RU2479620C1 - Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction - Google Patents
Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction Download PDFInfo
- Publication number
- RU2479620C1 RU2479620C1 RU2012114118/04A RU2012114118A RU2479620C1 RU 2479620 C1 RU2479620 C1 RU 2479620C1 RU 2012114118/04 A RU2012114118/04 A RU 2012114118/04A RU 2012114118 A RU2012114118 A RU 2012114118A RU 2479620 C1 RU2479620 C1 RU 2479620C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- irrigation
- heat
- gas
- propylene
- column
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к области нефтегазопереработки, в частности к разделению газов каталитического крекинга вакуумного газойля, и может быть использовано при получении максимального отбора пропилена и бутиленов в условиях сокращения применения стороннего тепла на нагрев кубов ректификационных колонн вплоть до его полного исключения.The invention relates to the field of oil and gas processing, in particular to the separation of gases of catalytic cracking of vacuum gas oil, and can be used to obtain the maximum selection of propylene and butylenes under conditions of reducing the use of external heat for heating cubes of distillation columns up to its complete elimination.
Известен способ каталитической конверсии углеводородов, в котором продукты реакции каталитического крекинга отбирают из реактора и разделяют на фракции для получения легких олефинов, бензина, дизельного топлива, тяжелого дизельного топлива и других ненасыщенных низкомолекулярных углеводородов (патент на изобретение RU №2418842 С2, C10G 11/05, С07С 7/144, B01J 29/80, B01J 29/072, B01J 29/076, 20.05.2011). Недостатком данного способа является отсутствие конкретизации решения задачи разделения продуктов реакции на фракции.A known method for the catalytic conversion of hydrocarbons, in which the reaction products of catalytic cracking are selected from the reactor and separated into fractions to obtain light olefins, gasoline, diesel fuel, heavy diesel fuel and other unsaturated low molecular weight hydrocarbons (patent RU No. 2418842 C2, C10G 11/05 , С07С 7/144, B01J 29/80, B01J 29/072, B01J 29/076, 05.20.2011). The disadvantage of this method is the lack of concretization of the solution of the problem of separation of reaction products into fractions.
Известен способ получения среднедистиллятного продукта и низших олефинов из углеводородного исходного сырья, в котором продукты каталитического крекинга разделяются на несколько потоков крекированного газойлевого продукта с отделением по меньшей мере одного низшего олефинового соединения, используемого в качестве сырья для производства полиолефинов, при этом рафинатный поток, содержащий по меньшей мере один из С4 и С3 рафинатов, образуется в блоке экстракции бутадиена или блоке экстракции изопрена (заявка на изобретение RU №2010126474 A, C10G 11/18, 10.01.2012). Недостатками данного способа являются:A known method of producing a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock, in which the catalytic cracking products are separated into several streams of cracked gas oil product with the separation of at least one lower olefin compound used as raw material for the production of polyolefins, while the raffinate stream containing at least one of C 4 and C 3 raffinates is formed in a butadiene extraction unit or an isoprene extraction unit (patent application RU No. 2010164474 A,
1) отсутствие детального изложения способа разделения продуктов каталитического крекинга на несколько потоков крекированного газойлевого продукта;1) the absence of a detailed description of the method for separating catalytic cracking products into several streams of a cracked gas oil product;
2) использование блоков экстракции бутадиена или изопрена для выделения рафинатных потоков, содержащих углеводороды С4 и С3, что приводит к необходимости дополнительного разделения рафинатных потоков на циркулирующий растворитель и углеводороды С4 и С3, что усложняет способ разделения газов;2) the use of butadiene or isoprene extraction blocks for the separation of raffinate streams containing C 4 and C 3 hydrocarbons, which leads to the need for additional separation of raffinate streams into a circulating solvent and C 4 and C 3 hydrocarbons, which complicates the gas separation method;
3) экстракционный метод разделения углеводородных систем является наименее эффективным, по сравнению с другими массообменными методами, например, ректификацией, из-за низкой скорости диффузии разделяемых компонентов в процессе жидкостной экстракции;3) the extraction method for the separation of hydrocarbon systems is the least effective, compared with other mass transfer methods, for example, rectification, due to the low diffusion rate of the separated components in the process of liquid extraction;
4) необходимость применения двухколонной системы экстракции с учетом регенерации растворителя вместо одноколонной ректификации при прочих равных условиях.4) the need to use a two-column extraction system taking into account the regeneration of the solvent instead of one-column rectification, ceteris paribus.
Известен способ разделения газов в процессе каталитического крекинга, включающий основную ректификационную колонну с кубовой частью и циркуляцией квенчинга и отводом остатка, содержащую промежуточное циркуляционное орошение и две отпарные колонны, из которых отводятся дистилляты, являющиеся компонентами легкого и тяжелого газойля, и снабженную острым орошением с выводом нестабильного бензина и жирного газа (Александров И.А. «Перегонка и ректификация в нефтепереработке», Москва, «Химия», 1981, 352 с.).A known method of gas separation in the process of catalytic cracking, including the main distillation column with still bottom and circulation of quenching and removal of the residue, containing intermediate circulation irrigation and two stripping columns from which distillates are removed, which are components of light and heavy gas oil, and equipped with acute irrigation with a conclusion unstable gasoline and fatty gas (Aleksandrov IA "Distillation and rectification in oil refining", Moscow, "Chemistry", 1981, 352 pp.).
Недостатком данного способа является то, что использование одного промежуточного орошения не достаточно, так как оно, обеспечивая качество легкого газойля по температуре конца кипения, не позволяет регулировать температуру конца кипения тяжелого газойля, а также не позволяет извлекать ценные компоненты - непредельные углеводороды - из жирного газа, что уменьшает ассортимент получаемых продуктов, в частности, отсутствует возможность выделения пропилена и бутилена как дальнейшего сырья нефтехимических процессов. Кроме того, охлаждение циркуляционного орошения и кубового остатка производится за счет использования воды, что повышает энергозатраты на реализацию данного способа разделения газов каталитического крекинга.The disadvantage of this method is that the use of one intermediate irrigation is not enough, since it, providing the quality of light gas oil at the boiling point temperature, does not allow you to adjust the boiling point of heavy gas oil, and also does not allow you to extract valuable components - unsaturated hydrocarbons - from fatty gas , which reduces the range of products obtained, in particular, there is no possibility of the allocation of propylene and butylene as further raw materials of petrochemical processes. In addition, the cooling of the circulating irrigation and bottoms is carried out through the use of water, which increases the energy consumption for the implementation of this method of gas separation of catalytic cracking.
Наиболее близким к заявляемому изобретению, то есть прототипом, является способ разделения газов в процессе каталитического крекинга, включающий основную ректификационную колонну с отводом кубовой части, содержащую две отпарные колонны, из которых отводятся дистилляты, являющиеся компонентами легкого и тяжелого газойля, и снабженную острым орошением с выводом нестабильного бензина и жирного газа в газофракционирующую часть, в состав которой входят фракционирующий абсорбер, имеющий подвод тепла в нижнюю часть, стабилизатор бензина, имеющий вывод стабилизата с частичным возвратом в качестве абсорбента на орошение фракционирующего абсорбера, подвод тепла в нижнюю часть и острое орошение с выводом рефлюкса, колонну разделения рефлюкса на пропан-пропиленовую и бутан-бутиленовую фракции (Серебрянский А.Я. «Управление установками каталитического крекинга», Москва, «Химия», 1983, 192 с.).Closest to the claimed invention, that is, the prototype, is a method of gas separation in the catalytic cracking process, comprising a main distillation column with a bottom separation, containing two stripping columns, from which distillates are removed, which are components of light and heavy gas oil, and equipped with acute irrigation with the output of unstable gasoline and fatty gas into a gas fractionating part, which includes a fractionating absorber having a heat supply to the lower part, a gasoline stabilizer, and supplying the stabilizer with partial return as absorbent for irrigation of the fractionating absorber, supplying heat to the lower part and acute irrigation with reflux output, reflux separation column for propane-propylene and butane-butylene fractions (Serebryansky A.Ya. “Management of catalytic cracking units” Moscow, Chemistry, 1983, 192 pp.).
Недостатком данного способа является то, что в ректификационной колонне отсутствует система циркуляционных орошений, необходимая для регулирования конца кипения легкой и тяжелой газойлевых фракций, а теплоподвод в рибойлеры фракционирующего абсорбера, стабилизатора и колонны разделения рефлюкса осуществляется за счет подвода водяного пара, что приводит к существенным энергозатратам на реализацию данного способа разделения газов каталитического крекинга.The disadvantage of this method is that in the distillation column there is no circulation irrigation system necessary to regulate the end of boiling of light and heavy gas oil fractions, and the heat supply to the riboilers of the fractionating absorber, stabilizer and reflux separation column is carried out by supplying water vapor, which leads to significant energy consumption for the implementation of this method of gas separation of catalytic cracking.
Кроме того, непосредственный возврат выводимой из основной ректификационной колонны высокотемпературной кубовой жидкости в реактор приводит к загрязнению тяжелой газойлевой фракции высококипящими компонентами, в связи с чем повышается ее конец кипения.In addition, the direct return of the high-temperature bottoms liquid removed from the main distillation column to the reactor leads to the contamination of the heavy gas oil fraction with high-boiling components, and therefore its boiling end increases.
Целью настоящего изобретения является снижение энергозатрат на реализацию способа фракционирования продуктов каталитического крекинга за счет оптимизации распределения тепла между охлаждаемыми и нагреваемыми потоками в системе.The aim of the present invention is to reduce energy consumption for implementing the method of fractionation of catalytic cracking products by optimizing the distribution of heat between cooled and heated streams in the system.
Поставленная цель достигается тем, что в способе фракционирования в процессе каталитического крекинга бензинового направления, включающем основную ректификационную колонну с кубовой частью и циркуляцией квенчинга и отводом остатка, содержащую не менее чем два циркуляционных орошения и не менее чем две отпарные колонны, из которых отводятся дистилляты, являющиеся компонентами легкого и тяжелого газойля, и снабженную острым орошением с выводом нестабильного бензина и жирного газа в газофракционирующую часть, в состав которой входят фракционирующий абсорбер, имеющий подвод тепла в нижнюю часть и теплосъем в верхней части, стабилизатор бензина, имеющий вывод стабилизата с частичным возвратом в качестве абсорбента на орошение фракционирующего абсорбера, подвод тепла в нижнюю часть и острое орошение с выводом рефлюкса, абсорбер аминовой очистки рефлюкса от сероводорода с выводом насыщенного амина, который регенерируется от сероводорода в собственном регенераторе, имеющем подвод тепла в куб и вывод кислого газа, колонну разделения очищенного рефлюкса на пропан-пропиленовую и бутан-бутиленовую фракции, снабженную кипятильником в кубовой части и острым орошением, формируется система оптимального распределения тепла потоков продуктов и циркуляционных орошений основной ректификационной колонны в качестве теплоносителя для подогрева кубов указанных колонн и исходного сырья - вакуумного газойля каталитического крекинга, при этом распределение тепла осуществляется следующим образом:This goal is achieved by the fact that in the fractionation method in the process of catalytic cracking of the gasoline direction, which includes the main distillation column with still bottom and quenching circulation and removal of the residue, containing at least two circulation irrigation and at least two stripping columns from which distillates are removed, which are components of light and heavy gas oil, and equipped with acute irrigation with the output of unstable gasoline and fatty gas into the gas fractionation part, which includes FR acoustical absorber having heat supply to the lower part and heat removal in the upper part, gasoline stabilizer having stabilizer output with partial return as absorbent for irrigation of fractionating absorber, heat supply to the lower part and acute irrigation with reflux output, amine hydrogen sulfide refining absorber absorber with the conclusion of a saturated amine, which is regenerated from hydrogen sulfide in its own regenerator, which has a heat supply to the cube and an acid gas outlet, a column for the separation of purified reflux on propane propyl a new butane-butylene fraction, equipped with a boiler in the cubic part and acute irrigation, a system is formed for the optimal heat distribution of product streams and circulation irrigation of the main distillation column as a heat carrier for heating cubes of these columns and feedstock - catalytic cracking vacuum gas oil, while the heat distribution carried out as follows:
а) тепловой поток кубового остатка основной ректификационной колонны используется для частичного нагрева сырья, далее догреваемого до температуры крекинга в трубчатой печи, и частично для создания парового орошения в нижней части стабилизатора;a) the heat flow of the bottom residue of the main distillation column is used to partially heat the raw material, then heated to the cracking temperature in a tubular furnace, and partially to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer;
б) тепловой поток среднего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны используется для создания парового орошения в нижней части фракционирующего абсорбера и частичного создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции;b) the heat flow of the average circulation irrigation of the main distillation column is used to create steam irrigation in the lower part of the fractionating absorber and partially create steam irrigation in the lower part of the separation column of propane-propylene and butane-butylene fraction;
в) тепловой поток нижнего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны частично используется для создания парового орошения в нижней части стабилизатора, частично используется для создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций и создания парового орошения в нижней части регенератора насыщенного раствора амина;c) the heat flow of the lower circulation irrigation of the main distillation column is partially used to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer, partially used to create steam irrigation in the lower part of the separation column of propane-propylene and butane-butylene fractions and to create steam irrigation in the lower part of the saturated solution regenerator amine;
г) при этом распределение тепла между системами создания парового орошения в нижней части колонн может регулироваться таким образом, что при введении дополнительного количества сырья тепло, необходимое для создания парового орошения в нижней части системы колонн, обеспечивается соответствующим расходом среднего и нижнего циркуляционных орошений основной ректификационной колонны и будет достаточным для обеспечения отбора пропилена и бутиленов от потенциала не менее 99,0%.d) in this case, the heat distribution between the systems for creating steam irrigation in the lower part of the columns can be controlled in such a way that with the introduction of an additional amount of raw materials, the heat necessary to create steam irrigation in the lower part of the column system is ensured by the corresponding consumption of the middle and lower circulating irrigation of the main distillation column and will be sufficient to ensure the selection of propylene and butylene from a potential of at least 99.0%.
Целесообразно также при наличии резерва тепла циркуляционных орошений обеспечить дополнительную подпитку установки сырьем, содержащим пропан-пропиленовую и бутан-бутиленовую фракции, обеспечиваемую подачей жирного газа (или его части) от установки висбрекинга.It is also advisable in the presence of a reserve of heat of circulating irrigation to provide additional feed for the installation with raw materials containing propane-propylene and butane-butylene fractions provided by the supply of fatty gas (or part thereof) from the visbreaking unit.
Возможно, также при наличии резерва тепла циркуляционных орошений, обеспечить дополнительную подпитку установки сырьем, содержащим пропан-пропиленовую фракцию, обеспечиваемую подачей газа депропанизации (или его части) от установки замедленного коксования.It is also possible, in the presence of a reserve of heat of circulating irrigation, to provide additional feed for the installation with raw materials containing a propane-propylene fraction provided by the supply of de-propanization gas (or part thereof) from the delayed coking unit.
На фиг.1 приведена схема, иллюстрирующая предлагаемый способ разделения газов.Figure 1 shows a diagram illustrating the proposed method of gas separation.
Продукты каталитического крекинга после реактора по линии 1 подают в нижнюю часть ректификационной колонны 2, сверху которой по линии 3 отводятся пары бензина, водяной пар и углеводородный газ, которые далее охлаждаются в холодильнике-конденсаторе 4, и по линии 5 поступают в газосепаратор 6, откуда по линии 7 отводится нестабильный бензин, одна часть потока которого по линии 8 возвращается в ректификационную колонну 2 в виде острого орошения на верхнюю тарелку, а балансовое количество нестабильного бензина, в качестве второго абсорбента, по линии 9 подается в среднюю часть фракционирующего абсорбера 10 между вводом стабильного бензина (первого абсорбента) и жирного газа совместно с конденсатом компрессии. Снизу газосепаратора 6 вода по линии 11 отводится на утилизацию стоков. Газ по линии 12 с верха газосепаратора 6 подается в компрессор 13, сжатый в компрессоре 13 газ далее по трубопроводу 14 поступает в конденсатор-холодильник 15 и по линии 16 поступает в газосепаратор 17, где происходит отделение жирного газа от газоконденсата и выделенной воды. Газоконденсат по линии 18 поступает в насос 19 и по линии 20 поступает в среднюю часть фракционирующего абсорбера 10 совместно с жирным газом, поступающим по линии 21 из газосепаратора 17, для извлечения углеводородов С3 и выше, а вода по линии 22 отводится из газосепаратора 17 на утилизацию стоков.The catalytic cracking products after the reactor through line 1 are fed to the lower part of the distillation column 2, on top of which gasoline vapors, water vapor and hydrocarbon gas are discharged through
Температура низа фракционирующего абсорбера 10 поддерживается нагревом кубовой жидкости фракционирующего абсорбера 10, поступающей в рибойлер 23 по линии 24, и средним циркуляционным орошением ректификационной колонны 2, поступающим в рибойлер 23.The temperature of the bottom of the fractionation absorber 10 is maintained by heating the bottom liquid of the fractionation absorber 10, which enters the
Паровое орошение низа фракционирующего абсорбера 10 поступает из рибойлера 23 в низ фракционирующего абсорбера 10 по линии 25. Балансовая часть кубовой жидкости фракционирующего абсорбера 10 из рибойлера 23 по линии 26 поступает в стабилизатор 27 для отделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции от стабильного бензина, возвращаемого во фракционирующий абсорбер 10 в качестве абсорбента. Пары с верха стабилизатора 27 по линии 28 поступают в холодильник 29, далее в емкость для сбора конденсата 30, из которой пропан-пропиленовая и бутан-бутиленовая фракции отводятся по линии 31 для дальнейшего разделения в колонну разделения 39, а часть конденсата из емкости 30 по линии 32 возвращается в стабилизатор 27 в качестве орошения. Кубовая жидкость стабилизатора 27 по линии 33 поступает в рибойлеры 34 и 35, из которых пары по линии 36 возвращаются в низ стабилизатора 27, а стабильный бензин из рибойлеров 34 и 35 по линии 37 подается в холодильник 38, где охлаждается и отправляется на верх фракционирующего абсорбера 10 в качестве абсорбента.Steam irrigation of the bottom of the fractionating absorber 10 enters from the
Пары пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций по линии 31 поступают в колонну разделения 39, откуда сверху по линии 40 поток пропан-пропиленовой фракции поступает в холодильник 41, далее в емкость для сбора конденсата 42, из которой пропан-пропиленовая фракция по линии 43 отводится с установки, а часть конденсата по линии 44 возвращается в колонну разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции 39 в качестве орошения. Кубовая жидкость колонны разделения 39 по линии 45 поступает в рибойлеры 46 и 47, из которых пары по линии 48 возвращаются в низ колонны разделения 39, а бутан-бутиленовая фракция по линии 49 выводится с установки.Pairs of propane-propylene and butane-butylene fractions through
Неабсорбированные во фракционирующем абсорбере 10 легкие углеводородные газы, содержащие в некотором количестве пропилен и бутилены, по линии 50 подаются в низ второго абсорбера 51, на верх которого подается по линии 52 в качестве абсорбента продукт, выводимый из фракционирующей ректификационной колонны 2 в качестве части легкого газойля после отпарки в отпарной колонне 56. С верха второго абсорбера 51 по линии 53 отгоняется сухой газ, с низа второго абсорбера 51 по линии 54 кубовый остаток возвращается в фракционирующую ректификационную колонну 2 ниже ввода потока отпарки легкого газойля из отпарной колонны 56 по линии 71.Non-absorbed in the fractionating
Фракционирующий абсорбер 10 снабжен системой циркуляционных орошений 55, обеспечивающей отвод тепла абсорбции углеводородов, приводящий к интенсификации абсорбции легких углеводородов, от жидкого абсорбента, стекающего по тарелкам фракционирующего абсорбера 10.The
Ректификационная колонна 2 снабжена двумя отпарными колоннами 56 и 57, средним и нижним циркуляционными орошениями. С низа ректификационной колонны 2 по линии 60 кубовая жидкость, содержащая тяжелые углеводороды, охлаждается за счет частичного нагрева исходного сырья, поступающего по линии 61 в теплообменник 62 и выходящего для дальнейшего нагрева по линии 63 в трубчатую печь (на фиг.1 не показана), далее поток кубовой жидкости по линии 64 частично нагревает в рибойлере 34 кубовую жидкость стабилизатора 27, после которого часть кубовой жидкости по линии 65 возвращается в ректификационную колонну 2, а остальная часть по линии 66 смешивается с тяжелым газойлем, выводящимся из отпарной колонны 57 по линии 67, и выводится с установки по линии 68.Distillation column 2 is equipped with two
Поток легкого газойля, выводящийся из ректификационной колонны 2 по линии 69, поступает в отпарную колонну 56, в которую по линии 70 подается водяной пар с целью отпарки легких компонентов, с верху отпарной колонны 56 по линии 71 пары легких углеводородов возвращаются в ректификационную колонну 2, с низу отводится легкий газойль по линии 72, часть которого по линии 73 проходит теплообменник 74 и подается в качестве абсорбента во второй абсорбер 51 по линии 52, оставшееся количество легкого газойля выводится с установки по линии 75.The stream of light gas oil, discharged from the distillation column 2 through
Поток тяжелого газойля, выводящийся из ректификационной колонны 2 по линии 76, поступает в отпарную колонну 57, в которую по линии 77 подается водяной пар с целью отпарки легких компонентов, с верху отпарной колонны 57 по линии 78 пары легких углеводородов возвращаются в ректификационную колонну 2, с низу отводится тяжелый газойль по линии 67, который смешивается с частью кубового остатка основной ректификационной колонны 2 после его охлаждения в рибойлере 34.The heavy gas oil stream discharged from the distillation column 2 via
Среднее циркуляционное орошение, отводимое из основной ректификационной колонны 2 по линии 58, выступает в качестве теплоносителя, подаваемого в рибойлеры 23 и 46, при этом поток горячего легкого газойля из ректификационной колонны 2 по линии 58 поступает в рибойлер 23, после которого по линии 79 поступает в рибойлер 46. После регенерации тепла поток охлажденного легкого газойля по линии 80 возвращается в зону среднего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны 2.The average circulating irrigation discharged from the main distillation column 2 along
Нижнее циркуляционное орошение, отводимое из основной ректификационной колонны 2 по линии 59, выступает в качестве теплоносителя, подаваемого в рибойлеры 35 и 47, при этом поток горячего тяжелого газойля из ректификационной колонны 2 по линии 59 поступает в рибойлер 35, после которого по линии 85 поступает в рибойлер 47, далее по линии 86 поступает в рибойлер 81, где отдает тепло на регенерацию амина, поступающего по линии 82 и выводимого из рибойлера 81 по линии 83, далее регенерированный амин поступает в колонну очистки пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции от сероводорода (на фиг.1 не показано). Из рибойлера 81 поток по линии 84 возвращается в зону нижнего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны 2.The lower circulating irrigation, withdrawn from the main distillation column 2 along
В таблицах 1…4 и на фиг.2 приведены результаты расчетов способа фракционирования по прототипу и заявляемому изобретению.In tables 1 ... 4 and figure 2 shows the results of the calculation of the fractionation method of the prototype and the claimed invention.
Пример 1. Выполнено математическое моделирование способа разделения продуктов каталитического крекинга на фракции по прототипу.Example 1. The mathematical modeling of the method of separation of catalytic cracking products into fractions according to the prototype.
При каталитическом крекинге вакуумного газойля в условиях работы реактора по бензиновому варианту, из реактора на разделение поступает поток сырья следующего состава (мас.%):When the catalytic cracking of vacuum gas oil in the conditions of the reactor operation according to the gasoline version, the stream of raw materials of the following composition (wt.%) Comes from the reactor to the separation:
вода - 4,25,water - 4.25,
кислород - 0,11,oxygen - 0.11,
азот - 0,47,nitrogen - 0.47,
диоксид углерода - 0,03,carbon dioxide - 0.03,
сероводород - 0,31,hydrogen sulfide - 0.31,
водород - 0,12,hydrogen is 0.12
метан - 1,20,methane - 1.20,
этилен - 1,05,ethylene - 1.05,
этан - 1,02,ethane - 1.02,
пропилен - 3,96,propylene - 3.96,
пропан - 1,31,propane - 1.31,
бутаны и бутилены - 9,15,butanes and butylenes - 9.15,
углеводороды C5 и выше - 77,02.hydrocarbons of C 5 and above - 77.02.
Расход сырья в основную ректификационную колонну 2 с 25 теоретическими тарелками принят 230,20 т/ч, которые помимо углеводородов содержат 9,80 т/ч воды.The consumption of raw materials in the main distillation column 2 with 25 theoretical plates adopted 230.20 t / h, which in addition to hydrocarbons contain 9.80 t / h of water.
Из колонны 2 отводятся 5,70 т/ч кубового остатка, 7,30 т/ч тяжелого газойля, 48,50 т/ч легкого газойля, 99,74 т/ч нестабильного бензина, 18,77 т/ч жирного газа и 42,45 т/ч газоконденсата.From column 2, 5.70 t / h of bottoms, 7.30 t / h of heavy gas oil, 48.50 t / h of light gas oil, 99.74 t / h of unstable gasoline, 18.77 t / h of fatty gas and 42 , 45 t / h of gas condensate.
В колонну возвращается дополнительно с циркулирующим орошением по линиям 52 и 54 абсорбент, насыщенный сжиженными газами в количестве 1,90 т/ч. На отпарку продуктов в отпарные колонны основной ректификационной колонны 2 вводится 2,70 т/ч водяного пара и отводится в канализацию после конденсации 12,34 т/ч воды. В колонне 2 имеются среднее и нижнее циркуляционные орошения в количестве соответственно 544,34 и 254,58 т/ч, охлаждаемые оборотной водой.An additional absorbent saturated with liquefied gases in the amount of 1.90 t / h is returned to the column with circulating irrigation along
Во фракционирующем абсорбере 10, стабилизаторе 27, колонне разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций 39 содержится соответственно 53, 30 и 36 теоретических тарелок, что позволяет получать 12,17 т/ч пропан-пропиленовой фракции и 19,83 т/ч бутан-бутиленовой фракции с отбором пропилена 99,0% от потенциального его содержания в продуктах каталитического крекинга.The
В таблице 1 приведены результаты энергетического баланса схемы фракционирования каталитического крекинга бензинового направления по прототипу с подводом тепла в низ фракционирующего абсорбера (позиция 10), стабилизационной колонны (позиция 27), колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций (позиция 39).Table 1 shows the results of the energy balance of the gasoline catalytic cracking fractionation scheme according to the prototype with heat applied to the bottom of the fractionating absorber (item 10), stabilization column (item 27), and the separation column for propane-propylene and butane-butylene fractions (item 39).
При этом расчеты показали, что затраты на создание парового орошения в трех колоннах в количестве 26,72 Гкал/ч составляют 19553,96 руб./ч. Затраты на топливный газ для нагрева сырья в печи от 255 до 330°С перед вводом сырья в реактор с подводом тепла 9,73 Гкал/ч составляют 4373,69 руб./ч. Суммарные энергозатраты на реализацию процесса по прототипу составляют 23927,65 руб./ч.Moreover, calculations showed that the cost of creating steam irrigation in three columns in the amount of 26.72 Gcal / h is 19553.96 rubles / h. The cost of fuel gas for heating the raw materials in the furnace from 255 to 330 ° C before entering the raw materials into the reactor with a heat supply of 9.73 Gcal / h is 4373.69 rubles / h. The total energy consumption for the implementation of the prototype process is 23927.65 rubles / h.
Пример 2. Выполнено математическое моделирование способа фракционирования каталитического крекинга по заявляемому изобретению по базовому варианту, в котором были сохранены массообменные характеристики всех аппаратов аналогично прототипу, но выполнено перераспределение энергетических потоков с использованием тепла циркуляционных орошений и кубового остатка основной ректификационной колоны 2 для частичного нагрева исходного сырья до 255°С и последовательного подвода тепла в низ фракционирующего абсорбера (позиция 10), стабилизационной колонны (позиция 27), колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций (позиция 39), регенератора насыщенного амина (на фиг.1 данная поз. не показана).Example 2. The mathematical modeling of the catalytic cracking fractionation method according to the claimed invention according to the basic version was carried out, in which the mass transfer characteristics of all devices were preserved similar to the prototype, but the energy flows were redistributed using the heat of circulating irrigation and bottom residue of the main distillation column 2 for partial heating of the feedstock up to 255 ° С and sequential heat supply to the bottom of the fractionating absorber (item 10), stabilization column (position 27), a column for the separation of propane-propylene and butane-butylene fractions (position 39), a saturated amine regenerator (in Fig. 1 this position is not shown).
В таблице 2 приведены результаты потарельчатого расчета основной ректификационной колонны 2 с средним и нижним циркуляционными орошениями с суммарным расходом 798,9 т/ч.Table 2 shows the results of the calculation by calculation of the main distillation column 2 with medium and lower circulation irrigation with a total flow rate of 798.9 t / h.
Как следует из данных таблицы 2, теплосъем в двух циркуляционных орошениях с температурами 178,2 и 291,7°С в количестве суммарно 27,23 Гкал/ч гарантированно обеспечивает величину необходимого теплоподвода в четырех колоннах (10, 27, 39 и регенератор насыщенного амина). Для поддерживания достаточно высокого температурного напора в рибойлерах этих колонн за счет повышения температуры теплоносителя предусмотрено, что для подвода тепла в нижнюю часть стабилизатора, где температура должна достигать 184,5°С, частично используется тепло кубового остатка основной ректификационной колонны 2 после рекуперативного нагрева поступающего в процесс сырья, приводящего к охлаждению кубового остатка от 342,9 до 259,8°С, при этом:As follows from the data in Table 2, the heat removal in two circulation irrigations with temperatures of 178.2 and 291.7 ° C in an amount of a total of 27.23 Gcal / h ensures guaranteed value of the necessary heat supply in four columns (10, 27, 39 and a saturated amine regenerator ) To maintain a sufficiently high temperature head in the riboilers of these columns by increasing the temperature of the coolant, it is provided that to supply heat to the lower part of the stabilizer, where the temperature should reach 184.5 ° C, the heat of the bottom residue of the main distillation column 2 is partially used after regenerative heating the process of raw materials leading to cooling of the bottom residue from 342.9 to 259.8 ° C, while:
а) тепловой поток кубового остатка основной ректификационной колонны 2 используется для частичного нагрева сырья от 90 до 255°С, который далее догревается до температуры крекинга в трубчатой печи, и частично для создания парового орошения в нижней части стабилизатора, нагревая кубовый остаток стабилизатора от 164,4 до 173,3°С и охлаждаясь при этом от 259,8 до 230,7°С; при этом у кубового остатка основной ректификационной колонны сохраняется остаточный энергетический потенциал 0,14 Гкал/ч, что может быть использовано при регулировании процесса при некотором увеличении производительности установки или повышении требований к качеству получаемых продуктов разделения, в противном случае этот избыток тепла может быть снят в дополнительном водяном холодильнике (поз. на фиг.1 не показана);a) the heat flow of the bottom residue of the main distillation column 2 is used to partially heat the feed from 90 to 255 ° C, which is then heated to the cracking temperature in the tube furnace, and partially to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer, heating the bottom residue of the stabilizer from 164, 4 to 173.3 ° C and while cooling from 259.8 to 230.7 ° C; at the same time, the residual energy potential of 0.14 Gcal / h is retained at the bottom residue of the main distillation column, which can be used to control the process with a slight increase in the plant productivity or higher requirements for the quality of the obtained separation products, otherwise this excess heat can be removed in additional water cooler (pos. 1 is not shown);
б) тепловой поток среднего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны (12,85 Гкал/ч) используется для создания парового орошения в нижней части фракционирующего абсорбера, кубовый остаток которого нагревается с 89,2 до 117,6°С, частичного создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции за счет нагрева кубового остатка, при этом среднее циркуляционное орошение охлаждается от 178,2 до 130,9°С, отдавая на нагрев 12,40 Гкал/ч; при этом у среднего циркуляционного орошения сохраняется остаточный энергетический потенциал 0,22 Гкал/ч, что может быть использовано при регулировании процесса при некотором увеличении производительности установки или повышении требований к качеству получаемых продуктов разделения;b) the heat flow of the average circulating irrigation of the main distillation column (12.85 Gcal / h) is used to create steam irrigation in the lower part of the fractionating absorber, the bottom residue of which is heated from 89.2 to 117.6 ° C, partially creating steam irrigation in the lower part of the separation column of the propane-propylene and butane-butylene fraction due to heating of the bottom residue, while the average circulation irrigation is cooled from 178.2 to 130.9 ° C, giving for heating 12.40 Gcal / h; at the same time, the average circulating irrigation retains a residual energy potential of 0.22 Gcal / h, which can be used to control the process with a slight increase in plant productivity or higher quality requirements for the obtained separation products;
в) тепловой поток нижнего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны (14,38 Гкал/ч) частично используется для создания парового орошения в нижней части стабилизатора, кубовый остаток которого нагревается до 184,5°С, далее частично используется для создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций, кубовый остаток которой нагревается до 103,7°С, и создания парового орошения в нижней части регенератора насыщенного раствора амина, кубовый остаток которого нагревается до 121,1°С, при этом нижнее циркуляционное орошение охлаждается от 291,7 до 224,9°С, при этом у нижнего циркуляционного орошения, возвращаемого в основную ректификационную колонну с температурой 185,0°С, сохраняется остаточный энергетический потенциал 5,13 Гкал/ч, что может быть использовано при регулировании процесса при некотором увеличении производительности установки или повышении требований к качеству получаемых продуктов разделения, в противном случае этот избыток тепла может быть снят в дополнительном водяном холодильнике (поз. на фиг.1 не показана).c) the heat flow of the lower circulation irrigation of the main distillation column (14.38 Gcal / h) is partially used to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer, the bottom residue of which is heated to 184.5 ° C, then partially used to create steam irrigation in the lower part columns for the separation of propane-propylene and butane-butylene fractions, the bottom residue of which is heated to 103.7 ° C, and the creation of steam irrigation in the lower part of the regenerator of a saturated amine solution, the bottom residue of which is heated to about 121.1 ° C, while the lower circulating irrigation is cooled from 291.7 to 224.9 ° C, while the lower circulating irrigation, returned to the main distillation column with a temperature of 185.0 ° C, retains a residual energy potential of 5, 13 Gcal / h, which can be used to control the process with a slight increase in plant productivity or higher quality requirements for the obtained separation products, otherwise this excess heat can be removed in an additional water cooler (pos. figure 1 is not shown).
Формируемый в базовом варианте теплоподвод в массообменные колонны фракционирования достаточен для обеспечения отбора пропилена, выходящего из колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции, на уровне 99,0% от потенциального его содержания в продуктах каталитического крекинга, выходящих из реактора.The heat supply formed in the basic version to the mass transfer fractionation columns is sufficient to ensure the selection of propylene leaving the separation column of the propane-propylene and butane-butylene fraction at a level of 99.0% of its potential content in the catalytic cracking products leaving the reactor.
В таблице 3 показано, что предложенный в базовом варианте заявляемого изобретения способ фракционирования в процессе каталитического крекинга бензинового направления позволяет за счет оптимального перераспределения тепловых потоков получить экономический эффект 19483,96 руб./ч или 170,68 миллионов руб./год в связи со снижением расходов на водяной пар при незначительном увеличении расхода топлива, подаваемого в печь.Table 3 shows that the fractionation method proposed in the basic embodiment of the claimed invention during catalytic cracking of the gasoline direction makes it possible to obtain an economic effect of 19,483.96 rubles / h or 170.68 million rubles / year due to the optimal redistribution of heat flows the cost of water vapor with a slight increase in fuel consumption supplied to the furnace.
Пример 3. Рассмотрена возможность существенного изменения теплосъема в способе разделения газов за счет варьирования количества циркуляционного орошения при некотором изменении производительности установки по сырью по сравнению с базовым вариантом (пример 2).Example 3. Considered the possibility of a significant change in heat removal in the method of gas separation by varying the amount of circulating irrigation with some change in the productivity of the plant for raw materials compared with the base case (example 2).
Как показано на фиг.2, при варьировании производительности установки в пределах 96,4-107,6% обеспечивается изменение потенциального теплосъема от двух циркуляционных орошений в пределах 26,2-29,3 Гкал/ч за счет увеличения количества циркуляционного орошения в пределах 700-1100 т/ч при незначительных колебаниях температур отбора циркуляционных орошений: среднего циркуляционного орошения в пределах 185,9-163,4°С и нижнего циркуляционного орошения в пределах 302,8-269,8°С.As shown in figure 2, with a variation in plant productivity in the range of 96.4-107.6%, a potential heat removal from two circulation irrigation is provided within 26.2-29.3 Gcal / h due to an increase in the amount of circulation irrigation within 700 -1100 t / h with insignificant fluctuations in the temperatures of selection of circulating irrigation: average circulating irrigation within 185.9-163.4 ° C and lower circulating irrigation within 302.8-269.8 ° C.
Пример 4. В связи с наличием в базовом варианте потенциального теплосъема от кубового остатка и двух циркуляционных орошений основной ректификационной колонны 33,08 Гкал/ч, обеспечивающего необходимый теплоподвод к сырью и в низ фракционирующего абсорбера, стабилизационной колонны, колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций, регенератора насыщенного амина, образуется резервное тепло в количестве 5,27 Гкал/ч (снимаемое в дополнительных холодильниках оборотной водой), для утилизации которого рассмотрены варианты работы схемы разделения газов при дополнительной подпитке ее легким углеводородным сырьем, содержащим пропилен и получаемым с других технологических установок предприятия, не содержащих в своей структуре блоков газоразделения (таблица 4). Как видно из таблицы 4, расчеты показали, что в условиях работы базового варианта при дополнительной подпитке установки сырьем, содержащим пропан-пропиленовую и бутан-бутиленовую фракции от установки висбрекинга состава (мас.%):Example 4. Due to the presence in the basic version of the potential heat removal from the still bottom and two circulating irrigation of the main distillation column 33.08 Gcal / h, providing the necessary heat supply to the raw materials and to the bottom of the fractionating absorber, stabilization column, separation column of propane-propylene and butane of butylene fractions, a saturated amine regenerator, the reserve heat is formed in the amount of 5.27 Gcal / h (removed in additional refrigerators with circulating water), for utilization of which options for Ota gas separation circuit with additional fueling its light hydrocarbon feedstock containing propene and obtained from other process units enterprise, not containing in their structure of the gas separation units (Table 4). As can be seen from table 4, the calculations showed that under the operating conditions of the base case with additional feed of the installation with raw materials containing propane-propylene and butane-butylene fractions from the visbreaking unit (wt.%):
сероводород - 5,40,hydrogen sulfide - 5.40,
водород - 0,14,hydrogen is 0.14,
метан - 19,23,methane - 19.23,
этилен - 3,53,ethylene - 3.53,
этан - 18,07,ethane - 18.07,
пропилен - 8,39,propylene - 8.39,
пропан - 19,47,propane - 19.47,
бутаны и бутилены - 19,13,butanes and butylenes - 19.13,
углеводороды C5 и выше - 6,64,hydrocarbons C 5 and above - 6.64,
резервное тепло в количестве 5,27 Гкал/ч базового варианта обеспечивает переработку всего количества жирного газа установки висбрекинга в количестве 7 т/ч, при этом от резервного тепла снимается в дополнительных холодильниках оборотной водой 1,25 Гкал/ч.reserve heat in the amount of 5.27 Gcal / h of the basic version provides the processing of the entire amount of greasy gas of the visbreaking unit in the amount of 7 t / h, while 1.25 Gcal / h is removed from the reserve heat in additional refrigerators with recycled water.
В условиях работы базового варианта при дополнительной подпитке установки сырьем, содержащим пропан-пропиленовую фракцию следующего состава:Under the operating conditions of the base case with additional feed of the installation with raw materials containing propane-propylene fraction of the following composition:
вода - 0,42,water - 0.42,
кислород - 1,08,oxygen - 1.08,
азот - 3,79,nitrogen - 3.79,
оксид углерода - 0,24,carbon monoxide - 0.24,
сероводород - 0,001,hydrogen sulfide - 0.001,
водород - 0,60,hydrogen is 0.60,
метан - 34,11,methane - 34.11,
этан - 24,92,ethane - 24.92,
пропилен - 5,51,propylene - 5.51,
пропан - 18,28,propane - 18.28,
бутаны и бутилены - 9,24,butanes and butylenes - 9.24,
пентан - 1,809,pentane - 1.809,
обеспечиваемым подачей газа депропанизации от установки замедленного коксования, расчеты (таблица 4) показали, что резервное тепло в количестве 5,27 Гкал/ч базового варианта обеспечивает переработку части газа депропанизации в количестве 5 т/ч, при этом от резервного тепла снимается в дополнительных холодильниках оборотной водой 0,28 Гкал/ч. Увеличение количества двух циркуляционных орошений основной ректификационной колонны с 798,92 до 1100 т/ч позволяет увеличить поток потенциального тепла с 27,22 (базовый вариант) до 29,28 Гкал/ч, что образует поток резервного тепла в процессе в количестве 6,71 Гкал/ч, что позволяет увеличить подачу газа депропанизации от установки замедленного коксования с 5 до 10 т/ч, с остатком резервного тепла, снимаемого в дополнительных холодильниках оборотной водой 0,94 Гкал/ч.provided by the depropanization gas supply from the delayed coking unit, the calculations (table 4) showed that the reserve heat in the amount of 5.27 Gcal / h of the basic version provides the processing of part of the deprotanization gas in the amount of 5 t / h, while the reserve heat is removed in additional refrigerators circulating water 0.28 Gcal / h. An increase in the number of two circulating irrigation of the main distillation column from 798.92 to 1100 t / h allows to increase the potential heat flux from 27.22 (basic version) to 29.28 Gcal / h, which forms a flow of reserve heat in the process in the amount of 6.71 Gcal / h, which allows you to increase the flow of gas depropanization from the delayed coking unit from 5 to 10 t / h, with the remainder of the reserve heat removed in additional refrigerators with circulating water 0.94 Gcal / h.
Снижение энергозатрат на ведение процесса с заменой энергии внешнего теплоносителя (водяного пара) на теплоподвод к сырью и в низ фракционирующего абсорбера, стабилизационной колонны, колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций, регенератора насыщенного амина с возможностью дополнительной подпитки установки сырьем в виде газа установок висбрекинга или замедленного коксования с одновременным увеличением отбора пропилена от потенциала до 99,0% делает целесообразным использование заявляемого изобретения «Способ разделения газов в процессе каталитического крекинга бензинового направления» на установках каталитического крекинга нефтеперерабатывающих заводов, имеющих блок газофракционирования.Reducing energy costs for the process with replacing the energy of the external heat carrier (water vapor) with heat supply to the raw materials and to the bottom of the fractionating absorber, stabilization column, separation column of propane-propylene and butane-butylene fractions, saturated amine regenerator with the possibility of additional feed of the installation with raw materials in the form of gas installations visbreaking or delayed coking with a simultaneous increase in the selection of propylene from potential up to 99.0% makes it advisable to use the claimed invention "Method gas separation in the process of catalytic cracking of the gasoline direction "at the catalytic cracking units of oil refineries having a gas fractionation unit.
Claims (3)
отличающийся тем, что формируется система оптимального распределения тепла потоков продуктов и циркуляционных орошений основной ректификационной колонны в качестве теплоносителя для подогрева кубов указанных колонн и исходного сырья - вакуумного газойля каталитического крекинга, при этом распределение тепла осуществляется следующим образом:
а) тепловой поток кубового остатка основной ректификационной колонны используется для частичного нагрева сырья, который далее догревается до температуры крекинга в трубчатой печи, и частично для создания парового орошения в нижней части стабилизатора;
б) тепловой поток среднего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны используется для создания парового орошения в нижней части фракционирующего абсорбера и частичного создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракции;
в) тепловой поток нижнего циркуляционного орошения основной ректификационной колонны частично используется для создания парового орошения в нижней части стабилизатора, частично используется для создания парового орошения в нижней части колонны разделения пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций и создания парового орошения в нижней части регенератора насыщенного раствора амина;
г) при этом распределение тепла между системами создания парового орошения в нижней части колонн может регулироваться таким образом, что при введении дополнительного количества сырья тепло, необходимое для создания парового орошения в нижней части системы колонн, обеспечивается соответствующим расходом среднего и нижнего циркуляционных орошений основной ректификационной колонны и будет достаточным для обеспечения отбора пропилена и бутиленов от потенциала не менее 99,0%.1. The method of gas separation in the process of catalytic cracking of the gasoline direction, including the main distillation column with still bottom and circulation of quenching and removal of the residue containing at least two circulation irrigation and at least two stripping columns from which distillates are removed, which are components of the lung and heavy gas oil, and equipped with acute irrigation with the output of unstable gasoline and fatty gas into the gas fractionation part, which includes a fractionating absorber with a supply heat in the lower part and heat removal in the upper part, a gasoline stabilizer having a stabilizer outlet with partial return as absorbent for irrigation of the fractionating absorber, heat supply to the lower part and acute irrigation with reflux outlet, an amine absorber for reflux removal of hydrogen sulfide with a conclusion of saturated amine, which is regenerated from hydrogen sulfide in its own regenerator, which has heat supply to the cube and acid gas outlet, a column for separating purified reflux into propane-propylene and butane-butylene fractions, supplied water boiler in cubic part and acute irrigation,
characterized in that a system is formed for the optimal heat distribution of product streams and circulating irrigation of the main distillation column as a heat carrier for heating the cubes of said columns and feedstock — catalytic cracked vacuum gas oil, the heat distribution being as follows:
a) the heat flow of the bottom residue of the main distillation column is used to partially heat the raw material, which is then heated to the cracking temperature in a tubular furnace, and partially to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer;
b) the heat flow of the average circulation irrigation of the main distillation column is used to create steam irrigation in the lower part of the fractionating absorber and partially create steam irrigation in the lower part of the separation column of propane-propylene and butane-butylene fraction;
c) the heat flow of the lower circulation irrigation of the main distillation column is partially used to create steam irrigation in the lower part of the stabilizer, partially used to create steam irrigation in the lower part of the separation column of propane-propylene and butane-butylene fractions and to create steam irrigation in the lower part of the saturated solution regenerator amine;
d) in this case, the heat distribution between the systems for creating steam irrigation in the lower part of the columns can be controlled in such a way that with the introduction of an additional amount of raw materials, the heat necessary to create steam irrigation in the lower part of the column system is ensured by the corresponding consumption of the middle and lower circulating irrigation of the main distillation column and will be sufficient to ensure the selection of propylene and butylene from a potential of at least 99.0%.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2012114118/04A RU2479620C1 (en) | 2012-04-10 | 2012-04-10 | Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2012114118/04A RU2479620C1 (en) | 2012-04-10 | 2012-04-10 | Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2479620C1 true RU2479620C1 (en) | 2013-04-20 |
Family
ID=49152701
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2012114118/04A RU2479620C1 (en) | 2012-04-10 | 2012-04-10 | Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2479620C1 (en) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2528689C1 (en) * | 2013-05-06 | 2014-09-20 | Государственное унитарное предприятие "Институт нефтехимпереработки Республики Башкортостан" (ГУП ИНХП РБ) | Gas separation |
| WO2015147704A1 (en) * | 2014-03-27 | 2015-10-01 | Mnushkin Igor Anatol Evich | Hydrocracking unit and method to produce motor fuels |
Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| SU1532570A1 (en) * | 1987-11-23 | 1989-12-30 | Горьковский Филиал Ленинградского Научно-Производственного Объединения По Разработке И Внедрению Нефтехимических Процессов | Method of producing benzine fractions |
| US7584789B2 (en) * | 2005-10-24 | 2009-09-08 | Shell Oil Company | Methods of cracking a crude product to produce additional crude products |
| RU2381255C1 (en) * | 2008-08-13 | 2010-02-10 | Общество с ограниченной ответственностью "Научно-производственный центр "Термакат" | Method for processing of benzene fractions |
-
2012
- 2012-04-10 RU RU2012114118/04A patent/RU2479620C1/en active
Patent Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| SU1532570A1 (en) * | 1987-11-23 | 1989-12-30 | Горьковский Филиал Ленинградского Научно-Производственного Объединения По Разработке И Внедрению Нефтехимических Процессов | Method of producing benzine fractions |
| US7584789B2 (en) * | 2005-10-24 | 2009-09-08 | Shell Oil Company | Methods of cracking a crude product to produce additional crude products |
| RU2381255C1 (en) * | 2008-08-13 | 2010-02-10 | Общество с ограниченной ответственностью "Научно-производственный центр "Термакат" | Method for processing of benzene fractions |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| Серебрянский А.Я. Управление установками каталитического крекинга. - М.: Химия, 1983-192, с.16-18. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 181-352, с.234-235. * |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2528689C1 (en) * | 2013-05-06 | 2014-09-20 | Государственное унитарное предприятие "Институт нефтехимпереработки Республики Башкортостан" (ГУП ИНХП РБ) | Gas separation |
| WO2015147704A1 (en) * | 2014-03-27 | 2015-10-01 | Mnushkin Igor Anatol Evich | Hydrocracking unit and method to produce motor fuels |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US9580663B2 (en) | Process for hydrocracking a hydrocarbon feedstock | |
| US11427770B2 (en) | Method for producing high-octane motor gasolines of low-octane hydrocarbon fractions, fractions of gaseous olefins and oxygenates and a plant for the method embodiment | |
| RU2527284C1 (en) | Energy-saving during fractionation of heavy hydrocarbons | |
| RU2527961C1 (en) | Energy preservation in distillation of heavy hydrocarbons | |
| RU2507188C1 (en) | Energy-saving in processes of distillation of heavy hydrocarbons | |
| US20140142364A1 (en) | Aromatic hydrocarbon production apparatus | |
| KR20070116074A (en) | Method for producing base lubricating oil from waste oil | |
| RU2671568C1 (en) | Complex installation for processing mixture of hydrocarbons c1-c10 of various composition and oxygen-containing compounds | |
| CN101381617B (en) | Fractionation method of hydrocarbon mixtures | |
| RU2479620C1 (en) | Method of gas separation during catalytic cracking of petroleum direction | |
| RU2544994C1 (en) | Method and unit for oil preliminary distillation | |
| RU2513908C1 (en) | Method of gasoline stabilisation | |
| RU2541016C2 (en) | Black oil delayed coking method and unit | |
| RU2540404C1 (en) | Method and apparatus for isomerisation of c5-c6 hydrocarbons with supply of purified circulating hydrogen stream | |
| US9663721B2 (en) | Heat recovery from a naphtha fractionation column | |
| RU2546677C1 (en) | Method and installation of hydrocracking with obtaining motor fuels | |
| US1877811A (en) | Process for treating crude oil | |
| RU2536589C1 (en) | Fractionating of thermal cracking products | |
| RU2535493C2 (en) | Method of kerosene fractions stabilizing | |
| US1769698A (en) | Process for recovering natural gasoline | |
| RU2612964C1 (en) | Method of high viscous oil preparation | |
| EP2930225A1 (en) | Process for hydrocracking a hydrocarbon feedstock | |
| RU2757120C1 (en) | Method and installation for producing gasoline from liquid hydrocarbon fractions, oxygenates and olefin-containing gases | |
| KR20130011565A (en) | Method for preparing isobutene and 1 butene and device therefor | |
| RU2540270C1 (en) | Advanced hydrocarbon refinery gas processing method |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PD4A | Correction of name of patent owner | ||
| PD4A | Correction of name of patent owner |