PL90715B1 - Conversion of asphaltene-containing charge stock[gb1391720a] - Google Patents
Conversion of asphaltene-containing charge stock[gb1391720a] Download PDFInfo
- Publication number
- PL90715B1 PL90715B1 PL1972158314A PL15831472A PL90715B1 PL 90715 B1 PL90715 B1 PL 90715B1 PL 1972158314 A PL1972158314 A PL 1972158314A PL 15831472 A PL15831472 A PL 15831472A PL 90715 B1 PL90715 B1 PL 90715B1
- Authority
- PL
- Poland
- Prior art keywords
- raw material
- solvent
- hydrogen
- vanadium
- asphaltenes
- 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
- C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
- C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
- C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
- C10G67/0454—Solvent desasphalting
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
- C10G2300/10—Feedstock materials
- C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Catalysts (AREA)
- Compositions Of Macromolecular Compounds (AREA)
- Working-Up Tar And Pitch (AREA)
Description
Przedmiotem wynalazku jest sposób obróbki zawierajacych asfalteny surowców weglowodorowych w nizej
wrzace produkty weglowodorowe na drodze katalitycznej konwersji w obecnosci wodoru
i niestechiometrycznego siarczku wanadu. Istnieja zbedne zapasy weglowodorowego surowca zawierajacego
asfalteny, przykladowo pozostalosci ponaftowe, zawierajace duza ilosc asfaltenów.
Wiadomo, ze asfalteny stanowia zlozone zwiazki kompleksowe, zawierajace siarke i zwiazki
metaloorganiczne. Utrudnia to przeróbke tego surowca zwyklymi metodami, np. za pomoca hydrooczyszczania
na stacjonarnej warstwie katalizatora.
Znany jest sposób przerabiania wymienionego surowca na drodze konwersji katalitycznej w obecnosci
wodoru i niestechiometrycznych ilosci siarczku wanadu. Niestechiometryczny siarczek wanadu stosuje sie
w subtelnej zawiesinie bez nosnika. Sposobem tym mozna uzyskac dowolny zadany stopien konwersji asfaltenów
przy czesciowym oczyszczeniu ze zwiazków siarki i azotu.
Wada tego sposobu jest to, ze nie zapewnia on wysokiej wydajnosci z nastepujacych przyczyn. Wysoki
stopien konwersji asfaltenów uzyskuje sie przy dodawaniu bardzo duzych ilosci niestechiometrycznego siarczku
wanadu, przykladowo dodanie 832 g czterosiarczku wanadu do 1200 g mazutu umozliwia uzyskanie praktycznie
calkowitej konwersji asfaltenów, lecz oczywiscie dodawanie tak wielkiej ilosci katalizatora nie jest mozliwe
w warunkach przemyslowych, a sposób wielokrotnego wykorzystania katalizatora za pomoca jego zawracania
stosowany zazwyczaj w takich przypadkach jest malo skuteczny w wyniku nieodwracalnego obnizenia jego
aktywnosci, wywolanego zmianami fizycznymi samego katalizatora, a mianowicie aglomeracja czastek
niestechiometrycznego siarczku wanadu. Zmniejsza to oczywiscie aktywna powierzchnie katalizatora.
Badania tego procesu wykazaly, ze dla zachowania aktywnosci katalizatora nalezy utrzymywac jego
koloidalny roztwór w surowcu, co wiaze sie z trudnymi do rozwiazania problemami technicznymi, poniewaz
zwykle mieszanie praktycznie nie zmniejsza stopnia aglomerowania czastek, a przemywanie katalizatora jasnymi
produktami naftowymi równiez jest malo skuteczne.
Sposób wedlug wynalazku obróbki surowca weglowodorowego zawierajacego asfalteny na drodze
katalitycznej konwersji w obecnosci wodoru i niestechiometrycznego siarczku wanadu polega na tym, ze do2 90 715
strefy katalitycznej konwersji wprowadza sie siarczek wanadu w postaci mieszaniny z asfaltenami zawartymi
w surowcu. W celu uproszczenia technologii procesu mieszanine siarczku wanadu z asfaltenami ekstrahuje sie
z surowca lub z cieklych produktów reakcji za pomoca odasfaltowania rozpuszczalnikiem, np. n-butanem
i calkowicie lub czesciowo wprowadza do strefy katalitycznej konwersji. Etap odasfaltowania prowadzi sie pod
cisnieniem 5-75 atm, korzystnie 15-40 atm, a etap katalitycznej konwersji prowadzi sie za pomoca wodoru pod
cisnieniem 25-500 atm, w temperaturze 300-500°C, przy stosunku wodoru do surowca 350-10000 Nm3/m3,
korzystnie 1000-2000Nm3/m3 i w obecnosci 0,5-25% wagowych katalizatora, w przeliczeniu na wanad
pierwiastkowy.
Strefa odasfaltowania moze znajdowac sie przed lub za strefa reakcji.
Gdy strefa odasfaltowania znajduje sie przed strefa reakcji proces prowadzi sie nastepujaco. Surowiec
wprowadzany do reaktora sklada sie z bogatej wasfalteny, lecz ubogiej w rozpuszczalnik frakcji ze strefy
odasfaltowania. Ciekle produkty reakcji zawraca sie do wejscia wydzielania asfaltenów. Taki schemat
prowadzenia procesu pozwala na minimalizacje rozmiarów reaktora, co jednak w pewnym stopniu jest
wyrównywane przez zwiekszenie rozmiarów wydzielacza asfaltenów, do którego wprowadza sie zarówno swiezy
surowiec, jak i ciekle produkty reakcji. Zastosowanie takiego systemu jest korzystne w przypadku, gdy
w procesie uzywa sie surowca podatnego na taka obróbke. Niestety, niektóre surowce, takie jak, na przyklad
surowce pochodzace z ropy wenezuelskiej, zawieraja tak duzo metali i asfaltenów, ze po odasfaltowaniu
typowymi sposobami, ciagle jeszcze nie nadaja sie do dalszego przerobu w typowych instalacjach.
Dla typowych instalacji ze stalym zlozem katalizatora, dopuszczalna zawartosc metali lub wanadu
w surowcu dochodzi do okolo 50 ppm, a tylko w pewnych przypadkach te granice przekracza. Jesli zawartosc
metali w surowcu jest wieksza, nie mozna posylac go wprost do przeróbki nad stalym zlozem katalizatora.
Podczas procesu odasfaltowania usuwa sie okolo 2/3 calej ilosci zawartych w surowcu metali, stad oleje ciezkie
zawierajace do okolo 150 ppm metali mozna odasfaltowywac w ten sposób, wytwarzajac frakcje nadajaca sie juz
do dalszej przeróbki.
Samo odasfaltowanie powoduje duze straty cieklego produktu. W wiekszosci procesów odasfaltowania,
usuniecie asfaltu pociaga za soba usuniecie prawie calej objetosci ciezkiego oleju. W przypadku, gdy strefa
odasfaltowania znajduje sie „ponad" reaktorem, uzyskuje sie wolny od asfaltenów, zawierajacy niewiele metali
olej. Poniewaz zawracane asfalteny wychwytuja metale ze swiezego surowca, w strefie odasfaltowania mozna
usunac 3/4 calej ilosci metali zawartych w surowcu, a nie 2/3 tak jak przy zastosowaniu instalacji typowej.
Jesli natomiast zawartosc metalu w surowcu jest bardzo wysoka, zadna z tych metod nie pozwala na
uzyskanie oleju o dopuszczalnej zawartosci metalu. W tych przypadkach, niezbedne jest przepuszczenie oleju
ciezkiego przez reaktor przed odasfaltowaniem, w celu wykorzzystania tego procesu do usuniecia metalu.
Wyniki z przeprowadzonych prób przedstawiono w nastepujacym zestawieniu.
ppm metalu
w surowcu
0-50
50-150
50-250
250 i wyzej
(0-250)
Wskazane etapy prowadzenia procesu
i Prjoces mozna prowadzic w tradycyjnych instalacjach ze sta¬
lam zlozem katalizatora. <
Proces mozna, z duzymi trudnosciami, prowadzic w instala¬
cjach ze stalym zlozem katalizatora. Wstepne odasfaltowanie
umozliwia zastosowanie stalego zloza do obróbki wolnego od
asfaltów oleju, lecz wiaze sie to z duza strata objetosci. -
Jest to optymalny zakres dla zastosowania odasfaltowania
polaczonego z reaktorem na pólplynny wsad. <
Niezbedne jest zastosowanie reaktora na pólplynny wsad, po
którym nastepuje odasfaltowanie. < Jesli pozadany jest produkt o bardzo niskiej zawartosci metali,
stosuje sie reaktor na wsad pólplynny z nastepujacym po nim
odasfaltowaniem. '
Tak wiec dla przerobu surowca o bardzo wysokiej zawartosci metali lub otrzymania produktu o bardzo
malej zawartosci metali korzystny jest wariant z umieszczeniem reaktora szlamowego powyzej strefy
odasfaltowania. <90715 3
Niewatpliwa zaleta procesu tak w przypadku umieszczenia reaktora szlamowego powyzej strefy
odasfaltowaoia, jak i w przypadku umieszczenia reaktora szlamowego ponizej strefy odasfaltowania jest to, ze
metale zawarte w surowcu przetwarzaja sie w katalizator. •
W reaktorze'szlamowym mozna osiagnac 100% konwersji asfaltenów, jednak nie jest to konieczne,
poniewaz praca w warunkach pelnej konwersji asfaltenów jest zwiazana z niewspólmiernie duzymi stratami
katalizatora, jak to podano wyzej. <
Uzyskanie 15 do 85% konwersji asfaltenów w jednym przejsciu zapewnia uzyskanie odpowiedniej
zawartosci asfaltenów w produktach reakcji wystarczajacej do i utrzymaniaiktywnosci katalizatora i zapewniajacej
zawrót nadmiaru substancji asfaltenowej. Dokladne wartosci pozadanego stopnia konwersji w jednym przejsciu
w danej instalacji, zaleza od wlasciwosci przerabianego oleju ciezkiego oraz wydajnosci i typu zastosowanej
instalacji do odasfaltowania. <
Odpowiednimi rozpuszczalnikami do odasfaltowywania sa skroplone gazowe weglowodory, takie jak:
propan, n-butan, izobutan lub ich mieszanina; albo etan, etylen, propan, propylen, n-butylen, izobutylen, pentan,
izopentan lub ich mieszanina. <
Szczególnie korzystnym rozpuszczalnikiem do odasfaltowywania jest butan lub pentan. Stosuje sie go
w ilosci 4-1:1 w stosunku do oleju w temperaturze okolo 5-6°C ponizej temperatury krytycznej
rozpuszczalnika.
Korzystne stezenie niestechiometrycznego siarczku wanadu w surowcu wprowadzonym do reaktora wynosi
co najmniej okolo 1/2% wagowego, liczac na wanad pierwiastkowy. Uzycie mniejszej ilosci katalizatora powoduje
zbyt mala konwersje asfaltenów w jednym przejsciu. Natomiast nadmierne jego stezenie nie ma wplywu na
koncowe wyniki nawet wówczas, gdy zanieczyszczony surowiec posiada bardzo wysoka zawartosc asfaltenów.
Górna granica zawartosci siarczku wanadu wynosi okolo 25% wagowych. <
Koloidalna papke katalizatora i surowca miesza sie z co najmniej okolo 350 objetosciami wodoru
w temperaturze 15°C, pod cisnieniem 1 atm, na objetosc surowca w temperaturze 15°C. Przy korzystnym
prowadzeniu procesu, wodór wprowadza sie od dolu i babelki wodoru przeplywaja przez faze ciekla. Korzystne
jest uzycie wodoru w stosunku objetosciowym do surowca 1000-2000, a iloscia optymalna okazala sie ilosc
1300 objetosci wodoru na objetosc surowca. Uzycie wodoru w ilosci wiekszej niz 2000 objetosci na objetosc
surowca nie jest szkodliwe, ale nie podnosi wydajnosci procesu. »
Cisnienie w strefie reakcji moze zawierac sie w granicach od okolo 25 do 500 atmosfer. Wyzsze cisnienia
powoduja uprzywilejowanie reakcji uwodornienia, a równiez zmniejszaja nieco koszty calkowite i ruchowe
kompresorów uzytych do sprezania zawracanego wodoru. Zastosowanie wyzszego cisnienia pociaga za soba
koniecznosc zastosowania wytrzymalszej konstrukcji reaktora.
Poniewaz zachodzace reakcje sa glównie egzotermiczne, temperatura produktów wychodzacych z reaktora
jest znacznie wyzsza niz temperatura u wlotu do reaktora. Dla zapoczatkowania reakcji potrzebna jest minimalna
temperatura od okolo 300 do 400°C. Nalezy unikac temperatur u wlotu wyzszych od 435°C, poniewaz wplywa
to korzystnie raczej na reakcje odwodornienia niz uwodornienia. Ozas przebywania w strefie reakcji, oraz
temperatura przy wejsciu do reaktora powinny byc takie, zeby temperatura po wyjsciu nie przekraczala
temperatury okolo 500°C, korzystnie 450°C. « Odasfaltowanie rozpuszczalnikowe prowadzi sie w temperaturze od okolo 10°C—300°C, korzystnie od
okolo 35°C-180°C, pod cisnieniem w granicach od okolo 5-75 atm, a korzystnie od 15-40 atm. Dokladne
warunki prowadzenia procesu zaleza zwykle od fizycznych wlasnosci surowca wprowadzanego do oddzielacza
asfaltów. Od tego zalezy tez rodzaj uzytego rozpuszczalnika. >
Koncentrat asfaltenowy zawraca sie do strefy reakcji a produkt odasfaltowania po odzyskaniu
rozpuszczalnika stanowi produkt koncowy. <
Opisany wyzej sposób pracy urzadzenia z umieszczeniem strefy odasfaltowania ponizej reaktora
uwidoczniono na rysunku. «
Surowiec plynacy rurociagiem 1 miesza sie z zawracanym wodorem z rurociagu 2 i wodorem dodatkowym
z rurociagu 3. Zmieszany zasfaltenami katalizator, bedacy niestechiometrycznym siarczkiem wanadu,
wprowadza sie rurociagami 1 i 4 do dolnej czesci strefy reakcji 5. Wszystkie wytworzone produkty, zawierajace
równiez katalizator oraz nieprzereagowane asfalteny, wyprowadza sie z reaktora 5 rurociagiem 6 i wprowadza do
odpowiedniego ukladu 7 sluzacego do oddzielenia wodoru. Uklad 7 moze skladac sie z wielu czesci. Oddzielony
wodór, rurociagiem 2 zawraca sie i miesza z surowcem, natomiast inne skladniki gazowe mozna wyprowadzic
z ukladu. Ciekle w normalnych warunkach produkty, takie jak heksan, lub ciezsze, zawierajace siarczek wanadu
i nieprzereagowane asfalteny, wyprowadza sie ze strefy oddzielania wodoru 7 rurociagiem 8 i wprowadza do
górnej czesci strefy odasfaltowania 9. <
Rurociagiem 10, wprowadza sie do dolnej czesci oddzielacza asfaltów 9, odpowiedni, wybrany
rozpuszczalnik, na przyklad: n-buten. Dodatkowy rozpuszczalnik mozna dodac rurociagiem 11, do rurociagu 10.4 90 715
Bogata w rozpuszczalnik, ciekla w normalnych warunkach frakcje, wyprowadza sie z górnej czesci oddzielacza 0
rurociagiem 12 i kieruje do instalacji do odzyskiwania rozpuszczalnika 13. Odzyskany rozpuszczalnik zawraca sie
rurociagiem 10. Ciekle w normalnych warunkach produkty wyprowadza sie z ukladu rurociagiem 14. Stracony
siarczek wanadu, jako katalizator, oraz nieprzereagowane asfalteny, wyprowadza sie z oddzielacza 9 rurociagiem
4 i zawraca do polaczenia z surowcem i wodorem. Jak wiekszosc olejów ciezkich, surowiec zawiera znaczne
ilosci metali, glównie niklu i wanadu wystepujacych w postaci metalicznych porfiryn. Zawierajacy je strumien
korzystnie jest kierowac rurociagiem 15 do odpowiedniej instalacji do odzyskiwania metali. W ten sposób
zabezpiecza sie uklad przed nadmiernym nagromadzeniem metali.
Uzywany, w podanych nizej przykladach, surowiec weglowodorowy, jest dolna frakqa z kolumny
prózniowej, surowiec ten ma ciezar wlasciwy 1,028; temperature poczatku destylacji 286°C, temperature
destylacji 10,0 LV% 614°C, a temperature destylaqi 24,0 LV% 566°C. Surowiec zawiera 13,3% wagowych
asfaltenów, 4,88% wagowych siarki, 0,48% wagowych azotu, 400 ppm wanadu i 70 ppm niklu, w postaci
metaloorganicznych porfiryn.
Przyklad I. 200 gramów na godzine surowca, miesza sie z 0,535 m3/godzine wodoru [pomiar
w temperaturze 15°C. pod cisnieniem 1 atm], W zawracanym gazie zawartych jest 17,0% molowych
siarkowodoru. Cisnienie w strefie wynosi 205 atm, a jej najwyzsza temperatura 443°C. Czesc ciekla
wytworzonych produktów odasfaltowuje sie za pomoca propanu w temperaturze 67°C i pod cisnieniem,
potrzebnym do prowadzenia tej operacji w fazie cieklej.
Do konwersji pozostalosci ropnych po odpedzeniu benzyny i nafty, o ciezarze wlasciwym 1,0008, uzywa
sre 3,2% wagowych katalizatora. Surowiec zawiera 10,53% wagowych asfaltenów, 2,80% wagowych siarki
i 578 ppm metali. Katalizator (siarczek wanadu) oddziela sie od rozpuszczalnych w benzenie substancji oraz
asfaltenów i dwukrotnie zawraca do procesu. W tablicy I podano uzyskane wyniki.
Tablica I
Konwersja pozostalosci ropnych po odpedzeniu benzyny i nafty.
Wlasnosci produktów. <
Nr cyklu
I 1
2
3
Ciezar wlasciwy
0.937
0,948
0556
% wagowy
asfaltenów
0,19
2,01
2,40
% wagowy
siarki
0,95
1,49
1,81
Z tablicy latwo mozna odczytac spadek aktywnosci katalizatora. W cyklu nr 3 ciezar wlasciwy zwiekszyl
sie do 0,955, pozostalosc asfaltenów wzrosla do 2,40% wagowych, oraz pozostalo w produkcie 1,81%
wagowych S.
Dokonano nastepnie zmiany surowca. Jako surowiec stosuje sie opisana wczesniej, dolna frakcje
z destylacji prózniowej. Katalizator (siarczek wanadu) stanowiacy 7,9% wagowych, zawraca sie czterokrotnie, za
kazdym razem oczyszczajac go z rozpuszczalnych w benzenie substancji i asfaltenów. W tablicy II przedstawiono
wyniki uzyskane w trzech ostatnich cyklach. ¦
Tablica II
Konwersja dolnej frakcji z kolumny prózniowej.
Wlasnosci produktów
* I I 1 I Nr cyklu
4
6
Ciezar wlasciwy
0,947
0,942
0,937
% wagowy
asfaltenów
1,74
1,74
1,70
% wagowy
siarki
1,62 I
1,73
1,7990715 5
Przyklad II. W nastepnych seriach doswiadczen zmniejsza sie zawartosc katalizatora do 2,8—3,5%
wagowych, liczac na wanad pierwiastkowy, oraz obniza temperature do okolo 415-430°C. Proces prowadzi sie
w sposób wedlug wynalazku zjedna zmiana, a mianowicie: katalizator (siarczek wanadu) zawraca sie
bezposrednio z oddzielacza asfaltów wraz z nieprzereagowanymi asfaltenami.
Katalizator zawraca sie dwukrotnie. Stezenie katalizatora w pierwszym cyklu (7) wynosi 3,5% wagowych,
a w dwu nastepnych cyklach (8) i (9) — 2,8% wagowych. Wyniki podano w tabeli III.
Tablica III
Dolna frakcja z destylacji prózniowej
Wlasnosci produktów
Nr cyklu
7
8
9
Ciezar wlasciwy
0,958
0,940
0,940
% wagowy
asfaltenów
0,05
0,17
0,09
% wagowy
;. siarki
2.07
2,48
2,12
Wyniki te wyraznie wskazuja na korzysci jakie uzyskuje sie dzieki zastosowaniu sposobu wedlug
wynalazku. Sa one zupelnie nieoczekiwane, biorac pod uwage fakt, ze stezenie katalizatora obniza sie z 7,9% do
2,8% wagowych. , i
Przyklad III. Surowcem w tym przykladzie jest dolna frakcja z kolumny do destylacji prózniowej.
Miesza sie ja z nieprzereagowanymi asfaltenami oraz niestechiometrycznym siarczkiem wanadu i poddaje
odasfaltowaniu n-butanem w temperaturze okolo 70°C i pod cisnieniem wystarczajacym do utrzymania fazy
cieklej podczas oczyszczania. W ten sposób przeprowadza sie okolo 70% objetosciowych surowca, do bogatej
w rozpuszczalnik frakcji, która kieruje sie do odpowiedniego ukladu do odzyskiwania rozpuszczalnika. Pozostale
skladniki ciezkiego oleju: stracone asfalteny oraz niestechiometryczny siarczek wanadu, w ilosci okolo 3,0%
liczac na wanad pierwiastkowy, wprowadza sie do dolnej czesci strefy reakcji, utrzymywanej w maksymalnej
temperaturze okolo 425°C i pod cisnieniem okolo 205 atm. Surowiec miesza sie z bogatym w wodór gazem
dodawanym w ilosci okolo 3000 Nm3/m3. Gaz ten zawiera okolo 15,0% molowych H2S.
Po oddzieleniu produktów reakcji od wodoru zawracanego do strefy reakcji, ciekle produkty miesza sie ze
swiezym weglowodorowym surowcem i wprowadza do strefy odasfaltowania rozpuszczalnikowego. Po okolo
100 godzinach prowadzenia procesu, odprowadza sie strumien okolo 10% objetosciowych cieklych produktów
wychodzacych z reaktora. Po usunieciu rozpuszczalnych w weglowodorach produktów, strumien ten kieruje sie
do ukladu odzyskiwania metali.
Analizy cieklego w normalnych warunkach produktu, wskazuja na zwiekszenie aktywnosci katalizatora
w stosunku do aktywnosci poczatkowej. Po okolo pieciu godzinach prowadzenia procesu, stezenie asfaltenów
pozostalych w produkcie wynosi okolo 1,25%, po 142 godzinach spada ono do okolo 0,50%, po 175 godzinach
do okolo 0,25%, a po 200 godzinach stezenie ich wynosi 0,10%.
Powyzsze dane wyraznie wskazuja na korzysci jakie mozna uzyskac przy zastosowaniu sposobu wedlug
wynalazku. Ciekly produkt uzyskany tym sposobem jest praktycznie wolny od asfaltenów i zawiera znacznie
mniejsza ilosc metali. Jest on idealnym surowcem do dalszej przeróbki w instalacjach ze stalym zlozem
katalizatora, takich jak: hydroodsiarczanie i kraking.
Claims (2)
1. Sposób obróbki surowca weglowodorowego zawierajacego asfalteny na drodze katalitycznej konwersji w obecnosci wodoru i niestechiometrycznego siarczku wanadu, znamienny tym, ze do strefy katalitycznej konwersji wprowadza sie siarczek wanadu w postaci mieszaniny z asfaltenami zawartymi w surowcu.
2. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze mieszanine siarczku wanadu i asfaltenów ekstrahuje sie z surowca lub z cieklych produktów reakcji za pomoca odasfaltowania rozpuszczalnikiem, zwlaszcza n-butanem i calkowicie lub czesciowo wprowadza do strefy katalitycznej konwersji.6 90 715 3 Sposób wedlug zastrz. 1, z n a m i e n n y t y m, ze etap odasfaltowania prowadzi sie pod cisnieniem 5-75 aim korzystnie 15-40 atm a etap katalitycznej konwersji prowadzi sie za pomoca wodoru pod cisnieniem 25-50oT;m w temperaturze 300-500"C, przy stosunku wodoru do surowca 350-10000 Nm»/m\ korzystn.e 1000-2000 Nm3/m3 i w obecnosci 0,5-25% wagowych katalizatora, w przeliczeniu na wanad pierwiastkowy. Prac. Poligraf. UP PRL naklad 120+16 Cena 10 zl
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US19002171A | 1971-10-18 | 1971-10-18 | |
US19002271A | 1971-10-18 | 1971-10-18 |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
PL90715B1 true PL90715B1 (en) | 1977-01-31 |
Family
ID=26885711
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
PL1972158314A PL90715B1 (en) | 1971-10-18 | 1972-10-17 | Conversion of asphaltene-containing charge stock[gb1391720a] |
Country Status (19)
Country | Link |
---|---|
JP (1) | JPS5133563B2 (pl) |
AR (1) | AR211222A1 (pl) |
CA (1) | CA982967A (pl) |
DD (1) | DD103923A5 (pl) |
DE (2) | DE2250822C3 (pl) |
DK (1) | DK143810C (pl) |
EG (1) | EG10771A (pl) |
ES (1) | ES407701A1 (pl) |
FI (1) | FI55210C (pl) |
FR (1) | FR2156777B1 (pl) |
GB (1) | GB1391720A (pl) |
HU (1) | HU168328B (pl) |
NL (1) | NL171909C (pl) |
NO (1) | NO136155C (pl) |
PL (1) | PL90715B1 (pl) |
SE (1) | SE374387B (pl) |
SU (1) | SU446127A3 (pl) |
YU (1) | YU35269B (pl) |
ZA (1) | ZA727434B (pl) |
Families Citing this family (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JPS5529468Y2 (pl) * | 1977-04-04 | 1980-07-14 | ||
FR2433043A1 (fr) * | 1978-08-11 | 1980-03-07 | Uop Inc | Procede de separation de metaux d'un residu provenant d'un procede de raffinage |
FR2511389A1 (fr) * | 1981-08-11 | 1983-02-18 | Inst Francais Du Petrole | Procede d'hydroconversion catalytique d'hydrocarbures lourds en phase liquide et en presence d'un catalyseur disperse et de particules charbonneuses |
Family Cites Families (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US3617503A (en) * | 1969-12-17 | 1971-11-02 | Universal Oil Prod Co | Slurry processing for black oil conversion |
-
1972
- 1972-10-17 GB GB4778072A patent/GB1391720A/en not_active Expired
- 1972-10-17 NO NO3718/72A patent/NO136155C/no unknown
- 1972-10-17 FI FI2861/72A patent/FI55210C/fi active
- 1972-10-17 PL PL1972158314A patent/PL90715B1/pl unknown
- 1972-10-17 DK DK513372A patent/DK143810C/da not_active IP Right Cessation
- 1972-10-17 CA CA154,052A patent/CA982967A/en not_active Expired
- 1972-10-17 DE DE2250822A patent/DE2250822C3/de not_active Expired
- 1972-10-17 SE SE7213394A patent/SE374387B/xx unknown
- 1972-10-17 DE DE2265477A patent/DE2265477C2/de not_active Expired
- 1972-10-17 HU HUUI197A patent/HU168328B/hu unknown
- 1972-10-17 YU YU2589/72A patent/YU35269B/xx unknown
- 1972-10-17 ES ES407701A patent/ES407701A1/es not_active Expired
- 1972-10-18 AR AR244671A patent/AR211222A1/es active
- 1972-10-18 FR FR7236841A patent/FR2156777B1/fr not_active Expired
- 1972-10-18 ZA ZA727434A patent/ZA727434B/xx unknown
- 1972-10-18 EG EG430/72A patent/EG10771A/xx active
- 1972-10-18 SU SU1840045A patent/SU446127A3/ru active
- 1972-10-18 NL NLAANVRAGE7214077,A patent/NL171909C/xx not_active IP Right Cessation
- 1972-10-18 JP JP47103679A patent/JPS5133563B2/ja not_active Expired
- 1972-10-18 DD DD166808A patent/DD103923A5/xx unknown
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
EG10771A (en) | 1976-06-30 |
YU35269B (en) | 1980-10-31 |
CA982967A (en) | 1976-02-03 |
ES407701A1 (es) | 1975-10-16 |
JPS4875606A (pl) | 1973-10-12 |
NL7214077A (pl) | 1973-04-24 |
NL171909B (nl) | 1983-01-03 |
DK143810C (da) | 1982-03-29 |
FR2156777A1 (pl) | 1973-06-01 |
AR211222A1 (es) | 1977-11-15 |
YU258972A (en) | 1980-04-30 |
DE2265477C2 (de) | 1980-11-20 |
FI55210B (fi) | 1979-02-28 |
SU446127A3 (ru) | 1974-10-05 |
DE2265477B1 (de) | 1980-02-07 |
DK143810B (da) | 1981-10-12 |
NL171909C (nl) | 1983-06-01 |
DD103923A5 (pl) | 1974-02-12 |
NO136155C (no) | 1977-07-27 |
SE374387B (pl) | 1975-03-03 |
HU168328B (pl) | 1976-03-28 |
DE2250822A1 (de) | 1973-05-30 |
GB1391720A (en) | 1975-04-23 |
DE2250822B2 (de) | 1980-05-22 |
JPS5133563B2 (pl) | 1976-09-20 |
DE2250822C3 (de) | 1981-02-12 |
NO136155B (no) | 1977-04-18 |
FI55210C (fi) | 1979-06-11 |
ZA727434B (en) | 1973-08-29 |
FR2156777B1 (pl) | 1979-02-23 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
US4422927A (en) | Process for removing polymer-forming impurities from naphtha fraction | |
US4214977A (en) | Hydrocracking of heavy oils using iron coal catalyst | |
US4252634A (en) | Thermal hydrocracking of heavy hydrocarbon oils with heavy oil recycle | |
US3278415A (en) | Solvent deasphalting process | |
CA2131261C (en) | Hydrocracking of heavy hydrocarbon oils with heavy hydrocarbon recycle | |
US4370221A (en) | Catalytic hydrocracking of heavy oils | |
KR890003657B1 (ko) | 고 올레핀성 원료 스트림으로부터 메르캅탄을 추출하는 연속 공정 | |
US3796653A (en) | Solvent deasphalting and non-catalytic hydrogenation | |
US4374015A (en) | Process for the liquefaction of coal | |
CN110607190A (zh) | 从石油中除去金属的方法 | |
US4715946A (en) | Process for deasphalting a hydrocarbon charge containing asphaltenes | |
US4465587A (en) | Process for the hydroliquefaction of heavy hydrocarbon oils and residua | |
US4606812A (en) | Hydrotreating of carbonaceous materials | |
EP1151061A1 (en) | Integration of solvent deasphalting, gasification, and hydrotreating | |
US4414103A (en) | Selective removal and recovery of ammonia and hydrogen sulfide | |
US3445378A (en) | Separation process | |
CA1127580A (en) | Mixed-phase reaction product effluent separation process | |
DE2717779B2 (de) | Verfahren zur Rückgewinnung und Regenerierung von wasserlöslichen, sauerstoffhaltigen organischen Lösungsmitteln bei der Lösungsmittelextraktion von Aromaten | |
US4124486A (en) | Conversion of asphaltene-containing charge stocks and product separation process | |
US3340184A (en) | Process for removing sulfur from petroleum oils and synthesizing mercaptans | |
PL90715B1 (en) | Conversion of asphaltene-containing charge stock[gb1391720a] | |
US3622499A (en) | Catalytic slurry process for black oil conversion with hydrogen and ammonia | |
CN104312624B (zh) | 石油炼制粗油品液相加氢脱硫反应-分离耦合精制方法 | |
DE2344251C3 (de) | Verfahren zur katalytischen Hydrokrackung einer Schwefel, Asche und Asphaltene enthaltenden Kohlenwasserstoffbeschickung | |
US2484381A (en) | Purification of carbonyl sulfide contaminated hydrocarbon gases |