WO2004007644A1 - Procedimiento para regenerar aceites usados por extracción con disolventes - Google Patents

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WO2004007644A1
WO2004007644A1 PCT/ES2002/000354 ES0200354W WO2004007644A1 WO 2004007644 A1 WO2004007644 A1 WO 2004007644A1 ES 0200354 W ES0200354 W ES 0200354W WO 2004007644 A1 WO2004007644 A1 WO 2004007644A1
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Jerónimo ANGULO ARAMBURU
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Definitions

  • the invention relates, in general, to the regeneration of used oils; industrial operation that consists of recovering the base oils separating them from the rest of the products and contaminants, so that they can be used again as lubricant bases. More specifically, the invention relates to a process for regenerating used oils of petroleum origin by extraction with aliphatic solvents, characterized in that the process comprises, once the solvent has been removed from the extract, different separation steps.
  • lubricant bases Refined oils of petroleum origin, which are used to make lubricants and other industrial oils, are called lubricant bases.
  • Lubricants and other industrial oils are manufactured by mixing the lubricant bases with additives, some of them containing metals (Ca, Zn, etc 7), which give them the qualities required by the service to be provided (resistance to oxidation, at shear, and at temperature, emulsifying and antifoaming qualities, little variation in viscosity with temperature, etc.).
  • oils Discarded oils, after their service in engines or other machines, are called used oils. They contain lubricant bases and additives and their degradation products, (lighter oil fractions such as naphtha and gas-oil, and heavier as asphalts and coke); they also contain contaminants acquired during their collection in workshops and oil stations, such as water solvents and glycols.
  • the separation of asphalts, additives and degradation products is usually carried out by distilling the base oils under vacuum. This process involves heating the used oil to more than 300 ° C, so cracking reactions occur that make the heat exchange and distillation equipment dirty and produce corrosion.
  • WO 9407798 uses a treatment of used oil with a strong base before the separation of asphalt and additives, performing said separation by distillation under moderate vacuum (20-30 mbar) and high temperatures (350 ° C) in which the additive molecules are broken.
  • patent WO 9471761 Sotulub, Tunisia, 1994, although it carries out a series of treatments with strong bases at 150-250 ° C before the separation of asphalt and additives, carries out said separation by vaporization in a thin layer regime at very moderate temperatures (310 ° C) and high vacuum (1 mbar).
  • patent DE 343336 (Buss AG, 1985) subjects the oil before the separation of asphalts and additives, by distillation, to a treatment with alkaline hydroxides at 230-260 ° C in a closed reactor, while the US patent 4834868 (FJ Lappin, 1989), performs the treatment with alkali hydroxide in the filling of the separation column of asphalts and additives.
  • the caustic treatment at 200-300 ° C, combined with an oxidation, is carried out after the separation of asphalts and additives in WO 9826031 (Sotulub, Tunisia, 1994), requiring a final distillation of the lubricating bases after refining caustic.
  • propane removes, by solution, preferably naphtha, diesel, and lubricant bases; and rejects, as insoluble, asphalts and water in which most of the additives, degradation products and all water and glycols are retained.
  • the extracted lubricant bases are subjected to atmospheric distillation to separate the light products, and to vacuum distillation to separate gas-oil and lubricant bases. These bases still require a gentle refining treatment by land or hydrogenation to achieve the typical quality of the first refining bases.
  • the present invention aims to improve atmospheric distillation (phase 2) and vacuum distillation
  • phase 3 of the oil used after propane extraction, so that the process can run continuously, without frequent stops for cleaning and without suffering corrosion in the equipment.
  • the process of the invention achieves these objectives without the use of expensive investment or maintenance equipment or techniques such as catalytic hydrogenation or thin-layer distillation at high vacuum.
  • flash and vacuum distillation is carried out at a moderate temperature, using a liquid recirculation to the feed in vacuum distillation.
  • the present invention provides a process for regenerating used oils of petroleum origin by extraction with aliphatic solvents, characterized in that the process comprises, after removing the solvent from the extract, the following treatments:
  • step b) Continuous distillation, in fractionation column, of the background liquid obtained in step a), under vacuum and moderate temperatures; in the presence of a basic compound or a reducing agent or a mixture of both; with recirculation of bottom of the column to the feeding of the same; separating by side extractions the vacuum diesel or spindel oil and the lubricating bases and in the background a fuel oil or asphalt component.
  • fractional vacuum distillation is carried out, in the process of the invention, under vacuum and moderate temperatures, using low load loss fillings, which allows the temperature to which the bases in the distillation are subjected to be less than 350 ° C
  • These conditions represent a notable advantage over desasphalting by distillation with temperatures of 350 ° C that produce fouling in the heat exchangers and cracking in the lubricating bases, affecting their properties and making refining necessary by hydrogenation.
  • the sudden vaporization of stage a) can be carried out at temperatures between 150 ° C and 260 ° C, preferably 220 ° C, and at atmospheric or near atmospheric pressure.
  • the deasphalting extract, or feed is preferably heated to temperatures between 150 ° C and 250 ° C in a heat exchanger by means of a heating agent or thermal fluid at temperatures between 250 ° C and 320 ° C.
  • a liquid-vapor separation is then carried out, with or without reflux of the light fractions at the head of the separator.
  • the liquid separated in the sudden vaporization of step a) is recirculated to the feed, the ratio of the recirculation current to the feed stream comprised between 0.5 and 5, expressed by weight.
  • the continuous distillation of step b) can be carried out at temperatures between 310 ° and 335 ° C, and at a pressure between 2 and 8 mbar.
  • the vacuum is preferably produced by a mechanical pump whose gases and vapors are incinerated in an oven with the help of liquid or gaseous fuels.
  • the heating of the feed to the vacuum distillation column is preferably carried out in a tube and shell heat exchanger, the heating agent being a thermal oil at temperatures between 350 ° C and 390 ° C.
  • the pressure of the process of the invention is higher than that typical of thin film vaporization processes (1 millibar), which significantly reduces the size and complexity of the equipment.
  • the reduced pressure level used in vacuum distillation (around 2 to 8 mbar) is achieved with vacuum pumps, a system that is preferred to that of steam ejectors, to avoid the production of significant volumes of contaminated condensed water and Unpleasant smell that complicates pollution prevention devices.
  • the exhaust gases from the vacuum pump are taken to a gas or liquid fuel furnace where they are burned to eliminate traces of products that produce odor.
  • the fouling of the tubes of the heat exchangers of distillation at atmospheric pressure and at reduced pressure is favored, if the wall of said tubes reaches high temperatures.
  • direct heating of the tubes with combustion gases in ovens is avoided.
  • Heating is preferably carried out in heat exchangers with an intermediate thermal fluid, which in the case of atmospheric distillation is circulated outside the tubes at about 250-320 ° C and in distillation under reduced pressure at about 350-390 ° C.
  • the recirculation of the liquid from atmospheric distillation or the recirculation of the liquid from the bottom of the distillation under reduced pressure produce two beneficial effects on the heat exchanger tubes: a) Increase the linear speed and turbulent speed in them avoiding hot spots on the walls of the tubes and depositions on the surface of the tubes.
  • distillation conditions of the process of the invention and particularly those of vacuum distillation, make it possible to avoid fouling and cracking reactions as well as the use of excessively large equipment, as with previous technologies.
  • the basic agent generally introduced as an alkaline hydroxide in concentrated aqueous solution, loses water in atmospheric distillation, becoming an anhydrous product with greater activity. Water removal avoids having to use high pressure equipment, equivalent to the water vapor pressure at 200 - 300 ° C.
  • the bottom product of the vacuum distillation column of phase b) is cooled, preferably at temperatures between 80 and 160 ° C, and extracted with water at a pressure greater than the vapor tension of water, corresponding to the temperature used, to dissolve and recover the basic compound and to reduce the content thereof in the bottom product of the column
  • the continuous distillation in a fractionation column of step b ) is performed in two or more containers in series. It has been proven that the joint and simultaneous application of these foundations, in the manner illustrated in the description and in the examples, results in results that cannot be obtained by the individual action of each of them.
  • This mixture is separated in the container (2) obtaining the vapors D of light hydrocarbons and solvents and water, which condense in liquid form in the refrigerant (3) and separate in (4) in a hydrocarbon phase R, in the water that F is collected by bottom and in non-condensable gases S that leave by head.
  • a part of R can be used as a reflux in (2) to prevent heavy fractions from being dragged out of (2).
  • a part C of the bottom of the separator (2) is recirculated and mixed with A to decrease the percentage of vaporization by (1) and increase the linear velocity through the tubes of (1), which allows the fouling of the tubes to be controlled by deposition of heavy fractions and contaminants.
  • the weight ratio of C to A is generally between 1 and 5.
  • the remainder G of the bottom of the separator, mixed with the recirculation of bottom H of the fractional distillation is heated in the heat exchanger (5) at moderate temperatures, preferably between 315 and 335 ° C.
  • the vapor-liquid mixture I is introduced into the flash evaporation zone of the column (6). It works at reduced pressure (usually between 2 and 10 mbar at the head) and is designed with low-load filler beds so that the bottom pressure is generally between 10 and 20 mbar, which allows reaching the indicated temperatures formerly in the area of sudden evaporation.
  • the fractionation column can be designed so that two to five lateral extractions are obtained.
  • Figure 1 shows a design of three extractions corresponding to the productions of a vacuum gas-oil or a spindelk oil base K, a light base oil L and a heavy base oil M, which are sent to the storage tanks respective.
  • the bottom product of the fractionation column (6) is divided into two streams.
  • the N stream is the production of fuel oil that can also be used as an additive and asphalt fluidizer and sent to storage; and the current H that is used as a recirculation of the feed G to the fractional distillation column, in order to control the fouling of the exchanger tubes (5) by decreasing the percentage of vaporization and increasing the linear velocity through the tubes.
  • the reducing additive can be added alone or in admixture with the basic additive at various points in the installation indicated as B, S and T.
  • the greatest efficiency is achieved by adding the basic additive in B and the hydrogenator in the heavy oil reflux T or in the sudden vaporization zone S.
  • the basic agent which runs the installation through the changer (1), the separator (2), the changer (5) and the bottom of the tower (6) leaving in mixture with the oil N, can be extracted with water and recirculated to B.
  • the bottom current N of the column (6) is cooled in the exchanger (7), adding water Q by means of a mixer (8).
  • the aqueous phase of the alkaline hydroxide P is separated from the organic phase of the fuel oil in the separator (9).
  • the aqueous and asphalt phase is pumped to an evaporator, obtaining 45 kg / h of water with a high COD content per head that is sent to purification, and at the bottom, 65 kg / h of an asphalt product that encompasses the Additives and other contaminants.
  • the extract obtained in the desasfaltado with solvents, is pumped at a rate of 890 kgs / h to an atmospheric distillation column, obtaining 15 kgs / h of light fraction of the gasoline distillation range per head and 875 kgs / h of a product that still contains 15 kgs / h of light fraction.
  • the bottom kettle of this column heated with thermal oil at 375 ° C, to maintain 300 ° C at the bottom of it, requires frequent cleaning.
  • the background product obtained in the atmospheric distillation column, is pumped at a flow rate of 875 liters / hour through a tubular beam heated with natural gas combustion fumes to achieve a temperature of 345 oC and is introduced into a fractional distillation column, at the top of which the pressure is 20 mbar.
  • the tubular feeding beam of the vacuum distillation column requires cleaning every 7-15 days and the column filling must be cleaned every six weeks.
  • Example No. 2 (method according to the invention):
  • 1,000 g of the same used oil described in example 1 are extracted with propane, as indicated in said example, obtaining, after separation of the propane 890 kg / h of extract that is pumped together with 900 kg / h of the liquid of recirculation through a heat exchanger heated with thermal fluid at 275 ° C, up to a temperature of 225 ° C.
  • the resulting mixture is conducted to a vapor-liquid separator at atmospheric pressure. You get 30 kg per head. of light fractions of the distillation range of gasoline and kerosene. In the background, 1760 kg / h are obtained, which barely contain light fractions, of which 900 kg / h are recirculated to the feed.
  • the bottom product of the atmospheric vaporization 860 kgs / h, is mixed with 3500 kgs / h of the bottom of the vacuum column and heated in a shell and tube heat exchanger with thermal oil at 370 ° C up to a temperature of 325 ° C, introducing it later in the column of vacuum of filling with low loss of load.
  • the pressure in its upper part is 5 mbar and in the lower part 12 mbar.
  • the vacuum column feed changer is kept in service for a long time without cleaning.
  • the example shows that the design and operation of the distillation of the extracted product according to the conditions of the improved process, significantly increases the operability and improves the properties of the base oils, although the typical quality of the first refining oils is not yet reached .
  • Example 2 4.0 g of KOH / kg of extract are introduced into the feed to atmospheric vaporization and 0.2 gr. of hydrazine / kg of extract in the reflux of heavy oil from the distillation column, obtaining bases of the following characteristics:

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Abstract

La presente invención se refiere a un procedimiento para regenerar aceites usados de origen petrolífero mediante extracción con disolventes alifáticos, caracterizado porque el procedimiento comprende, una vez eliminado el disolvente del extracto, los siguientes tratamientos:a) Vaporización súbita ('flash'), continua en evaporador, a presión atmosférica o próxima a la atmosférica, para separar las fracciones ligeras, en presencia de pequeñas cantidades de un compuesto básico o un compuesto reductor o una mezcla de ambos.b) Destilación continua, en columna de fraccionamiento, del líquido de fondo obtenido en la etapa a), a vacío y temperaturas moderadas; en presencia de un compuesto básico o un agente reductor o una mezcla de ambos; con recirculación de fondo de la columna a la alimentación de la misma; separando por las extracciones laterales el gasóleo de vacío o aceite spindel y las bases lubricantes y por fondo un fuelóleo o componente asfáltico.

Description

PROCEDIMIENTO PARA REGENERAR ACEITES USADOS POR EXTRACCIÓN CON DISOLVENTES
CAMPO DE LA INVENCIÓN
La invención se relaciona, en general, con la regeneración de aceites usados; operación industrial que consiste en recuperar los aceites bases separándolos del resto de los productos y contaminantes, de forma que puedan ser utilizados de nuevo como bases lubricantes. Más concretamente, la invención se refiere a un procedimiento para regenerar aceites usados de origen petrolífero por extracción con disolventes alifáticos, caracterizado porque el procedimiento comprende, una vez eliminado el disolvente del extracto, diferentes etapas de separación.
Los aceites refinados de origen petrolífero, que se usan para fabricar lubricantes y otros aceites industriales, se denominan bases lubricantes.
Los lubricantes y otros aceites industriales se fabrican mezclando las bases lubricantes con aditivos, algunos de ellos conteniendo metales (Ca, Zn, etc...), que les confieren las cualidades exigidas por el servicio que han de prestar (resistencia a la oxidación, a la cizalladura, y a la temperatura, cualidades emulsificantes y antiespumantes, poca variación de la viscosidad con la temperatura, etc.) .
Los aceites descartados, tras su servicio en motores u otras máquinas, se denominan aceites usados. Contienen las bases lubricantes y los aditivos y sus productos de degradación, (fracciones de petróleo más ligeras como nafta y gas-oil, y más pesadas como asfaltos y coque) ; asimismo, contienen contaminantes adquiridos durante su recogida en talleres y estaciones de petróleo, tales como disolventes agua y glicoles.
ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN
La separación de los asfaltos, aditivos y productos de degradación se realiza normalmente destilando los aceites bases a vacío. Este proceso implica calentar el aceite usado a más de 300 °C, por lo que se producen reacciones de craqueo que ensucian los equipos de intercambio de calor y de destilación y producen corrosión.
Para disminuir- el ensuciamiento de los equipos en la separación de asfaltos y aditivos por destilación, se han utilizado varios procedimientos. Asi, la patente WO 9407798 (Viscolube Italiana Spa, 1994) , utiliza un tratamiento del aceite usado con una base fuerte antes de la separación del asfalto y aditivos, realizando dicha separación por destilación a vacío moderado (20-30 mbares) y temperaturas altas (350 °C) en las que se rompen las moléculas de aditivos. En cambio la patente WO 9471761 (Sotulub, Túnez, 1994) , aunque realiza una serie de tratamientos con bases fuertes a 150-250°C antes de la separación del asfalto y aditivos, lleva a cabo dicha separación por vaporización en régimen de capa fina a temperaturas muy moderadas (310 °C) y vacío elevado (1 mbar) .
Otros procesos ("The Vaxon Process" , K. enton y J. Hedberg, First Intern. Congress on Liquid Waste Refining, 23 Mayo 1994, S. Francisco) utilizan una serie sucesiva de vaporizaciones súbitas. Todos estos procedimientos que separan los asfaltos y aditivos por destilación, necesitan calentar por encima de 300 °C, por lo que producen bases lubricantes con olor, color, acidez, corrosión, etc., superiores a las de un aceite base de primer refino, lo que obliga a efectuar un refino final. Tradicionalmente, este refino se venía haciendo con ácido sulfúrico y tierras adsorbentes, pero este proceso está prácticamente abandonado por ser discontinuo, producir residuos sulfonados difíciles de gestionar y resultar costoso. Así, las patentes NL 8306023 (KTI, 1985) o EP 574272 (Chem. Eng . Partners, 1993), entre otros, utilizan sistemas de hidrogenación catalítica .
La hidrogenación catalítica, no obstante, requiere una inversión significativamente alta por lo que se ha intentado su sustitución. Así por ejemplo, la patente DE 343336 (Buss A.G., 1985) somete el aceite antes de la separación de asfaltos y aditivos, por destilación, a un tratamiento con hidróxidos alcalinos a 230-260 °C en un reactor cerrado, en tanto que la patente US 4834868 (F.J. Lappin, 1989) , realiza el tratamiento con hidróxido alcalino en el relleno de la columna de separación de asfaltos y aditivos. El tratamiento cáustico a 200-300 °C, combinado con una oxidación, es realizado después de la separación de los asfaltos y aditivos en la patente WO 9826031 (Sotulub, Túnez, 1994) , requiriéndose una destilación final de las bases lubricantes tras el refino cáustico.
Como alternativa a la separación de asfaltos y aditivos por destilación a vacío, se han desarrollado procedimientos de extracción por disolventes líquidos que trabajan a temperaturas próximas a la ambiente, evitándose en gran medida los ensuciamientos y el craqueo de los asfaltos, aditivos y productos de degradación ya que éstos se separan antes de la destilación de las bases lubricantes . El disolvente más habitualmente empleado es el propano líquido que es utilizado, entre otros, en la patente BE 873451 (Snam Proggeti Spa, 1979) .
En el desasfaltado con disolvente, el propano extrae, por disolución, preferentemente la nafta, el gas- oil, y las bases lubricantes; y rechaza, por ser insolubles, los asfaltos y el agua en los que quedan retenidos la mayor parte de los aditivos, los productos de degradación y la totalidad del agua y los glicoles. Tras separar el propano por evaporación y reciclarlo, las bases lubricantes extraídas se someten a destilación atmosférica para separar los productos ligeros, y a destilación a vacío para separar gas-oil y bases lubricantes . Estas bases requieren todavía un tratamiento de refinado suave por tierras o hidrogenación para alcanzar la calidad típica de las bases de primer refino. (Patentes de Foster Wheeler Corp. US 433639, solicitada 16-1-74 y L.E. Cutler y E.T. Cutler, US 3919076, Nov. 11, 1975) .
Aún cuando la separación previa de los asfaltos y aditivos, a temperaturas moderadas mediante el desasfaltado con disolventes, mejora los problemas de ensuciamiento, estos aún persisten porque una parte pequeña de los aditivos se extrae con el propano. Por ello, se han introducido pretratamientos químicos antes del desasfaltado con compuestos básicos y catalizadores de transferencia de fase, (J. Krzykaws i, M.R. Williams,
PCT US/99/116600) para aumentar la eficacia de la separación de los aditivos en el desasfaltado, que han aliviado los problemas de ensuciamiento pero no los han eliminado totalmente. OBJETIVOS DE LA INVENCIÓN
Los procesos actuales de desasfaltado por extracción con disolventes alifáticos (propano, etc.) se caracterizan, pues, por requerir las siguientes etapas que se esquematizan en la fig. 1, (tecnología anterior) :
1. Desasfaltado con disolventes (con o sin pretratamiento químico) .
2. Separación de los productos ligeros por destilación a presión atmosférica.
3. Separación del gas-oil y las bases por destilación a vacío.
4. Refinado de las bases (tierras adsorbentes, hidrogenación, etc.) .
La presente invención tiene por objeto mejorar la destilación atmosférica (fase 2) y la destilación a vacío
(fase 3) del aceite usado después de la extracción con propano, de forma que el proceso pueda funcionar de forma continua, sin paradas frecuentes para limpiezas y sin sufrir corrosiones en los equipos.
Es también objeto del proceso de la invención conseguir un nivel de calidad en los aceites base destilados a vacío, comparable con los aceites de primer refino de forma que no se necesite el refino final por tierras adsorbentes o por destilación (fase 4) .
Es igualmente un objetivo del procedimiento de la invención evitar los problemas de contaminación por residuos sólidos, aguas residuales y olores, que presentan los métodos actualmente utilizados en la extracción por disolventes .
Finalmente el procedimiento de la invención consigue estos objetivos sin el empleo de equipos o técnicas costosas de inversión o mantenimiento como son la hidrogenación catalítica o la destilación en capa fina a alto vacío.
DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN
Se ha encontrado, que pueden disminuirse drásticamente los ensuciamientos de los intercambiadores de calor de la destilación y contribuir a la mejora de las características de los aceites base, si los aceites usados desasfaltados con propano líquido se destilan, de forma que se alcancen temperaturas moderadas, bajos porcentajes de vaporización en los cambiadores y elevada velocidad lineal por los tubos de los intercambiadores. A este fin, se sustituye la tradicional torre de destilación atmosférica por una vaporación súbita
("flash") y se realiza la destilación a vacío a temperatura moderada, utilizando en la destilación a vacío una recirculación de líquido a la alimentación.
La presente invención proporciona un procedimiento para regenerar aceites usados de origen petrolífero por extracción con disolventes alifáticos, caracterizado porque el procedimiento comprende, una vez eliminado el disolvente del extracto, los siguientes tratamientos:
a) Vaporización súbita ("flash"), continua en evaporador, a presión atmosférica o próxima a la atmosférica, para separar las fracciones ligeras, en presencia de pequeñas cantidades de un compuesto básico o un compuesto reductor o una mezcla de ambos .
b) Destilación continua, en columna de fraccionamiento, del líquido de fondo obtenido en la etapa a) , a vacío y temperaturas moderadas; en presencia de un compuesto básico o un agente reductor o una mezcla de ambos; con recirculación de fondo de la columna a la alimentación de la misma; separando por las extracciones laterales el gasóleo de vacío o aceite spindel y las bases lubricantes y por fondo un fuelóleo o componente asfáltico.
Así, la destilación a presión atmosférica, denominada vaporización súbita ("flash"), se realiza en el procedimiento de la invención precalentando el extracto del desasfaltado, y llevando la mezcla a un recipiente separador de vapor y líquido.
Este sistema se ha mostrado mucho más eficaz que la destilación en columna de relleno o de platos, utilizada en la tecnología anterior o tradicional, que requiere un hervidor de fondo, en el que el líquido se somete a temperaturas de 250 - 300 °C para producir vapores en la sección de agotamiento de la columna, con lo que a dichas temperaturas se produce un rápido ensuciamiento del hervidor y del fondo de la columna.
Análogamente, la destilación fraccionada a vacío se realiza, en el procedimiento de la invención, a vacío y temperaturas moderadas, utilizando rellenos de baja pérdida de carga, lo que permite que la temperatura a que están sometidas las bases en la destilación sean inferiores a 350°C Estas condiciones representan una notable ventaja frente al desasfaltado por destilación con temperaturas de 350 °C que producen ensuciamiento en los cambiadores de calor y craqueado en las bases lubricantes, afectando a sus propiedades y haciendo necesario el refino por hidrogenación .
La vaporación súbita de la etapa a) se puede efectuar a temperaturas comprendidas entre 150°C y 260°C, preferiblemente 220 °C, y a presión atmosférica o próxima a la atmosférica. El extracto del desasfaltado, o alimentación, se calienta preferentemente a temperaturas comprendidas entre 150°C y 250°C en un intercambiador de calor mediante un agente calefactor o fluido térmico a temperaturas comprendidas entre 250°C y 320 °C. A continuación se realiza una separación líquido-vapor, con o sin reflujo de las fracciones ligeras a la cabeza del separador.
Preferiblemente, el líquido separado en la vaporación súbita de la etapa a) se recircula a la alimentación, estando la relación de la corriente de recirculación a la corriente de alimentación comprendida entre 0.5 y 5, expresada en peso.
La destilación continua de la etapa b) se puede efectuar a temperaturas comprendidas entre 310° y 335°C, y a una presión comprendida entre 2 y 8 mbares. El vacío se produce preferentemente mediante una bomba mecánica cuyos gases y vapores se incineran en un horno con ayuda de combustibles líquidos o gaseosos . El calentamiento de la alimentación a la columna de destilación a vacío se realiza preferentemente en un cambiador de calor de tubos y carcasa, siendo el agente calefactor un aceite térmico a temperaturas comprendidas entre 350°C y 390°C. Por otra parte la presión del procedimiento de la invención es superior a la típica de los procesos de vaporización en película fina (1 milibar) con lo que se reduce notablemente el tamaño y la complejidad de los equipos .
El nivel de presión reducida utilizado en la destilación a vacío (alrededor de 2 a 8 mbares) , se consigue con bombas de vacío, sistema que se prefiere al de eyectores de vapor, para evitar la producción de volúmenes importantes de agua condensada contaminada y de olor desagradable que complica los dispositivos de prevención de contaminación. Los gases de salida de la bomba de vacío se conducen a un horno de gas o de combustibles líquidos donde se queman para eliminar las trazas de productos que producen olor.
El ensuciamiento de los tubos de los cambiadores de calor de la destilación a presión atmosférica y a presión reducida se favorece, si la pared de dichos tubos alcanza temperaturas altas. Para paliar este efecto se evita el calentamiento directo de los tubos con gases de combustión en hornos. La calefacción se realiza preferentemente en intercambiadores de calor con un fluido térmico intermedio, que en el caso de la destilación atmosférica se circula por el exterior de los tubos a unos 250 - 320 °C y en la destilación a presión reducida a unos 350 - 390 °C.
Asimismo, la recirculación del líquido de la destilación atmosférica o la recirculación del líquido del fondo de la destilación a presión reducida producen dos efectos beneficiosos en los tubos de los intercambiadores de calor: a) Aumentan la velocidad lineal y el régimen turbulento en los mismos evitando puntos calientes de las paredes de los tubos y deposiciones en la superficie de los tubos.
b) Aumentan la relación líquido-vapor, disminuyendo el porcentaje de volumen ocupado por los vapores y evitando que se produzcan puntos calientes en las zonas de superficie de los tubos en contacto con el vapor, donde el coeficiente de transmisión de calor del lado del proceso es más bajo y con ello la probabilidad de deposiciones en las superficie de los tubos .
Por consiguiente, las condiciones de destilación del proceso de la invención y particularmente las de la destilación a vacío, permiten evitar el ensuciamiento y las reacciones de craqueado así como la utilización de equipos excesivamente grandes, como ocurre con las tecnologías anteriores.
Se ha descubierto, asimismo, que cuando el producto extraído con disolventes alifáticos, se destila en condiciones moderadas de temperatura, en presencia de un producto básico (hidróxido alcalino), se mejoran notablemente las características de los aceites base, al par que aumenta la limpieza del sistema y desaparece la corrosión.
La utilización de pequeñas cantidades de hidróxidos alcalinos después de separar los asfaltos no ha sido descrita en los procesos de regeneración de aceites usados por extracción con propano. Las temperaturas de reacción de los hidróxidos alcalinos en otros procesos de regeneración que no utilizan la extracción con disolventes, oscilan entre 200-300°C y se realiza antes o durante la separación de los asfaltos, requiriéndose normalmente un equipo donde el aceite y el hidróxido se mezclan y reaccionan. En el procedimiento de la invención el tratamiento realizado con un agente básico después de la separación de los asfaltos tiene características y condiciones distintas, tal como se explica a continuación:
a) El agente básico, introducido generalmente como un hidróxido alcalino en solución acuosa concentrada, pierde el agua en la destilación atmosférica, convirtiéndose en un producto anhidro con mayor actividad. La eliminación del agua evita tener que utilizar equipos de alta presión, equivalente a la presión de vapor de agua a 200 - 300 °C.
b) El producto anhidro se desplaza hacia la columna de destilación fraccionada a vacío, donde alcanza temperaturas de 310 a 335 °C, rango en el que la velocidad de reacción es muy superior a las descritas en otros procesos, por lo que el efecto de refinado es muy superior.
c) A esas temperaturas y con producto anhidro no se requieren dispositivos de mezcla o equipos de reacción, por lo que basta realizar la destilación en presencia de pequeñas cantidades de agente básico para conseguir el efecto deseado. Las reacciones se realizan preferentemente en el circuito del fondo de la columna de vacío y la recirculación de esta a la alimentación de la columna.
Se ha encontrado, asimismo, que la adición de pequeñas cantidades de un agente reductor, y en particular de la hidracina, en la destilación contribuye a mejorar la calidad de las bases lubricantes obtenidas. Aunque es conocido el empleo de la hidracina para eliminar el oxígeno molecular del agua de calderas, formando agua y N2 molecular, así como la utilización de la hidracina como reductor en reacciones orgánicas, no se ha encontrado ninguna referencia de su utilización en el refino de aceites lubricantes. No obstante, se conoce que, a las temperaturas de destilación a vacío, es decir, por encima de 270 °C, la hidracina descompone en H2 y N2. Finalmente, dado que el producto básico empleado, tras su recorrido por la zona de vaporización súbita, y por la destilación fraccionada a vacío, acaba en el producto de fondo, que se emplea como fuelóleo o como asfalto, se ha ideado un procedimiento de extracción de dicho producto con agua, que permite su recuperación y la reducción del contenido alcalino en el producto del fondo de la columna de destilación.
En una realización particular de la invención, el producto del fondo de la columna de destilación a vacío de la fase b) es enfriado, preferentemente a temperaturas comprendidas entre 80 y 160°C, y extraído con agua a presión superior a la tensión de vapor de agua, correspondiente a la temperatura empleada, para disolver y recuperar el compuesto básico y para reducir el contenido del mismo en el producto de fondo de la columna En otra realización particular de la invención, la destilación continua en columna de fraccionamiento de la etapa b) se realiza en dos o más recipientes en serie. Se ha comprobado que, la aplicación conjunta y simultánea de estos fundamentos, en la forma que se ilustra en la descripción y en los ejemplos, da lugar a unos resultados que no pueden obtenerse por la acción individual de cada uno de ellos .
La aplicación de los fundamentos, tal como se describe en esta memoria, permite conseguir los objetivos indicados anteriormente, que no cumplen los procedimientos existentes de regeneración de aceites por extracción con disolventes .
DESCRIPCIÓN DE LAS FIGURAS
La figura 2 anexa, esquematiza gráficamente el procedimiento de la invención, que se describe a continuación :
La corriente de aceite usado desasfaltado A, al que se le adiciona, el reactivo básico B, se mezcla con la corriente de circulación del fondo del recipiente de vaporización súbita C, se precalienta a temperaturas preferentemente comprendidas entre 180° y 260° C en el intercambiador de calor (1) , donde se produce una mezcla de vapor y líquido.
Esta mezcla se separa en el recipiente (2) obteniéndose por cabeza los vapores D de hidrocarburos ligeros y disolventes y agua, que se condensan en forma líquida en el refrigerante (3) y se separan en (4) en una fase de hidrocarburos R, en el agua que F que se recoge por fondo y en gases incondensables S que salen por cabeza. Opcionalmente una parte de R puede utilizarse como reflujo en (2) para evitar que las fracciones pesadas sean arrastradas y salgan por cabeza de (2) . Una parte C del fondo del separador (2) se recircula y se mezcla con A para disminuir el porcentaje de vaporización en (1) y aumentar la velocidad lineal por los tubos de (1) , lo que permite controlar el ensuciamiento de los tubos por deposición de fracciones pesadas y contaminantes . La relación en peso de C a A está comprendida generalmente entre 1 y 5.
El resto G del fondo del separador, mezclado con la recirculación de H de fondo de la destilación fraccionada se calienta en el cambiador de calor (5) a temperaturas moderadas, preferentemente comprendidas entre 315 y 335 °C . La mezcla vapor-líquido I se introduce en la zona de evaporación súbita ("flash") de la columna (6). Esta trabaja a presión reducida (generalmente entre 2 y 10 mbares en cabeza) y está diseñada con lechos de relleno de baja pérdida de carga de forma que la presión de fondo esté generalmente comprendida entre 10 y 20 mbares, lo que permite alcanzar las temperaturas indicadas anteriormente en la zona de evaporación súbita.
La columna de fraccionamiento puede diseñarse de forma que se obtengan de dos a cinco extracciones laterales. En la figura 1 se muestra un diseño de tres extracciones correspondientes a las producciones de un gas-oil de vacío o una base de aceite spindel K, un aceite base ligero L y un aceite base pesado M, que se envían a los depósitos de almacenamiento respectivos. El producto de fondo de la columna de fraccionamiento (6) se divide en dos corrientes. La corriente N es la producción de fuelóleo que puede utilizarse también como aditivo y fluidizante del asfalto y que se envía a almacenamiento; y la corriente H que se utiliza como recirculación de la alimentación G a la columna de destilación fraccionada, para conseguir controlar el ensuciamiento de los tubos del intercambiador (5) al disminuir el porcentaje de vaporización y aumentar la velocidad lineal por los tubos.
El aditivo reductor puede añadirse solo o en mezcla con el aditivo básico en varios puntos de la instalación indicado como B, S y T. La mayor eficacia se consigue añadiendo el aditivo básico en B y el hidrogenante en el reflujo de aceite pesado T o en la zona de vaporización súbita S.
Opcionalmente, el agente básico, que recorre la instalación por el cambiador (1), el separador (2), el cambiador (5) y el fondo de la torre (6) saliendo en mezcla con el petróleo N, puede ser extraído con agua y recirculado a B. Para ello la corriente N de fondo de la columna (6) , se enfría en el cambiador (7) , añadiéndole agua Q mediante un mezclador (8) . La fase acuosa del hidróxido alcalino P se separa de la fase orgánica del fuelóleo en el separador (9) .
El esquema de la figura 1 tiene por objeto describir, de forma simplificada, un procedimiento anterior según el estado de la técnica.
EJEMPLOS
Ejemplo n° 1: (procedimiento anterior del estado de la técnica)
Como aceite usado se utiliza un producto de las siguientes características :
Color oscuro
Punto de inflamación C.O.C 165 °C Viscosidad (ASTM D445) a 100 °C 12.6 cst
H20 (ASTM D95) 4.5 %
Metales 3500 ppm
Destilación ASTM D 1160 " Punto inicial 224.5
" Punto final 527.7
* Volumen destilado 89.0
1000 kgs/h de este aceite se extraen con 2500 kgs/h de propano líquido en un sistema continuo de acuerdo con lo indicado en la patente PCT US/99/116600. La mezcla se bombea continuamente a un separador de fases. De la parte superior se extrae continuamente la solución propánica que, por destilación del propano, deja 890 kgs/h de extracto.
De la parte inferior se bombea la fase acuosa y asfáltica a un evaporador, obteniéndose por cabeza 45 kgs/h de agua con alto contenido en DQO que se envía a depuración, y por fondo, 65 kgs/h de un producto asfáltico que engloba los aditivos y otros contaminantes.
El extracto, obtenido en el desasfaltado con disolventes, se bombea a razón de 890 kgs/h a una columna de destilación atmosférica, obteniendo por cabeza 15 kgs/h de fracción ligera del rango de destilación de la gasolina y por fondo 875 kgs/h de un producto que todavía contiene 15 kgs/h de fracción ligera. El hervidor de fondo de esta columna calentada con aceite térmico a 375°C, para mantener 300 °C en el fondo de la misma, requiere frecuentes limpiezas.
El producto de fondo, obtenido en la columna de destilación atmosférica, se bombea a caudal de 875 litros/hora a través de un haz tubular calentado con los humos de combustión de gas natural para conseguir una temperatura de 345 oC y se introduce en una columna de destilación fraccionada, en cuya parte superior la presión es de 20 mbares.
Se obtienen:
60 kgs/h de gas-oil de vacío 350 kgs/h de aceite ligero 310 kgs/h de aceite pesado 135 kgs/h de fueloil
Los aceites bases tienen las siguientes características :
Figure imgf000019_0001
El haz tubular de alimentación de la columna de destilación a vacío requiere limpieza cada 7 - 15 días y el relleno de la columna debe ser limpiado cada seis semanas .
Este ejemplo muestra también que los aceites bases obtenidos con la tecnología anterior de extracción por disolventes requieren un refino final, ya que su color y acidez no son satisfactorios.
Efectivamente, si los aceites base anteriores se tratan a 140 °C, durante 15 minutos, con un 5% en peso de tierra absorbente (conteniendo CaO) , el color se reduce en 2 puntos y la acidez queda en 0.04 mg KOH/gr.
Ejemplo n° 2 (procedimiento según la invención) :
1.000 gr del mismo aceite usado descrito en el ejemplo n° 1 se extraen con propano, tal como se indica en dicho ejemplo, obteniendo, tras la separación del propano 890 kgs/h de extracto que se bombea juntamente con 900 kgs/h del líquido de recirculación a través de un cambiador de calor calentado con fluido térmico a 275 °C, hasta una temperatura de 225 °C . La mezcla resultante se conduce a un separador vapor-líquido a presión atmosférica. Por cabeza se obtienen 30 kgs . de fracciones ligeras del rango de destilación de la gasolina y del queroseno. Por fondo se obtienen 1760 kgs/h que apenas contienen fracciones ligeras, de las que 900 kgs/h se recirculan a la alimentación.
El producto de fondo de la vaporización atmosférica, 860 kgs/h, se mezcla con 3500 kgs/h de fondo de la columna de vacío y se calienta en un cambiador de calor de carcasa y tubos con aceite térmico a 370 °C hasta una temperatura de 325 °C, introduciéndolo posteriormente en la columna de vacío de relleno con baja pérdida de carga. La presión en su parte superior es de 5 mbares y en la parte inferior de 12 mbares.
Se obtienen:
30 kgs/h de aceite spindel 370 kgs/h de aceite ligero 310 kgs/h de aceite pesado 140 kgs/h de fuel-oil
Los aceites bases tienen las siguientes características :
Figure imgf000021_0001
El cambiador de alimentación de la columna de vacío se mantiene en servicio durante largo tiempo sin necesidad de limpieza.
El ejemplo muestra que el diseño y la operación de la destilación del producto extraído según las condiciones del procedimiento mejorado, aumenta notablemente la operatividad y mejora las propiedades de los aceites base, aunque aún no se llega a la calidad típica de los aceites de primer refino.
E emplo n° 3 ( procedimiento según la invención) :
En el ejemplo n" 2 se introduce una corriente de solución de hidróxido potásico al 50% conjuntamente con el extracto que se bombea a la vaporización atmosférica. Las características de los aceites bases mejoran a medida que aumenta la aditivación según se observa en la tabla siguiente: Aceite ligero
Figure imgf000022_0001
Este ejemplo muestra cómo el diseño y operación de la destilación del extracto propánico de acuerdo con el procedimiento según la invención, juntamente con la destilación en presencia de una base fuerte en proporción adecuada, permite conseguir las características típicas de los aceites base de productos de primer refino.
Ejemplo n° 4 (procedimiento según la invención)
En el ejemplo n° 2, se introducen 4.0 gr de KOH/kg de extracto en la alimentación a la vaporización atmosférica y 0.2 gr. de hidracina/kg de extracto en el reflujo del aceite pesado de la columna de destilación, obteniéndose bases de las siguientes características:
Figure imgf000023_0001
Este ejemplo muestra que la adición de hidracina en la destilación realizada en presencia de un compuesto básico, de acuerdo con el procedimiento mejorado, contribuye a conseguir las características típicas de los aceites base de primer refino.

Claims

REIVINDICACIONES
1. - Un procedimiento para regenerar aceites usados de origen petrolífero por extracción con disolventes alifáticos, caracterizado porque el procedimiento comprende, una vez eliminado el disolvente del extracto, los siguientes tratamientos:
a) Vaporización súbita ("flash"), continua en evaporador, a presión atmosférica o próxima a la atmosférica, para separar las fracciones ligeras, en presencia de pequeñas cantidades de un compuesto básico o un compuesto reductor o una mezcla de ambos.
b) Destilación continua, en columna de fraccionamiento, del líquido de fondo obtenido en la etapa a) , a vacío y temperaturas moderadas; en presencia de un compuesto básico o un agente reductor o una mezcla de ambos; con recirculación de fondo de la columna a la alimentación de la misma; separando por las extracciones laterales el gasóleo de vacío o aceite spindel y las bases lubricantes y por fondo un fuelóleo o componente asfáltico.
2. - Procedimiento según la reivindicación 1 en el que la vaporación súbita de la etapa a) se efectúa a temperaturas comprendidas entre 150° y 260 °C, preferiblemente 220 °C, y presión atmosférica o próxima a la atmosférica; y en el que la etapa b) se efectúa a temperaturas comprendidas entre 310° y 335 °C y presión comprendida entre 2 y 8 mbares en la cabeza de columna.
3. - Procedimiento según la reivindicación 2 en el que el compuesto básico es un hidróxido alcalino o una mezcla de hidróxidos alcalinos; y el agente reductor es hidracina; y en el que el compuesto básico se emplea en concentraciones inferiores a 10 gr. por kg . del producto extraído con disolventes y el .compuesto reductor en cantidades inferiores a 5 gr. por cada kg. de producto extraído con disolventes.
4.- Procedimiento según las reivindicaciones anteriores, en el que la vaporización súbita ("flash") de la etapa a) , se realiza calentando la alimentación a temperaturas comprendidas entre 150 - 250 °C en un intercambiador de calor mediante un fluido térmico a 250 - 320 °C y realizando a continuación una separación líquido-vapor, con o sin reflujo de las fracciones ligeras a la cabeza del separador.
5. - Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que el líquido separado en vaporización súbita
("flash") de la etapa a) se recircula a la alimentación, estando la relación de la corriente de recirculación a la corriente de alimentación comprendida entre 0.5 y 5 , expresada en peso .
6. - Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que como agente calefactor del intercambiador de calor de la alimentación a la vaporización súbita
("flash") de la etapa a) se utiliza un fluido térmico a temperaturas de 250 a 320 °C .
7.- Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que el vacío de la columna de destilación fraccionada de la etapa b) se produce mediante una bomba mecánica cuyos gases y vapores se incineran en un horno con ayuda de combustibles líquidos o gaseosos .
8. - Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que la relación de la corriente de recirculación de fondo de columna fraccionadora a la corriente de alimentación a la columna de la etapa b) está comprendida entre 1 y 10, expresada en peso.
9. - Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que el calentamiento de la alimentación a la columna de destilación en vacío, de la etapa b) , se realiza en un cambiador de calor de tubos y carcasa, siendo el agente calefactor un aceite térmico a temperaturas comprendidas entre 350 °C y 390 °C .
10.- Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que el producto del fondo de la columna de destilación a vacío de la fase b) es enfriado, preferentemente a temperaturas comprendidas entre 80 y 160 °C, y extraído con agua a presión superior a la tensión de vapor de agua, correspondiente a la temperatura empleada, para disolver y recuperar el compuesto básico y para reducir el contenido del mismo en el producto de fondo de la columna.
11. - Procedimiento según las reivindicaciones anteriores en el que la destilación continua en columna de fraccionamiento de la etapa b) se realiza en dos o más recipientes en serie.
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MXPA05000637A MXPA05000637A (es) 2002-07-15 2002-07-15 Procedimiento para regenerar aceites usados por extraccion con disolventes.
AT02751178T ATE324421T1 (de) 2002-07-15 2002-07-15 Verfahren zur regeneration von altölen mittels lösungsmittelextraktion
PCT/ES2002/000354 WO2004007644A1 (es) 2002-07-15 2002-07-15 Procedimiento para regenerar aceites usados por extracción con disolventes
ES02751178T ES2263798T3 (es) 2002-07-15 2002-07-15 Procedimiento de regeneracion de aceites usados por extraccion con disolventes.
RU2005103839/04A RU2288946C2 (ru) 2002-07-15 2002-07-15 Способ очистки отработанных масел экстракцией растворителями
CA2492563A CA2492563C (en) 2002-07-15 2002-07-15 Process for rerefining used oils by solvent extraction
DE60211041T DE60211041T2 (de) 2002-07-15 2002-07-15 VERFAHREN ZUR REGENERATION VON ALTÖLEN MITTELS LöSUNGSMITTELEXTRAKTION
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7431829B2 (en) 2003-09-23 2008-10-07 Sener Grupo De Ingenieria, S.A. Method for regenerating used oils by demetallization and distillation

Families Citing this family (37)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8366912B1 (en) 2005-03-08 2013-02-05 Ari Technologies, Llc Method for producing base lubricating oil from waste oil
US8088275B2 (en) * 2006-11-16 2012-01-03 Gibson Energy Ulc Reconditioning process for used hydrocarbon based stimulation fluid
DE102006057910A1 (de) * 2006-12-08 2008-07-03 Exad Gmbh Verfahren zum Aufbereiten von Altölen und/oder Öl/Wassergemischen oder ähnlichen flüssigen Gemischen
DE102007028737A1 (de) 2007-06-21 2008-12-24 Ulrich Georg Hammer Verfahren und Vorrichtung zur Aufbereitung von Walzöl
US8088276B2 (en) * 2008-08-08 2012-01-03 CleanOil Limited Oil re-refining system and method
AT509429B1 (de) * 2010-01-20 2016-09-15 Erema Verfahren zur herstellung eines mit längeren fasern gefüllten polymeren materials
US9243191B1 (en) * 2010-07-16 2016-01-26 Delta Technologies LLC Re-refining used motor oil
US10280371B2 (en) 2011-07-15 2019-05-07 Delta Technologies LLC Distillation of used motor oil with distillate vapors
CN102973658B (zh) * 2012-12-17 2016-03-23 伊春金北药制药有限公司 无糖型芩暴红止咳合剂及其制法
RU2516464C1 (ru) * 2013-01-09 2014-05-20 Государственное унитарное предприятие "Институт нефтехимпереработки Республики Башкортостан" (ГУП "ИНХП РБ") Способ переработки нефти
WO2014135966A1 (en) 2013-03-07 2014-09-12 Verolube, Inc. Method and apparatus for recovering synthetic oils from composite oil streams
RU2515728C1 (ru) * 2013-04-03 2014-05-20 Государственное унитарное предприятие "Институт нефтехимпереработки Республики Башкортостан" (ГУП ИНХП РБ) Способ перегонки нефти
NO2821463T3 (es) * 2013-07-04 2018-02-17
RU2525983C1 (ru) * 2013-08-21 2014-08-20 Андрей Владиславович Курочкин Способ деасфальтизации нефтяных остатков
US20160137924A1 (en) * 2014-11-17 2016-05-19 Anellotech, Inc. Processes for holding char in a catalyic fast pyrolysis process and char compositions
CN104531324A (zh) * 2014-11-28 2015-04-22 刘林 一种利用回收润滑油生产齿轮润滑油的方法
US9914881B2 (en) 2014-12-04 2018-03-13 Uop Llc Process for improved vacuum separations with high vaporization
CN104531328A (zh) * 2015-01-08 2015-04-22 劳淑仪 全加氢型废润滑油加氢再生工艺
ES2743960T3 (es) * 2015-06-23 2020-02-21 Rohit D Joshi Método para reciclar residuos líquidos
CN105688441A (zh) * 2015-08-30 2016-06-22 张海清 一种废机油丙烷萃取塔
CN105349235A (zh) * 2015-12-15 2016-02-24 天津市津滨化工有限公司 润滑油再生***
CN106336886B (zh) * 2016-11-04 2017-11-17 成都西南石大石油工程技术有限公司 一种含固体颗粒的工业废油萃取装置及其使用方法
CN106753742B (zh) * 2016-12-02 2020-03-31 中科院广州能源所盱眙凹土研发中心 废润滑油再生方法
CN106710433B (zh) * 2017-03-22 2023-11-17 中国石油大学(华东) 一种常减压深拔评价的实验装置
CN107189854B (zh) * 2017-05-28 2023-10-31 天津大学 蒸汽再压缩和热量交换集成的微藻油脂萃取***
WO2019014681A2 (en) * 2017-07-14 2019-01-17 Murray Extraction Technologies Llc PRODUCTION OF HIGH QUALITY BASIC OILS
CN109401828A (zh) * 2017-08-15 2019-03-01 湖北爱国石化有限公司 一种废机油再生生产工艺
CN107903941A (zh) * 2017-11-27 2018-04-13 黄河三角洲京博化工研究院有限公司 一种废矿物油的分离回收方法
CN108395903A (zh) * 2018-04-23 2018-08-14 张荣江 一种环保型废油塔管式逆流法辐射加热免酸萃取油工艺
CN109797037B (zh) * 2019-01-11 2022-05-03 张长茂 一种连续式废润滑油的蒸馏处理方法
RU2694771C1 (ru) * 2019-01-14 2019-07-16 Общество с ограниченной ответственностью "ХАММЕЛЬ" Способ тепловой регенерации отработанных технологических жидкостей
RU2728970C1 (ru) * 2020-02-04 2020-08-03 Общество с ограниченной ответственностью "НефтеХимКонсалт" Способ двухступенчатой тепловой регенерации отработанных промышленных жидкостей
CN111635811B (zh) * 2020-06-05 2022-06-28 山西新鸿顺能源有限公司 一种废润滑油深度精制工艺及***
CN111961528A (zh) * 2020-08-27 2020-11-20 宝钢湛江钢铁有限公司 一种降低废弃油脂粘度的方法及其***
CN112322374A (zh) * 2020-11-11 2021-02-05 西安热工研究院有限公司 一种润滑油重金属离子的去除方法
FR3130826A1 (fr) * 2021-12-21 2023-06-23 Totalenergies Marketing Services Méthode de purification d’huiles lubrifiantes au moins en partie re-raffinées
CN114225452A (zh) * 2021-12-23 2022-03-25 安徽国孚生态工程技术有限公司 一种废润滑油四段蒸发回收方法

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3565791A (en) * 1968-12-12 1971-02-23 Kenneth Urquhart Method and apparatus for distiling oil and water mixtures
US3791965A (en) * 1972-04-07 1974-02-12 Petrocon Corp Process for re-refining used petroleum products
GB2022131A (en) * 1978-04-27 1979-12-12 Degussa Process for regenerating spent lubricating oils
ES2124879T3 (es) * 1993-03-22 1999-02-16 Tunisienne De Lubrifiants Sotu Procedimiento e instalacion de regeneracion de aceites lubricantes.

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE343336C (es)
US3919076A (en) * 1974-07-18 1975-11-11 Pilot Res & Dev Co Re-refining used automotive lubricating oil
IT1091961B (it) * 1978-01-12 1985-07-06 Snam Progetti Procedimento per la rigenerazione degli oli esausti
US4336639A (en) * 1980-03-31 1982-06-29 Teledyne Exploration Company Method of making a seismic apparatus
NL8304023A (nl) 1983-11-23 1985-06-17 Kinetics Technology Werkwijze voor het zuiveren van afgewerkte smeerolie.
US4834868A (en) * 1988-01-29 1989-05-30 Breslube Usa, Inc. Neutralizing oxidation product components in continuous rerefining of used oil stocks
JPH06158086A (ja) 1992-06-12 1994-06-07 Chem Eng Partners 使用済油から基油ストックを製造するための改良方法
IT1255534B (it) 1992-09-30 1995-11-09 Processo di riraffinazione di oli usati
FR2725725B1 (fr) * 1994-10-17 1996-12-13 Inst Francais Du Petrole Procede et installation pour la purification des huiles usagees
FR2757175B1 (fr) 1996-12-13 1999-03-05 Tunisienne De Lubrifiants Sotu Procede et installation de regeneration d'huiles lubrifiantes a hautes performances

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3565791A (en) * 1968-12-12 1971-02-23 Kenneth Urquhart Method and apparatus for distiling oil and water mixtures
US3791965A (en) * 1972-04-07 1974-02-12 Petrocon Corp Process for re-refining used petroleum products
GB2022131A (en) * 1978-04-27 1979-12-12 Degussa Process for regenerating spent lubricating oils
ES2124879T3 (es) * 1993-03-22 1999-02-16 Tunisienne De Lubrifiants Sotu Procedimiento e instalacion de regeneracion de aceites lubricantes.

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7431829B2 (en) 2003-09-23 2008-10-07 Sener Grupo De Ingenieria, S.A. Method for regenerating used oils by demetallization and distillation

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