароматическими соединениями.
- 13. Способ, по меньшей мере, по одному из пп.2 и 5, отличающийся тем, что в дополнение к водороду СО (монооксид углерода) смешивают с водородом и полученную смесь сырье/разбавитель/водород/СО приводят в контакт с катализатором Фишера-Тропша в реакторе для синтеза углеводородных химических соединений.
- 14. Гидропереработанный, гидрообработанный, гидродоработанный, гидроочищенный продукт, воск, машинное масло, продукт гидроизомеризации, гидродеметаллизации, продукт Фишера-Тропша или подобный продукт, полученный согласно, по меньшей мере, одному из способов, по меньшей мере, одного из пп. 1-13 и 15-23.
- 15. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 10003000 фунтов на квадратный дюйм.
- 16. Способ по п. 4, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм.
- 17. Способ по п. 4, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 10003000 фунтов на квадратный дюйм.
- 18. Способ по п.4, включающий, кроме того, стадию эксплуатации указанного реактора при сверхкритических условиях растворения, с тем чтобы не существовало предела растворимости.
- 19. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанный процесс представляет собой многоступенчатый процесс, использующий два или более последовательно соединенных реакторов.
- 20. Способ по п.18, включающий, кроме того, стадию отвода теплоты от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в расположенную выше по потоку точку этого реактора.
- 21. Способ по п. 4, отличающийся тем, что различные реакторы используются для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы или для крекинга.
- 22. Способ по п.4, отличающийся тем, что контролируемую часть прореагировавшего сырья смешивают с перемешанным сырьем до реактора.
- 23. Способ, по меньшей мере, по одному из пп.19 и 21, отличающийся тем, что первая стадия осуществляется в условиях, достаточных для удаления из сырья серы, азота, кислорода и загрязняющих примесей (по крайней мере, 620 К, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют примеси Η2δ, ΝΗ3 и воды, а реактор второй стадии потом работает в условиях, достаточных для насыщения переработанного сырья ароматическими соединениями.
- 24. Установка или система для реализации, по меньшей мере, одного из способов, по меньшей мере, по одному из пп.1-13 и 15-23.
- 25. Установка или система как это заявлено по п.24 и приведено на одной из фиг. 1-5.
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US5059997P | 1997-06-24 | 1997-06-24 | |
PCT/US1998/013075 WO1998059019A1 (en) | 1997-06-24 | 1998-06-23 | Two phase hydroprocessing |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
EA200000077A1 EA200000077A1 (ru) | 2000-06-26 |
EA001973B1 true EA001973B1 (ru) | 2001-10-22 |
Family
ID=21966206
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
EA200000077A EA001973B1 (ru) | 1997-06-24 | 1998-06-23 | Двухфазный способ гидропереработки |
Country Status (11)
Country | Link |
---|---|
US (3) | US6123835A (ru) |
EP (1) | EP0993498B1 (ru) |
JP (1) | JP4174079B2 (ru) |
AT (1) | ATE273368T1 (ru) |
AU (1) | AU755160B2 (ru) |
BR (1) | BR9810061B1 (ru) |
CA (1) | CA2294456C (ru) |
DE (1) | DE69825590T2 (ru) |
EA (1) | EA001973B1 (ru) |
ES (1) | ES2227852T3 (ru) |
WO (1) | WO1998059019A1 (ru) |
Families Citing this family (114)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US7291257B2 (en) * | 1997-06-24 | 2007-11-06 | Process Dynamics, Inc. | Two phase hydroprocessing |
WO1998059019A1 (en) * | 1997-06-24 | 1998-12-30 | Process Dynamics, Inc. | Two phase hydroprocessing |
US7569136B2 (en) * | 1997-06-24 | 2009-08-04 | Ackerson Michael D | Control system method and apparatus for two phase hydroprocessing |
CA2249051A1 (en) | 1998-09-29 | 2000-03-29 | Canadian Environmental Equipment & Engineering Technologies Inc. | Process for upgrading crude oil using low pressure hydrogen |
RU2158623C1 (ru) * | 1999-06-16 | 2000-11-10 | Цегельский Валерий Григорьевич | Способ сжатия и подачи под давлением углеводородосодержащих газообразных сред (варианты) |
US6682711B2 (en) * | 2001-04-27 | 2004-01-27 | Chevron U.S.A. Inc. | Protection of Fischer-Tropsch catalysts from traces of sulfur |
US7279018B2 (en) * | 2002-09-06 | 2007-10-09 | Fortum Oyj | Fuel composition for a diesel engine |
CA2439577C (en) † | 2002-09-06 | 2011-05-31 | Fortum Oyj | Process for producing a hydrocarbon component of biological origin |
CA2455011C (en) | 2004-01-09 | 2011-04-05 | Suncor Energy Inc. | Bituminous froth inline steam injection processing |
CA2455149C (en) * | 2004-01-22 | 2006-04-11 | Suncor Energy Inc. | In-line hydrotreatment process for low tan synthetic crude oil production from oil sand |
US7144498B2 (en) * | 2004-01-30 | 2006-12-05 | Kellogg Brown & Root Llc | Supercritical hydrocarbon conversion process |
US7833408B2 (en) * | 2004-01-30 | 2010-11-16 | Kellogg Brown & Root Llc | Staged hydrocarbon conversion process |
ES2550259T5 (es) | 2005-07-04 | 2023-06-08 | Neste Oyj | Proceso para la fabricación de hidrocarburos en el intervalo del diésel |
US8022258B2 (en) | 2005-07-05 | 2011-09-20 | Neste Oil Oyj | Process for the manufacture of diesel range hydrocarbons |
US7842180B1 (en) | 2005-12-14 | 2010-11-30 | Uop Llc | Hydrocracking process |
US20080023372A1 (en) * | 2006-07-27 | 2008-01-31 | Leonard Laura E | Hydrocracking Process |
US7906013B2 (en) | 2006-12-29 | 2011-03-15 | Uop Llc | Hydrocarbon conversion process |
US20080159928A1 (en) * | 2006-12-29 | 2008-07-03 | Peter Kokayeff | Hydrocarbon Conversion Process |
US8119847B2 (en) | 2007-06-15 | 2012-02-21 | E. I. Du Pont De Nemours And Company | Catalytic process for converting renewable resources into paraffins for use as diesel blending stocks |
US8021539B2 (en) | 2007-06-27 | 2011-09-20 | H R D Corporation | System and process for hydrodesulfurization, hydrodenitrogenation, or hydrofinishing |
US9669381B2 (en) * | 2007-06-27 | 2017-06-06 | Hrd Corporation | System and process for hydrocracking |
DE102007032683B4 (de) * | 2007-07-13 | 2014-09-11 | Outotec Oyj | Verfahren und Anlage zur Raffination ölhaltiger Feststoffe |
EP2169031A4 (en) * | 2007-07-24 | 2012-10-10 | Idemitsu Kosan Co | HYDROFINISHING METHOD FOR HYDROCARBON OIL |
EP2199370A4 (en) * | 2007-09-28 | 2015-11-04 | Japan Oil Gas & Metals Jogmec | PROCESS FOR THE PRODUCTION OF SYNTHETIC NAPHTHA |
US7794585B2 (en) * | 2007-10-15 | 2010-09-14 | Uop Llc | Hydrocarbon conversion process |
US7790020B2 (en) | 2007-10-15 | 2010-09-07 | Uop Llc | Hydrocarbon conversion process to improve cetane number |
US7799208B2 (en) | 2007-10-15 | 2010-09-21 | Uop Llc | Hydrocracking process |
US7794588B2 (en) | 2007-10-15 | 2010-09-14 | Uop Llc | Hydrocarbon conversion process to decrease polyaromatics |
US7803269B2 (en) | 2007-10-15 | 2010-09-28 | Uop Llc | Hydroisomerization process |
US7981276B2 (en) * | 2007-11-30 | 2011-07-19 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Desulfurization of petroleum streams utilizing a multi-ring aromatic alkali metal complex |
US8575409B2 (en) | 2007-12-20 | 2013-11-05 | Syntroleum Corporation | Method for the removal of phosphorus |
US20090300971A1 (en) | 2008-06-04 | 2009-12-10 | Ramin Abhari | Biorenewable naphtha |
US8581013B2 (en) | 2008-06-04 | 2013-11-12 | Syntroleum Corporation | Biorenewable naphtha composition and methods of making same |
US7524995B1 (en) | 2008-06-12 | 2009-04-28 | E.I. Du Pont De Nemours And Company | Continuous process to produce hexafluoroisopropanol |
US8999141B2 (en) * | 2008-06-30 | 2015-04-07 | Uop Llc | Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor |
US9279087B2 (en) | 2008-06-30 | 2016-03-08 | Uop Llc | Multi-staged hydroprocessing process and system |
US8008534B2 (en) | 2008-06-30 | 2011-08-30 | Uop Llc | Liquid phase hydroprocessing with temperature management |
CN102618320B (zh) * | 2008-08-11 | 2015-03-25 | 中国石油化工集团公司 | 一种烃油两相加氢方法 |
CN101338219A (zh) * | 2008-08-11 | 2009-01-07 | 中国石油化工集团公司 | 一种两相加氢方法 |
CN102585894B (zh) * | 2008-08-11 | 2014-10-29 | 中国石油化工集团公司 | 一种烃油加氢方法 |
CN101338220B (zh) * | 2008-08-11 | 2016-08-03 | 中国石油化工集团公司 | 一种烃油加氢方法 |
CN102634367A (zh) * | 2008-08-11 | 2012-08-15 | 中国石油化工集团公司 | 一种两相加氢方法 |
CN101358146B (zh) * | 2008-09-05 | 2012-07-04 | 中国石油化工集团公司 | 一种烃油加氢工艺 |
CN101353594B (zh) * | 2008-09-12 | 2012-07-04 | 中国石油化工集团公司 | 一种烃油加氢控制方法 |
CN101381623B (zh) * | 2008-09-12 | 2012-08-22 | 中国石油化工集团公司 | 一种液固两相加氢方法 |
CN101724445B (zh) * | 2008-10-28 | 2013-04-10 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种加氢处理生产清洁燃料的方法 |
US8231804B2 (en) | 2008-12-10 | 2012-07-31 | Syntroleum Corporation | Even carbon number paraffin composition and method of manufacturing same |
EP2356198B1 (en) | 2008-12-12 | 2016-03-16 | E. I. du Pont de Nemours and Company | Process for making linear dicarboxylic acids from renewable resources |
CN101787305B (zh) * | 2009-01-23 | 2013-03-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种液相循环加氢处理方法和反应*** |
US8221706B2 (en) | 2009-06-30 | 2012-07-17 | Uop Llc | Apparatus for multi-staged hydroprocessing |
US8518241B2 (en) | 2009-06-30 | 2013-08-27 | Uop Llc | Method for multi-staged hydroprocessing |
CN101942318B (zh) * | 2009-07-09 | 2013-10-09 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种烃类两相加氢处理方法 |
US8377288B2 (en) | 2009-09-22 | 2013-02-19 | Bp Corporation North America Inc. | Methods and units for mitigation of carbon oxides during hydrotreating |
US8394900B2 (en) | 2010-03-18 | 2013-03-12 | Syntroleum Corporation | Profitable method for carbon capture and storage |
SG185577A1 (en) | 2010-06-30 | 2012-12-28 | Exxonmobil Res & Eng Co | Gas and liquid phase hydroprocessing for biocomponent feedstocks |
WO2012012088A2 (en) | 2010-06-30 | 2012-01-26 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Two stage hydroprocessing with divided wall column fractionator |
SG185575A1 (en) | 2010-06-30 | 2012-12-28 | Exxonmobil Res & Eng Co | Integrated gas and liquid phase processing of biocomponent feedstocks |
CA2800932A1 (en) | 2010-06-30 | 2012-01-05 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Liquid phase distillate dewaxing |
CN102311790B (zh) * | 2010-07-07 | 2013-12-04 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种提高混氢量的液相循环加氢处理方法 |
CN102311791B (zh) * | 2010-07-07 | 2013-11-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种强化气液传质的液相循环加氢处理方法 |
US8608947B2 (en) | 2010-09-30 | 2013-12-17 | Uop Llc | Two-stage hydrotreating process |
US8911694B2 (en) | 2010-09-30 | 2014-12-16 | Uop Llc | Two-stage hydroprocessing apparatus with common fractionation |
US8691082B2 (en) | 2010-09-30 | 2014-04-08 | Uop Llc | Two-stage hydroprocessing with common fractionation |
US10144882B2 (en) * | 2010-10-28 | 2018-12-04 | E I Du Pont De Nemours And Company | Hydroprocessing of heavy hydrocarbon feeds in liquid-full reactors |
CN102465026B (zh) * | 2010-11-05 | 2015-05-13 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种焦化煤油馏分加氢处理方法 |
CN102465011B (zh) * | 2010-11-05 | 2015-07-22 | 中国石油化工股份有限公司 | 重馏分油加氢处理方法 |
CN102465027B (zh) * | 2010-11-05 | 2015-04-15 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种重馏分油加氢处理方法 |
WO2012100068A2 (en) | 2011-01-19 | 2012-07-26 | Process Dynamics, Inc. | Process for hydroprocessing of non-petroleum feestocks |
US9139782B2 (en) | 2011-02-11 | 2015-09-22 | E I Du Pont De Nemours And Company | Targeted pretreatment and selective ring opening in liquid-full reactors |
EP2489720A1 (en) | 2011-02-15 | 2012-08-22 | Neste Oil Oyj | Renewable oil with low iron content and its use in hydrotreatment process |
EP2690160A4 (en) * | 2011-03-25 | 2014-09-03 | Jx Nippon Oil & Energy Corp | PROCESS FOR PRODUCING MONOCYCLIC AROMATIC HYDROCARBONS |
CN102732298A (zh) * | 2011-04-12 | 2012-10-17 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种液相加氢方法 |
US8926826B2 (en) | 2011-04-28 | 2015-01-06 | E I Du Pont De Nemours And Company | Liquid-full hydroprocessing to improve sulfur removal using one or more liquid recycle streams |
US8894838B2 (en) | 2011-04-29 | 2014-11-25 | E I Du Pont De Nemours And Company | Hydroprocessing process using uneven catalyst volume distribution among catalyst beds in liquid-full reactors |
CN103781883B (zh) | 2011-07-29 | 2016-03-23 | 沙特***石油公司 | 选择性二阶段加氢处理***和方法 |
JP5876575B2 (ja) * | 2011-07-29 | 2016-03-02 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 流動接触分解プロセス用の水素に富む原料 |
JP6086909B2 (ja) | 2011-07-29 | 2017-03-01 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 選択的シリーズフロー水素化系およびその方法 |
EP2737017B1 (en) | 2011-07-29 | 2021-03-31 | Saudi Arabian Oil Company | Selective two-stage hydroprocessing method |
CN103781881A (zh) | 2011-07-29 | 2014-05-07 | 沙特***石油公司 | 选择性单一阶段加氢处理***和方法 |
KR101945570B1 (ko) | 2011-07-29 | 2019-02-07 | 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 | 선택적 직렬-흐름 수소화처리 시스템 및 방법 |
US8932451B2 (en) | 2011-08-31 | 2015-01-13 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Integrated crude refining with reduced coke formation |
US8945372B2 (en) | 2011-09-15 | 2015-02-03 | E I Du Pont De Nemours And Company | Two phase hydroprocessing process as pretreatment for tree-phase hydroprocessing process |
CN102358847B (zh) * | 2011-09-16 | 2014-05-07 | 中国海洋石油总公司 | 一种全液相加氢生产清洁柴油的方法 |
CN103074105B (zh) * | 2011-10-25 | 2015-07-29 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种无氢气循环的柴油超深度脱硫方法 |
US8956528B2 (en) | 2011-11-21 | 2015-02-17 | Saudi Arabian Oil Company | Slurry bed hydroprocessing and system using feedstock containing dissolved hydrogen |
US9365781B2 (en) | 2012-05-25 | 2016-06-14 | E I Du Pont De Nemours And Company | Process for direct hydrogen injection in liquid full hydroprocessing reactors |
SG10201702254UA (en) * | 2012-09-21 | 2017-05-30 | China Petroleum & Chem Corp | Hydrocarbon oil hydrotreating method |
CN103666544B (zh) | 2012-09-21 | 2016-04-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种重整生成油加氢处理方法 |
US8721871B1 (en) | 2012-11-06 | 2014-05-13 | E I Du Pont De Nemours And Company | Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors |
US9139783B2 (en) | 2012-11-06 | 2015-09-22 | E I Du Pont Nemours And Company | Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors |
CN103965953B (zh) | 2013-01-30 | 2015-07-22 | 中国石油天然气股份有限公司 | 一种馏分油两相加氢反应器和加氢工艺方法 |
CN103965959A (zh) * | 2013-01-30 | 2014-08-06 | 中国石油天然气股份有限公司 | 一种多级溶氢的液相加氢反应方法 |
US9328303B2 (en) | 2013-03-13 | 2016-05-03 | Reg Synthetic Fuels, Llc | Reducing pressure drop buildup in bio-oil hydroprocessing reactors |
CA2904172C (en) | 2013-03-14 | 2021-04-13 | E.I. Dupont De Nemours And Company | Process for improving cold flow properties and increasing yield of middle distillate feedstock through liquid full hydrotreating and dewaxing |
US8969259B2 (en) | 2013-04-05 | 2015-03-03 | Reg Synthetic Fuels, Llc | Bio-based synthetic fluids |
CN104178217A (zh) * | 2013-05-22 | 2014-12-03 | 中石化洛阳工程有限公司 | 一种液相加氢方法及其反应器 |
CN104232154B (zh) * | 2013-06-21 | 2016-04-06 | 中国石油天然气股份有限公司 | 一种馏分油加氢改质方法 |
IN2013MU02162A (ru) | 2013-06-25 | 2015-06-12 | Indian Oil Corp Ltd | |
US9617485B2 (en) | 2013-09-24 | 2017-04-11 | E I Du Pont De Nemours And Company | Gas oil hydroprocess |
CN104560132B (zh) * | 2013-10-29 | 2016-08-17 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种连续液相蜡油加氢处理方法 |
WO2015119767A1 (en) * | 2014-02-10 | 2015-08-13 | Archer Daniels Midland Company | Improved multiphase low mixing processes |
WO2016099787A1 (en) | 2014-12-17 | 2016-06-23 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Methods and systems for treating a hydrocarbon feed |
CN105861037B (zh) * | 2015-01-23 | 2018-03-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种连续液相柴油加氢处理方法 |
CN106590732B (zh) * | 2015-10-15 | 2019-04-09 | 神华集团有限责任公司 | 一种费托合成油低温液相加氢精制的方法和*** |
CN105602619B (zh) | 2015-12-18 | 2017-10-17 | 中国石油天然气股份有限公司 | 一种液相加氢异构***及其工艺和应用 |
US10669490B2 (en) | 2016-01-25 | 2020-06-02 | Dupont Industrial Biosciences Usa, Llc | Process for producing diesel with low levels of sulfur |
US9738839B1 (en) | 2016-04-29 | 2017-08-22 | IFP Energies Nouvelles | Generation ebullated-bed reactor system |
CN106479562B (zh) * | 2016-10-10 | 2018-06-29 | 常州大学 | 一种强化氢气在重整生成油中的溶解方法及应用 |
PL238324B1 (pl) * | 2017-08-29 | 2021-08-09 | Inst Chemii Organicznej Polskiej Akademii Nauk | Aparatura przepływowa do prowadzenia procesów pod wysokim ciśnieniem w trybie ciągłym |
CN107460002A (zh) * | 2017-09-01 | 2017-12-12 | 苏州中吴能源科技股份有限公司 | 废燃料油再生装置及其工艺 |
US11208600B2 (en) | 2019-12-04 | 2021-12-28 | Saudi Arabian Oil Company | Mixed phase two-stage hydrotreating processes for enhanced desulfurization of distillates |
CN115466628B (zh) * | 2021-06-10 | 2023-12-12 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种液相加氢反应装置、***和烃油液相加氢方法 |
EP4124382A1 (en) | 2021-07-27 | 2023-02-01 | Indian Oil Corporation Limited | A process for multistage hydroprocessing in a single reactor |
US11549069B1 (en) | 2022-01-20 | 2023-01-10 | Saudi Arabian Oil Company | Two-phase hydroprocessing utilizing soluble hydrogen from the high pressure separator |
Family Cites Families (88)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US32120A (en) * | 1861-04-23 | Floor-clamp | ||
FR954644A (ru) | 1950-01-04 | |||
FR785974A (fr) * | 1934-03-21 | 1935-08-23 | Ig Farbenindustrie Ag | Procédé de séparation de mélanges d'hydrocarbures liquides |
US2646387A (en) * | 1950-05-17 | 1953-07-21 | Socony Vacuum Oil Co Inc | Solvent recovery with liquid carbon dioxide |
US2698279A (en) * | 1951-12-21 | 1954-12-28 | Shell Dev | Dewaxing mineral oils |
US2902444A (en) * | 1955-08-29 | 1959-09-01 | Exxon Research Engineering Co | Phenol extraction of hydrocarbons with alcohol solvent modifier |
US2966456A (en) * | 1957-01-02 | 1960-12-27 | Sun Oil Co | Removing acids from petroleum |
US3152981A (en) * | 1960-04-29 | 1964-10-13 | Exxon Research Engineering Co | Hydrogenation process employing hydrogen absorbed by the feed |
NL275200A (ru) * | 1961-07-31 | |||
GB1232173A (ru) * | 1969-11-18 | 1971-05-19 | ||
GB1331935A (en) | 1969-12-12 | 1973-09-26 | Shell Int Research | Peocess for the catalytic hydroconversion of a residual hydroca rbon oil |
US3880598A (en) | 1970-12-10 | 1975-04-29 | Shell Oil Co | Residual oil hydrodesulfurization apparatus |
GB1407794A (en) * | 1971-10-26 | 1975-09-24 | Shell Int Research | Process for the removal of aromatic compounds from distillate hydrocarbon fractions |
GB1346265A (en) * | 1972-03-24 | 1974-02-06 | Texaco Development Corp | Hydrodesulphurization of heavy hydrocarbon oil with hydrogen presaturation |
US3958957A (en) | 1974-07-01 | 1976-05-25 | Exxon Research And Engineering Company | Methane production |
US4209381A (en) * | 1978-02-02 | 1980-06-24 | Mobil Oil Corporation | Method and apparatus for treating drill cuttings at an onsite location |
US4381234A (en) * | 1979-05-11 | 1983-04-26 | Mobil Oil Corporation | Solvent extraction production of lube oil fractions |
US4311578A (en) * | 1979-12-20 | 1982-01-19 | Exxon Research & Engineering Co. | Liquefaction process wherein solvents derived from the material liquefied and containing increased concentrations of donor species are employed |
US4298451A (en) * | 1980-02-25 | 1981-11-03 | The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy | Two stage liquefaction of coal |
US4333824A (en) * | 1980-06-27 | 1982-06-08 | Texaco Inc. | Refining highly aromatic lube oil stocks |
US4424110A (en) * | 1980-08-29 | 1984-01-03 | Exxon Research And Engineering Co. | Hydroconversion process |
DE3038842C2 (de) * | 1980-10-15 | 1986-06-19 | Bergwerksverband Gmbh, 4300 Essen | Verfahren zur Steigerung der Kohleölgewinnung bei der Kohlehydrierung |
US4399025A (en) * | 1980-10-28 | 1983-08-16 | Delta Central Refining, Inc. | Solvent extraction process for rerefining used lubricating oil |
US5240592A (en) * | 1981-03-24 | 1993-08-31 | Carbon Fuels Corporation | Method for refining coal utilizing short residence time hydrocracking with selective condensation to produce a slate of value-added co-products |
US4397736A (en) * | 1981-04-01 | 1983-08-09 | Phillips Petroleum Company | Hydrotreating supercritical solvent extracts in the presence of alkane extractants |
USRE32120E (en) * | 1981-04-01 | 1986-04-22 | Phillips Petroleum Company | Hydrotreating supercritical solvent extracts in the presence of alkane extractants |
US4390411A (en) * | 1981-04-02 | 1983-06-28 | Phillips Petroleum Company | Recovery of hydrocarbon values from low organic carbon content carbonaceous materials via hydrogenation and supercritical extraction |
US4591426A (en) * | 1981-10-08 | 1986-05-27 | Intevep, S.A. | Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content |
US4441983A (en) * | 1982-08-19 | 1984-04-10 | Air Products And Chemicals, Inc. | Zinc sulfide liquefaction catalyst |
US4485004A (en) * | 1982-09-07 | 1984-11-27 | Gulf Canada Limited | Catalytic hydrocracking in the presence of hydrogen donor |
US4428821A (en) * | 1982-11-04 | 1984-01-31 | Exxon Research & Engineering Company | Oil shale extraction process |
US4486293A (en) * | 1983-04-25 | 1984-12-04 | Air Products And Chemicals, Inc. | Catalytic coal hydroliquefaction process |
US4585546A (en) * | 1983-04-29 | 1986-04-29 | Mobil Oil Corporation | Hydrotreating petroleum heavy ends in aromatic solvents with large pore size alumina |
US4514282A (en) * | 1983-07-21 | 1985-04-30 | Conoca Inc. | Hydrogen donor diluent cracking process |
US4491511A (en) * | 1983-11-07 | 1985-01-01 | International Coal Refining Company | Two-stage coal liquefaction process |
US4536275A (en) | 1984-03-07 | 1985-08-20 | International Coal Refining Company | Integrated two-stage coal liquefaction process |
US4968409A (en) | 1984-03-21 | 1990-11-06 | Chevron Research Company | Hydrocarbon processing of gas containing feed in a countercurrent moving catalyst bed |
US5269910A (en) * | 1985-02-01 | 1993-12-14 | Kabushiki Kaisha Kobe Seiko Sho | Method of coil liquefaction by hydrogenation |
US4698147A (en) * | 1985-05-02 | 1987-10-06 | Conoco Inc. | Short residence time hydrogen donor diluent cracking process |
US4663028A (en) * | 1985-08-28 | 1987-05-05 | Foster Wheeler Usa Corporation | Process of preparing a donor solvent for coal liquefaction |
AU603344B2 (en) * | 1985-11-01 | 1990-11-15 | Mobil Oil Corporation | Two stage lubricant dewaxing process |
US4678556A (en) * | 1985-12-20 | 1987-07-07 | Mobil Oil Corporation | Method of producing lube stocks from waxy crudes |
US4909927A (en) * | 1985-12-31 | 1990-03-20 | Exxon Research And Engineering Company | Extraction of hydrocarbon oils using a combination polar extraction solvent-aliphatic-aromatic or polar extraction solvent-polar substituted naphthenes extraction solvent mixture |
JPS63243196A (ja) * | 1987-03-30 | 1988-10-11 | Nippon Oil Co Ltd | 重質油の軽質化法 |
US5132007A (en) * | 1987-06-08 | 1992-07-21 | Carbon Fuels Corporation | Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity |
US5198103A (en) * | 1987-06-08 | 1993-03-30 | Carbon Fuels Corporation | Method for increasing liquid yields from short residence time hydropyrolysis processes |
US5021142A (en) * | 1987-08-05 | 1991-06-04 | Mobil Oil Corporation | Turbine oil production |
US4853104A (en) * | 1988-04-20 | 1989-08-01 | Mobil Oil Corporation | Process for catalytic conversion of lube oil bas stocks |
US5035793A (en) * | 1988-05-23 | 1991-07-30 | Engelhard Corporation | Hydrotreating catalyst and process |
US4995961A (en) * | 1988-08-19 | 1991-02-26 | Phillips Petroleum Company | Process and apparatus for hydrogenating hydrocarbons |
US5009770A (en) * | 1988-08-31 | 1991-04-23 | Amoco Corporation | Simultaneous upgrading and dedusting of liquid hydrocarbon feedstocks |
US5312543A (en) * | 1989-07-18 | 1994-05-17 | Amoco Corporation | Resid hydrotreating using solvent extraction and deep vacuum reduction |
US4944863A (en) * | 1989-09-19 | 1990-07-31 | Mobil Oil Corp. | Thermal hydrocracking of heavy stocks in the presence of solvents |
US5071540A (en) * | 1989-12-21 | 1991-12-10 | Exxon Research & Engineering Company | Coal hydroconversion process comprising solvent extraction and combined hydroconversion and upgrading |
US5110450A (en) * | 1989-12-21 | 1992-05-05 | Exxon Research And Engineering Company | Coal extract hydroconversion process comprising solvent enhanced carbon monoxide pretreatment |
US5336395A (en) * | 1989-12-21 | 1994-08-09 | Exxon Research And Engineering Company | Liquefaction of coal with aqueous carbon monoxide pretreatment |
US5024750A (en) * | 1989-12-26 | 1991-06-18 | Phillips Petroleum Company | Process for converting heavy hydrocarbon oil |
US4980046A (en) * | 1989-12-28 | 1990-12-25 | Uop | Separation system for hydrotreater effluent having reduced hydrocarbon loss |
US5200063A (en) * | 1990-06-21 | 1993-04-06 | Exxon Research And Engineering Company | Coal hydroconversion process comprising solvent enhanced pretreatment with carbon monoxide |
US5068025A (en) * | 1990-06-27 | 1991-11-26 | Shell Oil Company | Aromatics saturation process for diesel boiling-range hydrocarbons |
US5110445A (en) * | 1990-06-28 | 1992-05-05 | Mobil Oil Corporation | Lubricant production process |
US5013424A (en) * | 1990-07-30 | 1991-05-07 | Uop | Process for the simultaneous hydrogenation of a first feedstock comprising hydrocarbonaceous compounds and having a non-distillable component and a second feedstock comprising halogenated organic compounds |
US5196116A (en) * | 1991-02-11 | 1993-03-23 | University Of Arkansas | Process for petroleum - wax separation at or above room temperature |
US5474668A (en) * | 1991-02-11 | 1995-12-12 | University Of Arkansas | Petroleum-wax separation |
US5620588A (en) * | 1991-02-11 | 1997-04-15 | Ackerson; Michael D. | Petroleum-wax separation |
US5178750A (en) * | 1991-06-20 | 1993-01-12 | Texaco Inc. | Lubricating oil process |
US5827421A (en) * | 1992-04-20 | 1998-10-27 | Texaco Inc | Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution and no added silica |
US5395511A (en) * | 1992-06-30 | 1995-03-07 | Nippon Oil Co., Ltd. | Process for converting heavy hydrocarbon oil into light hydrocarbon fuel |
US5496464A (en) * | 1993-01-04 | 1996-03-05 | Natural Resources Canada | Hydrotreating of heavy hydrocarbon oils in supercritical fluids |
WO1995009049A2 (en) * | 1993-09-30 | 1995-04-06 | Uop | Hydroprocessing catalyst and its use |
US5928499A (en) * | 1993-10-01 | 1999-07-27 | Texaco Inc | Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution, median pore diameter by surface area, and pore mode by volume |
US5536275A (en) * | 1994-04-12 | 1996-07-16 | Thies Gmbh & Co. | Method for the pretreatment of cotton-containing fabric |
US5968348A (en) * | 1994-05-16 | 1999-10-19 | Texaco Inc. | Hydroconversion process employing a phosphorus loaded NiMo catalyst with specified pore size distribution |
JP3424053B2 (ja) * | 1994-09-02 | 2003-07-07 | 新日本石油株式会社 | 低硫黄低芳香族軽油の製造方法 |
US5958218A (en) * | 1996-01-22 | 1999-09-28 | The M. W. Kellogg Company | Two-stage hydroprocessing reaction scheme with series recycle gas flow |
EP0888420B1 (en) * | 1996-03-15 | 2000-01-05 | Petro-Canada | Hydrotreating of heavy hydrocarbon oils with control of particle size of particulate additives |
US5885534A (en) | 1996-03-18 | 1999-03-23 | Chevron U.S.A. Inc. | Gas pocket distributor for hydroprocessing a hydrocarbon feed stream |
US5935416A (en) * | 1996-06-28 | 1999-08-10 | Exxon Research And Engineering Co. | Raffinate hydroconversion process |
US5976353A (en) * | 1996-06-28 | 1999-11-02 | Exxon Research And Engineering Co | Raffinate hydroconversion process (JHT-9601) |
KR20000029528A (ko) * | 1996-08-01 | 2000-05-25 | 지스트라텐 알베르터스 빌헬머스 요안느 | 수소처리방법 |
US5925239A (en) * | 1996-08-23 | 1999-07-20 | Exxon Research And Engineering Co. | Desulfurization and aromatic saturation of feedstreams containing refractory organosulfur heterocycles and aromatics |
US5820749A (en) * | 1996-11-22 | 1998-10-13 | Exxon Chemical Patents, Inc. | Hydrogenation process for unsaturated hydrocarbons |
US5705052A (en) * | 1996-12-31 | 1998-01-06 | Exxon Research And Engineering Company | Multi-stage hydroprocessing in a single reaction vessel |
US5744025A (en) * | 1997-02-28 | 1998-04-28 | Shell Oil Company | Process for hydrotreating metal-contaminated hydrocarbonaceous feedstock |
US5954945A (en) * | 1997-03-27 | 1999-09-21 | Bp Amoco Corporation | Fluid hydrocracking catalyst precursor and method |
US5856261A (en) * | 1997-04-22 | 1999-01-05 | Exxon Research And Engineering Company | Preparation of high activity catalysts; the catalysts and their use |
US5928220A (en) * | 1997-06-10 | 1999-07-27 | Shimoji; Yutaka | Cordless dental and surgical laser |
WO1998059019A1 (en) * | 1997-06-24 | 1998-12-30 | Process Dynamics, Inc. | Two phase hydroprocessing |
-
1998
- 1998-06-23 WO PCT/US1998/013075 patent/WO1998059019A1/en active IP Right Grant
- 1998-06-23 EA EA200000077A patent/EA001973B1/ru not_active IP Right Cessation
- 1998-06-23 EP EP98931528A patent/EP0993498B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1998-06-23 AT AT98931528T patent/ATE273368T1/de not_active IP Right Cessation
- 1998-06-23 DE DE69825590T patent/DE69825590T2/de not_active Expired - Lifetime
- 1998-06-23 BR BRPI9810061-0A patent/BR9810061B1/pt not_active IP Right Cessation
- 1998-06-23 CA CA002294456A patent/CA2294456C/en not_active Expired - Lifetime
- 1998-06-23 JP JP50500399A patent/JP4174079B2/ja not_active Expired - Fee Related
- 1998-06-23 ES ES98931528T patent/ES2227852T3/es not_active Expired - Lifetime
- 1998-06-23 AU AU81639/98A patent/AU755160B2/en not_active Ceased
- 1998-06-24 US US09/104,079 patent/US6123835A/en not_active Expired - Lifetime
-
2000
- 2000-06-22 US US09/599,913 patent/US6428686B1/en not_active Expired - Lifetime
-
2002
- 2002-06-03 US US10/162,310 patent/US6881326B2/en not_active Expired - Fee Related
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
JP4174079B2 (ja) | 2008-10-29 |
EP0993498A1 (en) | 2000-04-19 |
CA2294456A1 (en) | 1998-12-30 |
ES2227852T3 (es) | 2005-04-01 |
ATE273368T1 (de) | 2004-08-15 |
EP0993498B1 (en) | 2004-08-11 |
EA200000077A1 (ru) | 2000-06-26 |
DE69825590D1 (de) | 2004-09-16 |
BR9810061A (pt) | 2000-09-19 |
CA2294456C (en) | 2009-04-28 |
US6428686B1 (en) | 2002-08-06 |
US6123835A (en) | 2000-09-26 |
DE69825590T2 (de) | 2005-09-15 |
US6881326B2 (en) | 2005-04-19 |
AU8163998A (en) | 1999-01-04 |
US20020148755A1 (en) | 2002-10-17 |
AU755160B2 (en) | 2002-12-05 |
BR9810061B1 (pt) | 2010-11-30 |
WO1998059019A9 (en) | 1999-04-15 |
WO1998059019A1 (en) | 1998-12-30 |
JP2002506473A (ja) | 2002-02-26 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
EA001973B1 (ru) | Двухфазный способ гидропереработки | |
US7291257B2 (en) | Two phase hydroprocessing | |
KR101371913B1 (ko) | 연속식 액체상 수소화처리 방법 | |
US6454932B1 (en) | Multiple stage ebullating bed hydrocracking with interstage stripping and separating | |
US8314276B2 (en) | Liquid phase hydroprocessing with temperature management | |
RU2134712C1 (ru) | Способ гидрообработки нефтяного сырья и установка гидроконверсии | |
CA2306069C (en) | Process for treating crude oil using hydrogen in a special unit | |
RU2547826C2 (ru) | Способ гидропереработки тяжелой и сверхтяжелой нефти и нефтяных остатков | |
CN106190283B (zh) | 设置加氢芳烃浅度饱和反应过程的劣质烃加氢热裂化方法 | |
EP1394237A1 (en) | Two phase hydroprocessing | |
WO2023052765A1 (en) | Method of upgrading highly olefinic oils derived from waste plastic pyrolysis | |
AU2003200780B2 (en) | Two phase hydroprocessing | |
CN114981391B (zh) | 具有内部气液分离器的淤浆相反应器 | |
SU440846A1 (ru) | Способ получения основы смазочного масла | |
CN112831346A (zh) | 一种中低温煤焦油的全馏分方法及*** | |
MXPA99012108A (es) | Hidroprocesamiento de dos fases |
Legal Events
Date | Code | Title | Description |
---|---|---|---|
PC4A | Registration of transfer of a eurasian patent by assignment | ||
MM4A | Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s) |
Designated state(s): AM AZ BY KZ KG MD TJ TM RU |