SU914615A1 - Process for producing olefins - Google Patents
Process for producing olefins Download PDFInfo
- Publication number
- SU914615A1 SU914615A1 SU792809885A SU2809885A SU914615A1 SU 914615 A1 SU914615 A1 SU 914615A1 SU 792809885 A SU792809885 A SU 792809885A SU 2809885 A SU2809885 A SU 2809885A SU 914615 A1 SU914615 A1 SU 914615A1
- Authority
- SU
- USSR - Soviet Union
- Prior art keywords
- ethane
- ethylene
- fraction
- pyrolysis
- pyrogas
- Prior art date
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
- C10G51/06—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural parallel stages only
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
- C10G2400/20—C2-C4 olefins
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Description
Изобретение относится к производству Iолефиновых углеводородов и может быть применено при получении этилена из углеводородного сырья, в частности из бензина.
При пиролизе углеводородного сырья, например прямогонного бензина, получается в качестве побочного продукта этан, который выделяется из пирогаза на стадии газоразде пения в виде высококонцентрированной этановой фракции (97 99 вес. %). Полученная этановая фракция используется для производства различных продуктов, в частности этилена. .
Известен способ попучения этилена из этановой фракции при подаче ее в качестве рецикла (рециркулирующий этан) на стадию пиролиза. При этом пиролиз этана осуществляется совместно с пиролизом основного сырья в одном пирозмеевике с последующим разделением смешанного пирогаза с цепью попучения этилена и других продуктов пиролиза основного сырья и этана (1] .
Недостатком этого способа явпяется сложность схемы процесса пиролиза. Так, например, при отсутствии потребности в этилене (при остановке этипено—потребляющего производства) на практике вынуждены рециркулирующий этан сбрасывать в топливную сеть, в результате чего имеет место перерасход сырья и энергии.
Наиболее близким по технической сущности и достигаемому результату к предлагаемому изобретению является способ получения этилена из жидкого углеводородного сырья, например бензина, при котором бензин и рециркулирующий этан пиропизуются в отдельных печах пиролиза, полученные пирогазы охлаждаются в закалочно-испарительных аппаратах, а затем при давлении 2-3 кг/смсмешиваются в общий поток, который проходит следующие стадии:
1) масляную закалку;
2) первичное фракционирование;
3) охлаждение (водяной скруббер);
91461
4) компримирование до 36-40 атм;
5) очистку от кислых и серосодержащих газов (СО^, Η^5, СО);
6) осушку;
7) охлаждение и выделение водорода; 5
8) деметанизацию (первичная);
9) деэтанизацию;
10) гидрирование ацетиленовых углеводородов; (
11) разделение этан-этиленовой фрак- Ю ции со вторичной деметанизацией для получения, чистого этилена' (99,9 вес.%) и рециркулирующего этана (97,0 — 99,0 вес. %).
Таким образом, система обработки суммарного смешанного пирогаза в известном способе включает 11 стадий.
Количество рециркулирующего этана при пиролизе бензина составляет 8—10 вес. % от основного сырья. При его пиролизе (температура 830°С) получаются следующие продукты, вес. %:
Плотность сухого пирогаза бензина составляет 1,3 г/п [2] .
Недостатком известного способа являбтся сложность схемы процесса пиролиза, включающая большое количество стадий. При снижении потребности в этилене (при остановке этипено—потребляющего производства) или при увеличении выработки пропилена и других побочных продуктов (пропана, фракции С^) рециркулирующий этан сбрасывается в топливную сеть,· в
4 результате чего имеет место перерасход сырья и энергии, растут эксплуатационные затраты. В этой схеме производства этилена балласт (не использованные побочные продукты и этан-этиненовая фракция) проходит через все стадии, загружая основное оборудование, что приводит к перерасходу энергии и снижению эффективности основного оборудования. Схема включает большое количество стадий,-многие из которых, например’ масляная закалка, первичное фракционирование, первичная деметанизация этановой фракции оказываются излишними (нецелесообразными).
Кроме того, при известном способе не обеспечивается необходимая гибкость процесса пиролиза.
Цель изобретения — повышение эффективности процесса.
Поставленная цепь достигается тем, что согласно способу получения олефинов путем пиролиза жидкого углеводородного сырья и этановой фракции в отдельных печах с последующими· закалкой, охлаждением, компримированием, очисткой от кислых газов, осушкой и газораздепением полученных пирогазов, включающим их деметанизацию и диэтанизацию, полученные в каждой печи пирогазы, направляют на последующие стадии раздельными потоками, которые объединяют на стадии газоразделения перед диэтанизацией.
Пример 1. В печи этиленовой установки поступает прямогонный бензин в количестве 80 т/ч, пиролиз идет в печах при 820110 С и давлении 2,03,0 кг/смПолученный пирогаз (поток А) проходит охлаждение в закалочно-ис*1· дарительном аппарате до 350°С, масляную закалку в трубе с форсункой, первичное фракционирование в колонне, где происходит отделение тяжелых продуктов пиролиза, охлаждение в воздушном и водяном холодильниках до 40° С, компримирование в компрессоре до 35 атм (где происходит отделение бутадиена и низших ароматических углеводородов), щелочную -очистку от СО/χ и серосодержащих примесей, осушку в адсорберах* низкотемпературное охлаждение в теплообменниках до -60&С, первичную деметанйзацйю, деэтанизацию. Полученная после деэтанизатора этан-этиленовая фракция
Пропилен 0,35 (0,10 т/ч)
Кубовую жидкость деэтанизатора подают в блок разделения и получения пропилена, пропана, фракции углеводородов Сц (бутен-бутилен-дивинильная фракция) . 5 и жидких продуктов пиролиза, например, гидростабилизированный бензин, тяжелое жидкое топливо (ТЖТ) (количество продуктов см. в таблице).
В другую печь пиролиза подают эта— новую фракцию, состоящую, %'С^Н^99,
С £ 0,5, этилен 0,5 (рециркулирующий этан) в количестве 6,4 т/ч. Пиролиз идет в печи при 840°С. Полученный пирогаз (поток В) проходит охлаждение в закалочно-испарительном аппарате до 350°С, охлаждение в водяном скруббере до 40° С использованием дпя охлаждения подсмольной воды потока А (до '40 т/ч), которая поступает на стадии получения технологического пара с температурой 90-93°С. Охлажденный пирогаз поступает на компрессор, где его сжимают до 32 кг/см^, и очистку от СС^щелочью в насадочном скруббере при давлении 18 кг/см^· и температуре 40°С. После скруббера пирогаз этана, очищенный от'
СО фракции и выше, а также частично от фракции С », за счет их конденсации при номпремировании и межступенчатом 30 охлаждении, поступает на осушку в адсорберах, представляющих несколько полых емкостей, заполненных осушителем-адсорбентом, например окисью алюминия.
35
Осушенный пирогаз подвергают низкотемпературному охлаждению в холодильниках до -90° С в' четыре ступени с сепарацией после каждой ступени жидкой фазы от газовой, т.е. от водорода и метана.
На данной стадии с целью снижения потребления холода используют дроссельный эффект обратных потоков (принцип водородного блока). В результате получают /этан-этипеновая фракция состава, вес.%
Водород 0,34 (0,019 т/ч)
Метан 1,.Ю (0,064 т/ч)
Ацетилен 0,25 (0,013 т/ч)
Этилен 52,38 (2,950 т/ч)
Этан 45,40 (2,560 т/ч)
Пропилен 0,55 (0,032 т/ч)
Этан—этиленовые фракции смешивают при давлении 28 кг/см^в диэтанизаторе.
Этан 18;400 (6,200 т/ч)
Пропилен 0,380 (0,132 т/ч) подается на гидрирование'ацетилена. Гидрирование идет в две стадии при давлении ,24 кг/см\ Первая идет на высокосепек— тивном катализаторе, например на катализаторе с осерненным палладием, вторая при небольшой дозировке водорода со стороны (максимум 10 кг/см^·).
После гидрирования этан-этиленовая фракция поступает на вторичный деметанизатор с целью отгонки мётана и остаточного водорода. Со вторичного деметанизатора этан—этиленовая фракция посту— паетна резделение (узел разделения в виде ректификационной колонны). В результате процесса получают целевой продукт-этилен . (99,9 вес.%) в количестве 27 т/ч и этановую фракцию (этан 98 вес.%, фракция С^ 0,5 вес.%, этилен 0,5 вес.%) — рециркулирующий этан, в количестве 6,4 т/ч.
П р и м е р 2. Процесс проводят аналогично примеру 1. Состав этан—эти— . |пеновой фракции потока В перед смешением, вес.%:
Водород
Метан
Ацетилен
Этилен
Этан
Пропилен
0,05
0,005
0,0001
53,39
46,00
0,60
Осушенный пирогаз подвергают охлаждению в холодильниках до -160° С и давления 16 кг/см 2в ТрИ ступени. Этан-этиленовую фракцию потока В подвергают очистке от ацетиленовых углеводородов путем гидрирования· при давлении 11 кг/см7 и смешивают с потоком А при давлении 7 кг/см^ перед разделением суммарной этан—этиленовой фракции на этилен и этановую фракцию (рециркулирующий этан). В результате получают такие же целевые продукты и фракцию того же состава, что и в примере 1.
ПримерЗ. Процесс проводят аналогично примеру 1.
Состав этан—этиленовой фракции потока В перед смешением, вес.%:
Водород
Метан
Ацетилен
Этилен
Этан
Пропилен
0,05
0,005
0,0001
53,39
46,00
0,60
Способ деметанизации в колонне 10 потока А идет с применением низкотемпе— ратурной конденсации и адсорбции при -120вС, давпении 15 кг/см % с последующей десорбцией и смешением ее с потоком В при давпении 10 кг/см .
В результате получаются такие же 5 целевые продукты и фракция того же состава, что в примере 1.
П р и м е р 4 (контрольный). В отдельные печи пиролиза подают прямогонный бензин в количестве 68 т/ч. Пиро— Ю пиз осуществляется при 830°С. Полученный пирогаз проходит стадию закалки, где охлаждается до 170110°С, этановая фракция поступает на отдельные печи, где. происходит пиролиз при 8401 15
1,0°С, затем полученный пирогаз проходит стадию закапки, где охлаждается до 170+10°С. После этого пирогазы прямогонного бензина и этана смешивают в коллекторе при 170110°С и давпении 20 1,0 - 1,2 кг/см и поступают на дальнейшие стадии:охпаждение, компримирование, очистку от кислых газов, осушку и газораздепение. В результате чего получают 2 2,7 т/ч этилена и около 12 т/ч 25 пропилена.
В таблице приведены сравнительные данные параметров процесса и выход продуктов пиролиза (бензина и этана).
Производительность установки по этилену и пропилену увеличивается на 1520% по сравнению с известной установкой. Затраты -на дополнительное оборудование (водяной скруббер, компрессор, осушители, сепараторы, холодильники) составляют около 3% от общей стоимости оборудования, доля которого в себестоимости этилена составляет 10%.
Производительность по этилену установки увеличивается на 29 тыс. т/год, по пропилену на 15 тыс.т/год, по фракции С4 на 10 тыс.т /год.
Предлагаемый способ позволяет эффективно использовать избыток этана, что существенно влияет на эффективность использования сырья и не загружает балпас· том оборудование.
Эффективность предлагаемого способа увеличивается при использовании его одновременно на нескольких установках, когда пирогаз рециркулирующего этана с этих установок собирается в один поток, в способе можно использовать этан со стороны.
Параметры процессаThe invention relates to the production of Iolefin hydrocarbons and can be used in the production of ethylene from hydrocarbons, in particular from gasoline.
During the pyrolysis of hydrocarbon feedstocks, for example, straight-run gasoline, ethane is obtained as a by-product, which is released from the pyrogas at the gas separation stage in the form of a highly concentrated ethane fraction (97 99 wt%). The resulting ethane fraction is used to produce various products, in particular ethylene. .
A known method of raising ethylene from an ethane fraction by feeding it as a recycle (recycle ethane) to the pyrolysis stage. In this case, ethane pyrolysis is carried out in conjunction with the pyrolysis of the main raw materials in one pyrolysis coil, followed by separation of the mixed pyrogas with a chain of ethylene and other pyrolysis products of the main raw materials and ethane (1].
The disadvantage of this method is the complexity of the pyrolysis process scheme. So, for example, in the absence of demand for ethylene (when ethylene-consuming production is stopped), in practice, recycled ethane is forced to be dumped into the fuel network, as a result of which there is an overspending of raw materials and energy.
The closest in technical essence and the achieved result to the proposed invention is a method for producing ethylene from liquid hydrocarbon feedstocks, for example gasoline, in which gasoline and recycle ethane are pyrolyzed in separate pyrolysis furnaces, the resulting pyrogases are cooled in quenching-evaporation apparatuses, and then at a pressure of 2- 3 kg / cm are mixed into a common stream, which goes through the following stages:
1) oil quenching;
2) primary fractionation;
3) cooling (water scrubber);
91461
4) compression up to 36-40 atm;
5) purification from acidic and sulfur-containing gases (СО ^, Η ^ 5, СО);
6) dehydration;
7) cooling and hydrogen evolution; 5
8) demethanization (primary);
9) deethanization;
10) hydrogenation of acetylene hydrocarbons; (
11) separation of the ethane-ethylene fraction with secondary demethanization to obtain pure ethylene '(99.9 wt.%) And recycled ethane (97.0 - 99.0 wt.%).
Thus, the processing system of the total mixed pyrogas in the known method includes 11 stages.
The amount of recirculating ethane in the pyrolysis of gasoline is 8-10 weight. % of the main raw materials. During its pyrolysis (temperature 830 ° C), the following products are obtained, weight. %:
The density of dry gasoline pyrogas is 1.3 g / p [2].
The disadvantage of this method is the complexity of the scheme of the pyrolysis process, including a large number of stages. With a decrease in the demand for ethylene (when the ethylene-consuming production stops) or with an increase in the production of propylene and other by-products (propane, fraction C ^), recycled ethane is discharged into the fuel network,
4 as a result of which there is an overspending of raw materials and energy, operating costs increase. In this ethylene production scheme, ballast (unused by-products and ethane-ethylene fraction) passes through all stages, loading the main equipment, which leads to energy overruns and lower efficiency of the main equipment. The scheme includes a large number of stages, many of which, for example, oil quenching, primary fractionation, primary demethanization of the ethane fraction, are unnecessary (impractical).
In addition, the known method does not provide the necessary flexibility of the pyrolysis process.
The purpose of the invention is to increase the efficiency of the process.
The chain is achieved by the fact that according to the method for producing olefins by pyrolysis of liquid hydrocarbon feedstock and ethane fraction in separate furnaces, followed by hardening, cooling, compression, purification of acid gases, drying and gas separation of the obtained pyrogases, including their demethanization and diethanization obtained in each Pyrogas furnaces are sent to subsequent stages in separate streams, which are combined at the gas separation stage before dietanization.
Example 1. Straight-run gasoline in the amount of 80 t / h is fed into the furnace of an ethylene plant, pyrolysis is carried out in furnaces at 820110 C and a pressure of 2.03.0 kg / cm. The resulting pyrogas (stream A) is cooled in a quenching apparatus * 1 · donor up to 350 ° C, oil quenching in a pipe with a nozzle, primary fractionation in a column where heavy pyrolysis products are separated, cooling in air and water coolers to 40 ° C, compression in a compressor to 35 atm (where butadiene and lower aromatic hydrocarbons are separated ), alkaline - och stku from CO / χ and sulfur-containing impurities, drying in adsorbers * low temperature cooling in the heat exchangers to -60 ° C, primary demetanyzatsyyu, deethanizer. The ethane-ethylene fraction obtained after the deethanizer
Propylene 0.35 (0.10 t / h)
The bottom liquid of the deethanizer is fed to the separation and production unit for propylene, propane, and the hydrocarbon fraction Cs (butene-butylene-divinyl fraction). 5 and liquid pyrolysis products, for example, hydrostabilized gasoline, heavy liquid fuel (TFA) (for the number of products, see the table).
This new fraction, consisting of% 'C ^ H ^ 99, is fed into another pyrolysis furnace,
C £ 0.5, ethylene 0.5 (recycle ethane) in an amount of 6.4 t / h. Pyrolysis is carried out in an oven at 840 ° C. The resulting pyrogas (stream B) undergoes cooling in a quench-evaporation apparatus to 350 ° C, cooling in a water scrubber to 40 ° C using for cooling the ground-resin water of stream A (to '40 t / h), which enters the stage of production of process steam with temperature 90-93 ° C. Cooled pyrogas goes to the compressor, where it is compressed to 32 kg / cm ^, and cleaning from CC ^ with alkali in a nozzle scrubber at a pressure of 18 kg / cm ^ · and a temperature of 40 ° C. After the scrubber, ethane pyrogas purified from
CO of the fraction above and partially, as well as partially from the C ”fraction, due to their condensation during compression and interstage cooling 30, is fed to drying in adsorbers representing several hollow containers filled with desiccant-adsorbent, for example, aluminum oxide.
35
The dried pyrogas is subjected to low-temperature cooling in refrigerators to -90 ° C in four stages with separation after each stage of the liquid phase from the gas phase, i.e. from hydrogen and methane.
At this stage, in order to reduce cold consumption, the throttle effect of reverse flows (the principle of the hydrogen block) is used. The result is / ethane-etipene fraction of the composition, wt.%
Hydrogen 0.34 (0.019 t / h)
Methane 1, .U (0.064 t / h)
Acetylene 0.25 (0.013 t / h)
Ethylene 52.38 (2.950 t / h)
Ethane 45.40 (2.560 t / h)
Propylene 0.55 (0.032 t / h)
Ethane-ethylene fractions are mixed at a pressure of 28 kg / cm ^ in a diethanizer.
Ethane 18; 400 (6,200 t / h)
Propylene 0.380 (0.132 t / h) is fed to the hydrogenation of acetylene. Hydrogenation proceeds in two stages at a pressure of 24 kg / cm2. The first is carried out on a highly selective catalyst, for example, on a catalyst with sulphurous palladium, and the second with a small dosage of hydrogen from the side (maximum 10 kg / cm2 ·).
After hydrogenation, the ethane-ethylene fraction is fed to a secondary demethanizer to distill off methane and residual hydrogen. From a secondary demethanizer, ethane — the ethylene fraction — is precipitated (separation unit in the form of a distillation column). As a result of the process, the desired ethylene product is obtained. (99.9 wt.%) In an amount of 27 t / h and ethane fraction (ethane 98 wt.%, Fraction C ^ 0.5 wt.%, Ethylene 0.5 wt.%) - recycle ethane, in an amount of 6, 4 t / h
PRI me R 2. The process is carried out analogously to example 1. The composition of ethane — these—. | foam fraction of stream B before mixing, wt.%:
Hydrogen
Methane
Acetylene
Ethylene
Ethane
Propylene
0.05
0.005
0.0001
53.39
46.00
0.60
Dried pyrogas is subjected to cooling in refrigerators to -160 ° C and a pressure of 16 kg / cm 2 in T p And stage. The ethane-ethylene fraction of stream B is purified from acetylene hydrocarbons by hydrogenation at a pressure of 11 kg / cm 7 and mixed with stream A at a pressure of 7 kg / cm ^ before separation of the total ethane-ethylene fraction into ethylene and ethane fraction (recycle ethane). The result is the same target products and a fraction of the same composition as in example 1.
Example 3. The process is carried out analogously to example 1.
The composition of the ethane-ethylene fraction of stream B before mixing, wt.%:
Hydrogen
Methane
Acetylene
Ethylene
Ethane
Propylene
0.05
0.005
0.0001
53.39
46.00
0.60
A method in demethanizer column 10 is stream A using a low-temperature condensation and adsorption at -120 to C davpenii 15 kg / cm% with subsequent desorption and mixing it with the flow in davpenii at 10 kg / cm.
The result is the same 5 target products and a fraction of the same composition as in example 1.
PRI me R 4 (control). In a separate pyrolysis furnace, straight-run gasoline is supplied in an amount of 68 t / h Pyro-Yu piz is carried out at 830 ° C. The resulting pyrogas goes through a hardening stage, where it is cooled to 170110 ° C, the ethane fraction is fed to separate furnaces, where. pyrolysis occurs at 8401 15
1.0 ° C, then the resulting pyrogas goes through the instillation stage, where it is cooled to 170 + 10 ° C. After that, straight-run gasoline and ethane pyrogases are mixed in a collector at 170110 ° С and a pressure of 20 1.0 - 1.2 kg / cm and enter the following stages: cooling, compression, acid gas purification, drying, and gas separation. As a result, 2.7 2.7 t / h of ethylene and about 12 t / h of 25 propylene are obtained.
The table shows comparative data on the process parameters and the yield of pyrolysis products (gasoline and ethane).
The productivity of the plant for ethylene and propylene is increased by 1520% compared with the known installation. Costs - for additional equipment (water scrubber, compressor, dehumidifiers, separators, refrigerators) account for about 3% of the total cost of equipment, whose share in the cost of ethylene is 10%.
The plant’s ethylene productivity is increasing by 29 thousand tons / year, by propylene by 15 thousand tons / year, by fraction C 4 by 10 thousand tons / year.
The proposed method allows the efficient use of excess ethane, which significantly affects the efficiency of use of raw materials and does not load bulk equipment.
The effectiveness of the proposed method increases when it is used simultaneously in several plants, when the pyrogas of recycle ethane from these plants is collected in one stream, ethane can be used from the side.
Process parametersClaims (1)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| SU792809885A SU914615A1 (en) | 1979-08-01 | 1979-08-01 | Process for producing olefins |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| SU792809885A SU914615A1 (en) | 1979-08-01 | 1979-08-01 | Process for producing olefins |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| SU914615A1 true SU914615A1 (en) | 1982-03-23 |
Family
ID=20846398
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| SU792809885A SU914615A1 (en) | 1979-08-01 | 1979-08-01 | Process for producing olefins |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| SU (1) | SU914615A1 (en) |
-
1979
- 1979-08-01 SU SU792809885A patent/SU914615A1/en active
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CA1337605C (en) | Low pressure noncryogenic processing for ethylene recovery | |
| US5220097A (en) | Front-end hydrogenation and absorption process for ethylene recovery | |
| US2573341A (en) | Production of ethylene | |
| US4743282A (en) | Selective processing of gases containing olefins by the mehra process | |
| US2621216A (en) | Production of ethylene | |
| US4832718A (en) | Processing nitrogen-rich, hydrogen-rich, and olefin-rich gases with physical solvents | |
| US5880320A (en) | Combination process for manufacturing ethylene ethylbenzene and styrene | |
| KR100230672B1 (en) | Absorption process for ethylene and hydrogen recovery | |
| US2804488A (en) | Separation and recovery of ethylene | |
| EA034669B1 (en) | Integrated hydrocracking process | |
| JPH06502416A (en) | Sequence for separating propylene from cracked gas | |
| KR101811676B1 (en) | Purification device for naphtha and purification method for naphtha using the same | |
| US2796951A (en) | Production of olefins | |
| RU2502717C1 (en) | Method for comprehensive treatment of refinery hydrocarbon gas | |
| SU914615A1 (en) | Process for producing olefins | |
| US3663644A (en) | Integrated ethylene production and lng transportation | |
| RU2541016C2 (en) | Black oil delayed coking method and unit | |
| US2789149A (en) | Acetylene production | |
| RU2757864C2 (en) | Method and system for producing benzene | |
| US3150199A (en) | Separation of hydrocarbons | |
| RU2039329C1 (en) | Method and device for cryogenic separation of gas mixtures | |
| RU2065429C1 (en) | Method for production of ethylene | |
| US2133344A (en) | Process for thermal treatment of hydrocarbons | |
| RU2719385C1 (en) | Apparatus for separating products of catalytic aromatisation of light hydrocarbons | |
| RU2539977C1 (en) | Multitonnage petrochemical cluster |