DE3872255T2

DE3872255T2 - Behandlung stickstoffreicher, wasserstofffreier und olefinreicher gas mittels physikalischer lösungsmittel.

Info

Publication number: DE3872255T2
Application number: DE3872255T
Authority: DE
Inventors: R Mehra
Original assignee: Advanced Extraction Technologies Inc
Current assignee: Advanced Extraction Technologies Inc
Priority date: 1987-09-23
Filing date: 1988-03-07
Publication date: 1996-10-24
Anticipated expiration: 2008-03-08
Also published as: JPH03501352A; CN1035440A; JP2607142B2; EP0393029B2; AU621293B2; WO1989003009A1; AU1545488A; DE3872255D1; EP0393029B1; CA1298065C; AR243400A1; SA91120206B1; US4832718A; EP0393029A1; EP0393029A4; CN1024322C; IN171839B

Description

Die Erfindung betrifft das Verarbeiten eines Kohlenwasserstoffgas-Zuspeisungsstroms, wie Erdgas, ein thermisch oder katalytisch gecracktes Gas oder ein Raffinerieabgas, zur Herstellung eines an Methan reichen Produkts, eines an Stickstoff reichen Produkts, oder eines an Wasserstoff reichen Stroms aus diesem Zuspeisungsstrom mittels Lösungsmittelextraktion. Sie betrifft ferner die Modifikation der durch Extraktionsabflashen und durch Extraktionsabstreifen gekennzeichneten Formen des bekannten Mehra-Verfahrens (siehe US-PS 4 692 179) zwecks Verarbeiten solcher Gasströme unter Verwendung von ausgewählten physikalischen Lösungsmitteln.
Viele Kohlenwasserstoffgase, wie Erdgas, sind mit einem oder mehreren inerten Gasen kontaminiert, welche ihren Wärmegehalt verringern oder in anderer Weise ihre Marktfähigkeit beeinträchtigen. Zu solchen inerten Gasen gehören Stickstoff, Helium und Argon. Besonders bekannt ist die Kontaminierung von Erdgas mit Stickstoff. Stickstoff kann eine natürliche Komponente sein, oder er kann aufgrund von Stickstoffinjektionen vorliegen, die zum Wiederingangsetzen (reviving) von Ölbohrungen in geeigneten Formationen, wie z. B. in Zentral- und Nordtexas in den USA, durchgeführt werden.
Eine solche Kontaminierung durch Stickstoff hat den Ölproduzenten dazu veranlaßt, die Ölproduktion einzuschränken, da es aufgrund gesetzlicher Bestimmungen nicht erlaubt ist, das stickstoffreiche assoziierte Gas zu verbrennen, und sowohl Gesetze zum Schutz der Umwelt als auch der Wunsch, wertvolle Rohstoffquellen zu erhalten, ihn davon abhalten, die assoziierten Kohlenwasserstoffe in die Atmosphäre abzulassen. Die Möglichkeiten des Ölproduzenten sind somit durch die Wahl der ihm für das ordnungsgemäße Verarbeiten der assoziierten Gase aus einer Ölbohrung zur Verfügung stehenden Technologie begrenzt. Die aus dem Stand der Technik bekannte Technologie, welche mit Tieftemperaturprinzipien arbeitet, ist für ein ökonomisches Verarbeiten der Erdgasströme, die mehr als 3 Molprozent Stickstoff enthalten, aufgrund der Einkünfte aus der Ölproduktion nicht geeignet, auch nicht bei staatlicher Unterstützung. Olefine, wie Äthylen und Propylen, sind in thermisch oder katalytisch gecrackten Gas strömen oder in Raffinerieabgasen vorhanden und sie sind üblicherweise mit großen Mengen an Wasserstoff assoziiert. Diese Gase umfassen im allgemeinen Methan, Kohlenmonoxid, Kohlendioxid, Acetylen, Äthan, Methylacetylen, Propadien, Propylen, Propan, Butadiene, Butene, Butane, C&sub5;-Kohlenwasserstoffe, C&sub6;-C&sub8;-nicht-aromatische Stoffe, Benzol, Toluol, Xylole, Äthylbenzol, Styrol, C&sub9;- 204,44ºC Benzin, 204,44+ºC-Heizöl und Wasser.
Auf dem Gebiet der Lösungsmittelabsorption sind zahlreiche Verfahren zur Isolierung und Gewinnung von Olefinen aus gecrackten Gasen, aus Raffinerie- und synthetischen Gasen, die diese ungesättigten Verbindungen enthalten, bekannt. In einigen Verfahren werden spezifische paraffinische Verbindungen als Absorptionsöl eingesetzt, in anderen Verfahren wird ein aromatisches Absorptionsöl als Lösungsmittel innerhalb einer Absorptionssäule oder einer Absorptions-Abstreifsäule mit einem Wiedererhitzer eingesetzt. In einigen Fällen wird bei diesen Verfahren zusätzlich ein methanreicher und/oder ein wasserstoffreicher Strom isoliert.
In Erdölraffinerien trifft man auf eine große Vielfalt an Gasströmen. Einige Ströme sind integrierte Teile eines spezifischen Verfahrens, z. B. werden sie von einer Fraktioniersäule zu einem Reaktor im Kreislauf zurückgeführt. Ein solcher Rückführstrom kann aus einem unreinen Wasserstoffstrom bestehen, welcher vor Rückführung in den Reaktor und/oder Vereinigen mit einem ergänzenden frischen Wasserstoffstrom gereinigt werden muß.
Weitere derartige Gasströme können ein Nebenprodukt eines Haupt-Raffinerieverfahrens sein und können an ein oder mehrere weitere Verfahren weitergeleitet werden, welche in der näheren Umgebung durchgeführt werden und bei welchen ein Wasserstoffzuspeisungsstrom benötigt wird. Mit fortschreitender Verarbeitung von Rahölen, die einen höheren Schwefelgehalt und ein höheres Verhältnis von Kohlenstoff zu Wasserstoff aufweisen, und mit zunehmend strengeren Gesetzen zum Schutz der Umwelt, welche einen niedrigeren Schwefelgehalt fordern, wird ein zunehmender Bedarf an Wasserstoff erwartet. Wenngleich ein wesentlicher Anteil dieses zunehmenden Bedarfs mittels Dampfrefarmierung leichter Kohlenwasserstoffe und Teiloxidation schwerer Kohlenwasserstoffe gedeckt werden wird, ist die Aufarbeitung vorhandener Abgasströme eine brauchbare Alternative.
Beispielsweise kann der als Nebenprodukt erhaltene Wasserstoffstrom aus einer Äthylencrackanlage einen Wasserstoffgehalt von 75 Molprozent aufweisen und er kann anfangs als Zuspeisung zu einem Hydroentalkylierungsverfahren, wo 95 molprozentiger Wasserstoff gebraucht wird, benötigt werden. Weiterhin ist es möglich, daß eine Änderung der Verfahrensbedingungen in einer nahegelegenen Hydroforming-Anlage einen Bedarf an 99 molprozentigem Wasserstoff schafft, und beispielsweise eine anschließende Reinigung eines 90-prozentigen Wasserstoff-Nebenproduktstroms, der zufällig verfügbar ist, nötig wird.
Unter solchen Umständen ist es natürlich notwendig, daß man den Wasserstoffreinheitsgrad selektiv ändern kann, ohne deswegen Änderungen in den Einzelausführungen der Anlage vornehmen zu müssen.
Viele kleine und mittlere Abgasströme, die Wasserstoff und schwerere Kohlenwasserstoffe enthalten, werden laufend den Brennstoffsystemen von Erdölraffinerien zugeleitet. Eine Aufstellung verschiedener Wasserstoffquellenströme mit ihren ungefähren Wasserstoffkonzentrationen wie im "Oil and Gas Journal", 6. Febr. 1984, S. 111, von Wang et al, veröffentlicht, ist in der Tabelle I enthalten. In den meisten Raffinerie- und petrochemischen Anwendungsgebieten, bei welchen Wasserstoff als Reaktand eingesetzt wird, hat der gewünschte Make-up-Wasserstoff eine Reinheit von ca. 95%. Um die Anreicherung von Reaktionsnebenprodukten, wie Methan, zu verhindern, wird ein Teil des im Kreislauf rückgeführten Stroms üblicherweise aus dem System abgezogen (purge stream). Auch wenn ein solcher Strom relativ klein ist, stellt seine Wasserstoffkonzentration einen Verlust dar, welcher durch zusätzliche Wasserstoffzufuhr ausgeglichen werden muß. Tabelle I Quellen von Wasserstoff-Abgasströmen Industrie Quelle Wasserstoffkonzentration Annäherungswert Raffinerie HT-Abzugsnebenstrom (purge stream) FCC-Gas Kaskadenausschußstrom Methanol Abgezogener Nebengasstrom (purge stream) Äthylen Nebenprodukt H&sub2; Crackgas Koksofen Produktgas LPG-Dehydrierung Toluol HDA H&sub2;-Abzugsnebenstrom (purge stream) Cyclohexan Gasruß Pruduktgas Formaldehyd Nebenprodukt H&sub2; Ammoniumoxid Abgezogener Nebengasstrom (purge stream)
Es sind verschiedene Verfahren zum Einsatz gekommen und stehen derzeit für die Verbesserung der Qualität solcher Abgasströme zur Verfügung. Diese Verfahren, wie im "Oil and Gas Journal", Heft 11. Februar 1984, von Wang et al, beschrieben, umfassen die Abtrennung mittels Tieftemperaturtechnik, die katalytische Reinigung, die Druck-Schaukel-Adsorption und die Membranabtrennung. Die Wahl eines geeigneten Verfahrens ist von vielen Faktoren abhängig, wie z. B. die gewünschte Wasserstoffproduktreinheit, die Wasserstoffwiedergewinnungsrate, der zur Verfügung stehende Druckabfall, die Vorbehandlungserfordernisse, die Abgaszusammensetzung, die Auswirkung der im Wasserstoffprodukt verbleibenden Reaktionsprodukte, und das Ausmaß der Einstell (turn dawn)-möglichkeiten des gewünschten Verfahrens.
Der größte Teil des in den USA industriell hergestellten Wasserstoffs wird unter Einsatz des Verfahrens der Dampfreformierung von Erdgas nach der Gleichung 2 CH&sub4; + 3 H&sub2;O → CO + CO&sub2; + 7 H&sub2; hergestellt. Bei anderen Verfahren kommt die Teiloxidation von Rückständen, die Kohlevergasung und die Wasserhydrolyse zum Einsatz, aber ausgehend von der Umwandlung von Erdgas, übergehend zur Verarbeitung flüssiger Kohlenwasserstoffe und schließlich beim Einsatz fester Materialien treten vermehrt Verarbeitungsprobleme auf und die Herstellungskosten steigen.
Die üblicherweise in Rohwasserstoff festgestellten Unreinheiten sind CO&sub2;, CO, O&sub2;, N&sub2;, H&sub2;O, CH&sub4;, H&sub2;S, und höhere Kohlenwasserstoffe. Diese Unreinheiten lassen sich mittels der Wassergasreaktion, H&sub2;O- und CO&sub2;-Entfernung, PSA-Verfahren und Stickstoffwäsche entfernen. Die qualitative Verbesserung der verschiedenen Raffinerieabgase ist fast immer ökonomischer als die Wasserstoffproduktion mittels Dampfreformierung. Die Zusammensetzung des Rohgases und die Menge an Verunreinigungen, die in dem Produkt noch akzeptiert werden können, bestimmen im allgemeinen die Wahl des am besten geeigneten Reinigungsverfahrens.
Das US-Patent Nr. 2 187 631 betrifft die Herstellung von ungesättigten C&sub4;- und C&sub5;-Kohlenwasserstoffen mittels der Methode des Visbreaking (leichter Crackprozeß) eines schweren Rückstandes und thermischem Cracken der niedrig siedenden Ölfraktion desselben zusammen mit einem Kreislauföl unter Bildung von Umwandlungsprodukten, welche fraktioniert werden, um eine leichte Gas-Dampffraktion zu isolieren, welche die ungesättigten und aromatischen, als Endprodukt gewünschten Kohlenwasserstoffe enthält. Diese Fraktion wird einem selektiven Absorptionsverfahren mit einem aromatischen Absorptionsöl unterworfen, welches zur Hauptsache die Diolefine und die verzweigten Monoolefine von gesättigten und ungesättigten C&sub4;- und C&sub5;-Kohlenwasserstoffen absorbiert.
Das US-Patent Nr. 2 282 549 betrifft das Polymerisieren mit oder ohne Katalyse gasförmiger Olefine zu leichten Kohlenwasserstoffen von benzinartiger Natur.
Ein Auswaschen mit Lösungsmitteln dient der Eliminierung von Äthan, Wasserstoff usw., indem eine olefinische Gasmischung, enthaltend bis zu 50% Olefine, mit einem Lösungsmittel bei 690 bis 6900 kPa kontaktiert wird, so daß Wasserstoff und C&sub1; + Kohlenwasserstoffe ungelöst bleiben und vom Waschöl, welches gelöste olefinische Kohlenwasserstoffe enthält, abgetrennt werden können. Als Lösungsmittel können kondensierte und thermisch stabile aromatische Kohlenwasserstoffe, wie z. B. Diphenyl, oder Polymerisationsprodukte mit höherem Siedepunkt als Leichtbenzin, die im gleichen System gebildet worden sind, eingesetzt werden. Das Lösungsmittel muß eine hohe Lösungskapazität in bezug auf gasförmige Olefine und eine relativ niedrige Lösungskapazität in bezug auf Methan und Wasserstoff bei 690 bis 6900 kPa aufweisen.
Das US-Patent Nr. 2 308 856 betrifft ein kontinuierliches Verfahren zum Extrahieren von Olefinen aus Gasmischungen durch Kontaktieren im Gegenstrom mit einem selektiven Lösungsmittel für Olefine, wie Isoamyläther und andere höhere aliphatische Äther, Butyläther, Amyläther, und ähnliche Verbindungen. Das Lösungsmittel wird vorzugsweise auf eine Temperatur von -20ºC bis 25ºC gekühlt, je nach Art des Lösungsmittels und der zu extrahierenden Gase. Der Druck im Absorber kann zwischen 345 und 2070 kPa variieren.
Das US-Patent Nr. 2 325 379 lehrt ein Verfahren zum Auftrennen einer flüssigen Mischung von Komponenten durch extraktive Destillation in Gegenwart eines selektiven Lösungsmittels mit relativ hohem Siedepunkt, welches ein polares Lösungsmittel sein kann.
Das US-Patent Nr. 2 433 286 betrifft die extraktive Destillation von flüssigen Kohlenwasserstoffmischungen mit Paraffin- Kohlenwasserstoffen als Extraktionslösungsmittel in einer ersten extraktiven Destillationsstufe zwecks Gewinnung von Olefinen und Diolefinen in der angereicherten Lösungsmittelphase und in einer zweiten extraktiven Destillationsstufe mit ungesättigten oder aromatischen Kohlenwasserstoffen als Lösungsmittel bei einer höheren Temperatur zwecks Gewinnung von Olefinen als Raffinat und Diolefinen in der angereicherten Lösungsmittelphase. Paraffine werden aus der angereicherten Lösungsmittelphase der ersten extraktiven Destillationsstufe abdestilliert und Diolefine werden aus der angereicherten Lösungsmittelphase der zweiten extraktiven Destillationsstufe abdestilliert.
Das US-Patent Nr. 2 455 803 beschreibt ein Verfahren zur extraktiven Destillation einer verdampfbaren organischen Mischung mit einem Lösungsmittel, enthaltend (1) ein selektives Lösungsmittel und (2) ein gegenseitiges Lösungsmittel für das selektive Lösungsmittel und die Mischung. Das selektive Lösungsmittel muß eine hohe Selektivität aufweisen, welche oft mit geringer Lösungsfähigkeit gepaart ist, und deshalb zur Bildung von 2 flüssigen Schichten-im Extraktor neigt. Der Zweck des wechselseitigen Lösungsmittels ist es, eine einzige flüssige Phase aufrechtzuerhalten. Die Gegenwart der Lösungsmittel in der Mischung soll einen größeren Wechsel in der "Fluchtneigung" einer Komponente der Mischung in bezug auf die der anderen Komponenten bewirken, wobei "Fluchtneigung" definiert ist als das Potential einer Verbindung, von einer Phase in eine andere überzugehen.
Lösungsmittel, wie Furfurol und Phenol sind dafür bekannt, daß ihre Lösungskapazität in bezug auf aromatische Kohlenwasserstoffe höher ist als in bezug auf paraffinische Kohlenwasserstoffe. Geeignete wechselseitige Lösungsmittel sind Methylketon, Cyclohexanon, Lactonitril, Morpholin, und aromatische Kohlenwasserstoffe, wie Benzol, Toluol, Cumol, Mesitylen u. ä.
Das US-Patent Nr. 2 511 206 beschreibt ein Verfahren zur Herstellung von wirtschaftlich wertvollem Äthylen im Zusammenhang mit einem Derivat von Acetylen durch pyrolytische Zersetzung eines Kohlenwasserstoffs unter Bildung einer komplexen gasförmigen Mischung, enthaltend Äthylen, Propylen, und Acetylen, anschließende Absorption von Propylen und Acetylen in einem Polyäthylenglykaläther zwecks Entfernung von Äthylen enthaltendem Rückstandsgas, und Abstreifen des Absorptionsmediums, enthaltend das Acetylen und Propylen, zwecks Herstellung eines sekundären Gases, enthaltend Propylen und Acetylen, und schließlich Verarbeiten des sekundären Gases zwecks Herstellung des gewünschten Derivats von Acetylen.
Das US-Patent Nr. 2 516 507 ist von Bedeutung bezüglich seines Einsatzes einer extraktiven Abstreifsäule zum Auftrennen einer Gasmischung, im wesentlichen bestehend aus C&sub1;-, C&sub2;-, und C&sub3;- Kohlenwasserstoffen, einschließlich Äthylen, durch Absorption im Gegenstrom in einem C&sub5;-C&sub7;-Kohlenwasserstoff als Absorptionsöl. Das Verfahren wird geeigneterweise bei 26,7ºC und einem Druck von 2070 kPa abs durchgeführt. In der extraktiven Destillationssäule, welche einen Wiedererhitzer enthält, befinden sich aufeinanderfolgende Absorptionszonen für Propan, C&sub2;- Kohlenwasserstoffe und Methan. Ist die aufzutrennende gasförmige Mischung eine feuchte Kohlenwasserstoffgaszuspeisung, beispielsweise ein feuchtes Gas aus einer Ölbohrung oder ein Raffinerieabgas, enthaltend C&sub1;-C&sub4;-Kohlenwasserstoffe mit N&sub2; und/oder H&sub2;, dann kann die Zuspeisungsgeschwindigkeit des verarmten Öls zu der Säule in bezug auf die Zusammensetzung der Zuspeisung, die Eigenschaften des Absorptionsöls, und in bezug auf Temperatur und Druck in der Säule derart eingestellt werden, daß im wesentlichen das gesamte C&sub3;-Material in der (primären) Propanabsorptionszone absorbiert wird, während ein wesentlicher Anteil des Gases am Kopf der primären Zone als C&sub2;-Konzentrat abgezogen wird. Der abgezogene Teil wird so gewählt, daß bei Kontaktieren des Restgases mit dem Öl in der C&sub2;- oder sekundären Absorptionszone im wesentlichen der gesamte C&sub2;-Gehalt desselben in dem Öl absorbiert wird und dabei zur C&sub3;-Absorptionszone rückgeführt wird, in welcher es von dem darin befindlichen nach nicht absorbierten C&sub3; abgestreift wird. In ähnlicher Weise werden Methan und leichtere Komponenten vom Kopf der C&sub2;- (sekundären) Absorptionszone abgezogen, und das Methan und die leichteren Komponenten im Restgas werden bei Kantakt mit dem nicht-beladenen Öl, das am Kopf der Säule eingespeist wird, vom Methan abgestreift, während Wasserstoff und Stickstoff die Säule als Kopfprodukt verlassen.
Das US-Patent Nr. 2 573 341 betrifft die Gewinnung olefinischer Kohlenwasserstoffe aus Raffinerieabgasen, die Wasserstoff in kontinuierlichen Absorptions-Abstreifsäulen enthalten, unter Verwendung von aromatischem Absorptionsöl bei Überdruck. Methan, die leichteren Kohlenwasserstoffe und Wasserstoff bilden das Kopfprodukt der ersten Säule, und Äthylen und schwerere Fraktionen befinden sich im gesättigten Öl. Nacheinander in Betrieb befindliche Säulen trennen die Olefine.
Das US-Patent Nr. 2 588 323 beschreibt ein Absorptionsverfahren zum Gewinnen von Olefinen aus Raffinerieabgasen, in welchem ein aromatisches Absorptionsöl eingesetzt wird. Das Verfahren ist sehr ähnlich dem Verfahren des US-Patents Nr. 2 573 341, mit der Ausnahme, daß Methanol zum Kopfprodukt sowohl des Äthylenfraktionators als auch der Entäthanisierungssäule zugegeben wird und auch in ein oder mehrere der oberen Zwischenkühler der Rektifizier-Absorptionssäule eingespeist wird.
Das US-Patent Nr. 2 610 704 betrifft das Kontaktieren von Raffineriegasmischungen, welche typischerweise Wasserstoff, Methan, Äthylen und Äthan enthalten, mit einem polaren, vorzugsweise wasserlöslichen, flüssigen Lösungsmittel, um die Flüchtigkeit von Äthylen in bezug auf Wasserstoff und Methan herabzusetzen, in einer Destillationszone innerhalb einer extraktiven Destillationssäule. Temperatur und Druck sind voneinander abhängig. Vorzugsweise liegen die Temperaturen im Bereich von -17,2ºC bis 48,9ºC und die Drücke im Bereich von 1380 bis 2070 kPa. Das Lösungsmittel kann eine wäßrige Acetonlösung sein, welche 96% Aceton und 4% Wasser enthält, wobei das Verhältnis von Lösungsmittel zu Kohlenwasserstoff am Kopf der Säule von ca. 2,5 : 1 bis 3,5 : 1 beträgt. Das Destillatmaterial im Kopfprodukt ist typischerweise eine Mischung von Wasserstoff und Methan, wobei die Gesamtmenge an Äthylen im wesentlichen in dem angereicherten Lösungsmittel vorliegt. Das angereicherte Lösungsmittel wird bei einem Druck von ca. 5 psi abgeflasht, um den größten Teil des Äthylens zu verdampfen. Das abgeflashte Lösungsmittel wird dann von dem restlichen Äthylen durch Erhitzen abgestreift. Schließlich wird das gewonnene Äthylen mit Wasser gewaschen, um Lösungsmitteldämpfe wiederzugewinnen.
Das US-Patent Nr. 2 780 580 beschreibt ein Verfahren zum Behandeln von Pyrolysegas mit einem verarmten Öl im Gegenstrom, welches einen Siedebereich von 37,8-204,4ºC aufweist. In dem Verfahren wird ein primärer Absorber für die Teilrückgewinnung von Äthan eingesetzt und ferner wird ein sekundärer Absorber eingesetzt, in welchen in seinem mittleren Teil Pyrolysegas und ferner die Bodenrückstände des primären Absorbers und frisches verarmtes Öl eingespeist werden, wobei ein gesättigtes Öl erhalten wird, welches in eine Destillationssäule zum Entfernen von C&sub2; und zur Herstellung eines angereicherten Öls geleitet wird das dann wiederum in eine andere Destillationssäule zur Entfernung von C&sub3; eingespeist wird. Die Zirkulation des verarmten Öls wird derart kontrolliert, daß mehr als 75% des in den zweiten Absorber eingespeisten Äthylens zusammen mit dem frischen verarmten Öl gewonnen werden, während nicht mehr als 75% Äthan mit demselben verarmten in den primären Absorber eingespeisten Öl gewonnen werden.
Das US-Patent Nr. 2 804 488 ist von Bedeutung wegen seines Einsatzes eines Absorber-Abstreifers und zweier Absorptionsmittel (verarmtes Öl und Äthan) bei der Gewinnung von Äthylen aus einem Crackgasstrom. Nach Verdichtung auf 1242 kPa bei 7,2ºC, entfernt das verarmte Öl, C&sub5; + Kohlenwasserstoffe aus dem gekühlten und komprimierten Gas in einer Absorptionszone, wobei ein Kopf-Gasstrom gebildet wird, der getrocknet, auf -100ºC abgekühlt und in einem Entmethanisierungs-Absorber im Gegenstrom zu einem Äthanstrom geleitet wird. Der Kopf-Strom aus dem Absorber besteht aus nicht kondensierten Gasen. Das angereicherte Absorptionsmittel kann mittels Destillation in einem Methanabstreifer von Methan abgestreift werden und dann in einer Äthylenfraktioniereinrichtung in einen Lösungsmittelstrom (Äthan) und einen Äthylen/Acetylen-Kopfstrom aufgetrennt werden, welcher durch Teilkondensation in getrennte Acetylen- und Äthylenströme aufgeteilt wird.
Das US-Patent Nr. 2 849 371 beschreibt ein Verfahren zum Auftrennen und Gewinnen von niedrig siedenden Komponenten eines Erdgases oder eines Raffineriegases oder synthetischen Gases, welches in den Mittelteil einer Absorber-Abstreifsäule geleitet wird, in welche das verarmte Absorptionsöl am Kopfteil eingespeist wird. Dieses Absorptionsöl ist Butan bei ca. 15,6ºC. Das Abgas aus der Absorber-Abstreifsäule wird in einen sekundären Absorber eingespeist, in welchen entbutanisiertes Benzin als Absorptionsöl am Kopf desselben eingespeist wird, um die relativ hoch siedenden Kohlenwasserstoffe zu extrahieren und ein Restgas zu erzeugen. Die Bodenprodukte der Absorber-Abstreifsäule werden in eine Entpropanisiervorrichtung eingespeist, und der Kopfstrom daraus wird in eine Entäthanisiervorrichtung eingespeist.
Im US-Patent Nr. 3 213 151 wird ein Absorptionsverfahren zum Gewinnen eines Rückführstromes mit 50% Wasserstoffgehalt aus einer Gasmischung, enthaltend Wasserstoff, Methan und üblicherweise flüssige Kohlenwasserstoffe, mittels Absorption mit Pentanen offenbart.
Im US-Patent Nr. 3 291 849 ist ein Verfahren offenbart, in welchem Toluol, gemischt mit anderen Alkylbenzolen als verarmtes Öl hergestellt wird, das in einem Absorber zum Einsatz kommt, um einen Make-up-Wasserstoffstrom aus einem katalytischen Reformerreaktor zu reinigen.
Das US-Patent Nr. 3 349 145 lehrt eine Verbesserung in einem Verfahren zur katalytischen Hydroentalkylierung einer alkylaromatischen Kohlenwasserstoffzuspeisung in Gegenwart eines Wasserstoffüberschusses. Das Verfahren umfaßt das Abziehen eines an Wasserstoff angereicherten Gases aus einer Quelle von unreinem Wasserstoff, enthaltend 50-90 Molprozent Wasserstoff, wobei der restliche Prozentanteil aus C&sub1;-C&sub6;-Paraffinen besteht, und das Auswaschen des Gases, welches unter einem Überdruck von 1380 bis 6900 kPa steht und eine Temperatur unter 93,3ºC aufweist, im Gegenstrom mit einem flüssigen Absorptionsmittel, das im wesentlichen aus einer Mischung von C&sub9;+ aromatischen Kohlenwasserstoffen besteht, wobei ein wesentlicher Anteil der Paraffine im Absorptionsmittel absorbiert wird. Die aromatischen Kohlenwasserstoffe, die als flüssiges Absorptionsmittel dienen, können, entweder in reiner Form oder in Zumischung mit anderen Aromaten, Xylole und höhere Polyalkylbenzole, wie z. B. Trimethylbenzole und Tetramethylbenzole, enthalten. Jedoch sind alkylsubstituierte einkernige Aromaten mit mehr als 3 Methylgruppen je Nukleus oder mit einer Alkylgruppe, enthaltend mehr als 3 Kohlenstoffatome, wegen ihrer höheren Wasserstoffäquivalenz weniger bevorzugt. Enthält der rohe Wasserstoff C&sub6;, C&sub7;, oder C&sub8;-Paraffine, dann wird ein Absorptionsmittel mit einem Gehalt an C&sub9;+ aromatischen Kohlenwasserstoffen, entweder in reiner Form oder in Zumischung mit anderen C&sub9;+ Aromaten, wie z. B. Propylbenzol, Isopropylbenzol, Pseudocumol und Mesitylen, bevorzugt.
Das US-Patent Nr. 4 479 812 stellt eine kontinuierliche Fraktioniertechnik zum Gewinnen von Äthylen aus einem olefinischen Einsatzmaterial, enthaltend C&sub3;+ höhere Olefine, durch Kontaktieren des olefinischen Einsatzmaterials im Gegenstrom mit einem flüssigen Lösungsmittelstrom, enthaltend C&sub6;+ olefinische Kohlenwasserstoffe aus dem Benzinbereich, selektives Absorbieren von im wesentlichen allen C&sub3;+ Olefinkomponenten aus dem Einsatzmaterial und anschließendes Abziehen eines an Äthylen angereicherten Dampfstroms aus dem Absorptionsturm und weiteres Kontaktieren des an Äthylen angereicherten Stroms mit einem flüssigen Kohlenwasserstoffstrom im Destillatbereich in einem Schwammölabsorber zwecks Reinigung des Äthylenstroms, zur Verfügung. Der Absorptionsturm ist eine Absorber-Abstreifsäule mit zwei Zwischenkühlern und einem Wiedererhitzer.
Die US-Patentschrift 4 552 572 betrifft die Reinigung von mittels Vergasung bei hoher Temperatur aus Kohle erhaltenen Rohgasen. Geeignete Reinigungslösungsmittel müssen für Schwefelwasserstoff eine höhere Selektivität als für Kohlendioxid aufweisen. Zu ihnen gehören Methanol, N-Methylpyrrolidon und Dimethyläther von Polyäthylenglykol. Üblicherweise wird das für die Synthese bestimmte Rahgas in zwei Teile aufgeteilt, wobei der eine Teil durch einen Wassergasreaktor geleitet wird zwecks Umwandlung eines größeren Teils seines Kohlenmonoxids in Wasserstoff aufgrund der Wassergasreaktion: CO + H&sub2;O → CO&sub2; + H&sub2;. Da die Reinigungsbehandlungen Verunreinigungen entfernen, einschließlich CO&sub2;, können das umgewandelte Gas, das reich ist an Wasserstoff, und das nicht umgewandelte Gas, das reich ist an Kohlenmonoxid, miteinander vermischt werden, um das für eine spezielle Synthese benötigte Verhältnis von Wasserstoff zu Kohlenmonoxid zu erhalten.
Eine verbesserte extraktive Abflash-Version und eine verbesserte extraktive Abstreif-Version des Mehra-Verfahrens zur Abtrennung von C&sub2;+ Kohlenwasserstoffen aus einem an Stickstoff angereicherten Kohlenwasserstoffgas, enthaltend 3 bis 75 Molprozent Stickstoff, wobei der Rest aus Kohlenwasserstoffen besteht, sind jeweils in den US-Patenten 4 623 371 und 4 680 042 beschrieben.
Zusätzliche Anwendungsmöglichkeiten des Mehra-Verfahrens für die Verarbeitung von stickstoffangereicherten, wasserstoffreichen und olefinhaltigen Gas strömen sind in einem Artikel von Yuv R. Mehra mit dem Titel "Einsatz der Extraktion zur Behandlung von Kohlenwasserstoffgasen" (Using extraction to treat hydrocarbon gases), Chemical Engineering, Oct. 27, 1986, in einem Vortrag, gehalten von Yuv R. Mehra mit dem Titel "Mehra Process Flexibility improves Gas Processing Margins" beim 66. Jahreskonvent der Gas Processors Association, vom 16. bis 18. März 1987 in Denver, Colorado, in einem Vortrag, gehalten von Yuv R. Mehra beim National Petroleum Refiners Associations Annual Meeting im Jahre 1987 in San Antonio, Texas, das vom 29 bis 31. März 1987 stattfand, mit dem Titel "Recover and Purify Hydrogen Economically", und in einem Artikel, veröffentlicht von AIChE's Energy Progress, Sept. 1987, S. 150, mit dem Titel "New Process Flexibility improves Gas Processing Margins", von Yuv R. Mehra beschrieben.
Es wurde überraschenderweise festgestellt, daß gewisse paraffinische und naphthenische Lösungsmittel höhere Löslichkeiten aufweisen als die aromatischen und andere bevorzugte physikalische Lösungsmittel, wie in den folgenden US-Patenten von Yuv R. Mehra beschrieben:
4 421 535, 4 511 381, 4 526 594, 4 578 094, 4 601 738, 4 617 038, 4 623 371, 4 692 179, 4 680 017 und 4 696 688.
Demgemäß ist es ein Gegenstand der vorliegenden Erfindung, Kombinationen von ausgewählten Lösungsmittelextraktionsverfahren für Gasmischungen mit bestimmten Lösungsmitteln, die nach neuen Kriterien ausgewählt wurden, und ferner mit besonders gewählten Werten für Druck, Temperatur, Lösungsmittelfließgeschwindigkeiten und Gasströmungsbedingungen zur Verfügung zu stellen, um ausgewählte Komponenten der Gasmischungen bei ökonomischer Konstruktion der Anlage und ökonomischen Betriebsbedingungen in gewünschtem Ausmaß zu gewinnen.
Es ist ferner ein Gegenstand der Erfindung, diese Auswahlkriterien in bezug auf das Lösungsmittel auf Verfahren zur Behandlung von stickstoffreichen Gasen und von wasserstoffreichen Gasen anzuwenden. Die Erfindung beruht auf der Entdeckung, daß bestimmte paraffinische und naphthenische Lösungsmittel ein signifikantes Potential besitzen für (a) eine niedrigere Startkapitalinvestition und (b) niedrigere Weiterführungsbetriebskosten, denn man hat festgestellt, daß bessere Löslichkeitseigenschaften bezüglich der Kosten verglichen mit besonderen guten Selektivitätseigenschaften den größeren Einfluß haben. Insbesondere lassen sich niedrigere Selektivitäten durch eine zusätzliche Höhe einer Extraktionssäule ausgleichen, während niedrigere Löslichkeiten nur durch größere Durchmesser der Säule und höhere Lösungsmittelfließgeschwindigkeiten ausgeglichen werden können, wodurch höhere Anfangs- und Betriebskosten verursacht werden.
Diese Auswahlkriterien sind, gleichgültig ob sie auf eine Mischung von Verbindungen oder auf eine reine Verbindung angewendet werden, das Molekulargewicht und der UOP-Charakterisierungsfaktor k für jedes Lösungsmittel. Paraffinische und naphthenische Lösungsmittel haben verschiedene Bereiche für jedes Kriterium.
Für die Zwecke der vorliegenden Erfindung, wie in Tabelle II dargestellt, gelten alle physikalischen Lösungsmittel aus der Gruppe der paraffinischen und napthenischen Lösungsmittel mit Molekulargewicht im Bereich von 75 MW bis 140 MW bzw. von 75 MW bis 130 MW als für das Mehra-Verfahren einsetzbar. Diese Gruppe paraffinischer Lösungsmittel werden außerdem als Lösungsmittel mit UOP-Charakterisierungsfaktoren k im Bereich von 12,0 bis 13,5 definiert. Die naphthenischen Lösungsmittel werden als solche mit UOP-Charakterisierungsfaktoren k im Bereich von 10,5 bis 12,0 definiert. Beide Definitionen sind von den Aromatengehalten des Lösungsmittels unabhängig. Liegt das Molekulargewicht jedes paraffinischen Lösungsmittels unter 75, dann ist die Löslichkeit in dem Lösungsmittel am höchsten, aber die Kosten für die Abtrennung des Produkts aus dem Lösungsmittel, wie in der Produktsäule, der Fraktioniereinrichtung oder dem Regeneratar, stehen dem entgegen. Ferner ist für Systeme, bei welchen Lösungsmittel mit einem Molekulargewicht von weniger als 75 eingesetzt werden, ein Lösungsmittelwiedergewinnungssystem erforderlich. TABELLE II Typische Lösungsmitteleigenschaften im Mehra-Verfahren Art Spezifisches Gewicht mittlerer Siedepunkt Anfangssiedepunkt ASTM D-86 Destillationstemperaturen ºC bei den angegebenen Prozentanteilen an destillierter Zuspeisung Endsiedepunkt Paraf. Naphth. Benzol Toluol Äthylbenzol m-Xylo Mesitylen Pseudocumol
Liegt das Molekulargewicht eines paraffinischen Lösungsmittels über 140, oder liegt das Molekulargewicht eines naphthenischen Lösungsmittels über 130, dann stellen diese Lösungsmittel im Vergleich mit bevorzugten physikalischen Lösungsmitteln, die schon früher in erteilten Patenten und Patentanmeldungen von Mehra offenbart wurden, keine Verbesserung bezüglich der Löslichkeit mehr dar.
Je nachdem welches physikalische Lösungsmittel gewählt worden ist und wie die wirtschaftlichen Verhältnisse der betreffenden Anlage sind, kann es auch notwendig sein, ein Lösungsmittelwiedergewinnungssystem zu integrieren. Es kann dafür ein Kühl-, Absorptions- und/oder ein Schwammölsystem eingesetzt werden.
Wie auf den Seiten 102 bis 104 der Literaturstelle Petroleum Refinery Engineering", von W. L. Nelson, zweite Ausgabe, McGraw-Hill Book Co., Inc., New York, 194l definiert, ist der UOP-Charakterisierungsfaktor k von Nutzen für die Katalogisierung von Rohölen und er ist von noch größerem Wert für die Definition des Paraffinitätsgrades von einzelnen Fraktionen. Er ist auch von Vorteil, um viele Eigenschaften, wie z. B. Wasserstoffgehalt, Anilinpunkt, thermische Ausdehnung, Viskositätsindex und latente Wärme miteinander in Beziehung zu setzen. Sind nämlich die Werte von zwei dieser Eigenschaften bekannt, dann lassen sich die Werte der anderen Eigenschaften bestimmen. Diesen UOP-Charakterisierungsfaktor k kann man auch als Index für den chemischen Charakter von reinen Kohlenwasserstoffen und Erdölfraktionen bezeichnen. Der Charakterisierungsfaktor k der vorliegend ausgewählten Lösungsmittel ist definiert als die Kubikwurzel ihrer absoluten durchschnittlichen Siedepunkte in Grad R (ºF + 460º), geteilt durch ihr spezifisches Gewicht (bei 15,55ºC); d. h. der Charakterisierungsfaktor k ist durch folgende Gleichung ausgedruckt:
wobei TB = durchschnittlicher Siedepunkt, ºR
s = spezifisches Gewicht bei 15,55ºC.
Die oben genannten Zwecke und Ziele werden mittels eines Verfahrens gemäß Anspruch 1 oder 8 erreicht.
Allgemein gilt für alle Ausführungsformen dieser Erfindung, daß, wenn in einer Säule eine Abstreifzone eingesetzt wird, es sehr wichtig ist, ein Arbeiten in der Nähe des für das System kritischen Drucks zu vermeiden, wie er durch die Differenz zwischen Flüssigkeits- und Dampfdichte von weniger als 0,3204 g/cm³ zum Ausdruck kommt.
Das erfindungsgemäße Verfahren wird anhand der Zeichnungen näher erläutert:
Fig. 1 ist ein schematisches Fließdiagramm für das Kontaktieren eines stickstoffreichen Gases bei beliebigem Druck mit einem verarmten physikalischen Lösungsmittel zur Herstellung eines Stickstoffprodukts und eines methanreichen Gasprodukts nach mindestens einer Abflashstufe.
Fig. 2 ist ein ähnliches schematisches Fließdiagramm zum Kontaktieren eines stickstoffreichen Gases bei beliebigem Druck mit einem verarmten physikalischen Lösungsmittel zur Herstellung eines Stickstoffprodukts als Kopfstrom und des methanreichen Gasprodukts aus dem angereicherten Lösungsmittel als Bodenprodukt nach einer Abfolge von mindestens 2 Abflashstufen, wobei der gasförmige Kopfstrom aus der ersten Abflashstufe zur Extaktionssäule zurückgeführt wird.
Fig. 3 ist ein weiteres schematisches Fließdiagramm zum Kontaktieren eines stickstoffreichen Gases bei beliebigem Druck mit einem Hauptstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel, welches in den mittleren Abschnitt einer Extraktionssäule eintritt, und mit einem Reinigungsstrom aus verarmtem und trockenem Lösungsmittel, der am Kopf der Säule eintritt, zur Herstellung eines Stickstoffprodukts als Kopfstrom und eines methanreichen Gasprodukts aus dem angereicherten Lösungsmittelbodenprodukt nach mindestens einer Abflashstufe, wobei das abgestreifte Lösungsmittel in den Hauptlösungsmittelstrom und in einen Abzweigstrom aufgeteilt wird, welcher in einer Regeneriersäule unter Herstellung von abgestreiften Gasen als Kopfstrom regeneriert wird, wobei diese Gase zu dem methanreichen Gasprodukt zugegeben werden.
Fig. 4 ist ein schematisches Fließdiagramm, ähnlich wie Fig. 3, mit der Ausnahme, daß 2 Abflashstufen stattfinden.
Fig. 5 ist ein schematisches Fließdiagramm zum Kontaktieren eines Wasserstoffabgasstroms, wie z. B. aus einer Raffinerie, bei beliebigem Druck mit einem verarmten Lösungsmittelstrom innerhalb einer Extraktionssäule zwecks Herstellung eines Wasserstoffprodukts als Kopfstrom und eines angereicherten Lösungsmittelbodenstroms, welcher mindestens einmal abgeflasht wird, zur Herstellung eines reinen Gasprodukts und eines abgestreiften Lösungsmittelstroms zum Rückführen im Kreislauf zum Kopf der Extraktionssäule.
Fig. 6 ist ein schematisches Fließdiagramm, ähnlich wie Fig. 5, mit der Ausnahme, daß 2 Abflashstufen stattfinden.
Fig. 7 ist ein weiteres schematisches Fließdiagramm, ähnlich wie Fig. 4, zum Kontaktieren eines Wasserstoff- Abgasstroms bei beliebigem Druck mit einem Hauptstrom von abgestreiftem Lösungsmittel und einem Reinigungsstrom von verarmten Lösungsmitteln.
Fig. 8 ist ein schematisches Fließdiagramm zum extraktiven Abstreifen eines olefinhaltigen Gasstroms bei einem Druck von mindestens 34,475 bar abs in einer Extraktions/Abstreifsäule mit einem verarmten Lösungsmittel, das am Kopf der Säule eingespeist wird, zur Herstellung einer Mischung aus Wasserstoff und Methan als Abgaskopfstrom und eines angereicherten Lösungsmittelbodenstroms, aus welchem mit Äthylen angereicherte Gase als Produkt erhalten werden. Diese Ausführung gehört jedoch nicht zum Schutzumfang der Ansprüche.
Fig. 9 ist ein schematisches Fließdiagramm, ähnlich wie Fig. 8, mit der Ausnahme, daß die den Kopfstrom bildende Mischung aus Wasserstoff und Methan am Boden einer Methanextraktionsvorrichtung eingespeist wird, zur Herstellung eines Wasserstoffprodukts als Kopfstrom.
Es sei kurz angemerkt, daß, wenn im folgenden Text von Strömen die Rede ist, damit Rohrleitungen gemeint sind, und daß Ströme gemeint sind, auch wenn dies nicht ausdrücklich gesagt ist, wenn Materialien genannt sind. Ferner sind Fließkontrollventile, Temperaturregelungseinrichtungen, Pumpen u. ä. als installiert zu betrachten, die in herkömmlichen Wechselbeziehungen mit den Haupteinrichtungen der Anlage arbeiten, die in der Zeichnung gezeigt sind und nachstehend in bezug auf das kontinuierlich arbeitende Verfahren der vorliegenden Erfindung erläutert werden. Alle diese Ventile, Einrichtungen und Pumpen, sowie Wärmeaustauscher, Sammler, Kondensatoren u. ä. sind mit dem Begriff "Hilfsausrüstung" abgedeckt. Mit dem Ausdruck "Absorber" ist in herkömmlichem Sinne eine Gas/Lösungsmittel- Absorptionsvorrichtung gemeint, jedoch bei Einsatz in einem erfindungsgemäßen Verfahren mit einem physikalischen Lösungsmittel ist damit eine "Extraktionsvorrichtung" gemeint.

Stickstoff-Aussonderung

Die Leistungsfähigkeit verschiedener physikalischer Lösungsmittel für das Stickstoff-Methansystem bei 34,475 bar und -23,33ºC ist in Tabelle III aufgeführt, wobei das Einlaßgas 15 Molprozent N&sub2; und 85 Molprozent C&sub1; enthält. Die Bedingungen bezüglich Druck, Temperatur und Zusammensetzung sind wie in einer der vielen kommerziellen Anwendungen und nur zum Zweck der Erläuterung der vorliegenden Erfindung ausgewählt. Die Erfindung ist jedoch nicht auf diese Bedingungen beschränkt.
Tabelle III gibt die tatsächlichen Molekulargewichte von 5 aromatischen Verbindungen und 11 beispielhafte Molekulargewichte von paraffinischen und naphthenischen Verbindungen wieder. Sie zeigt auch die für den Erhalt einer 25%-Ausbeute an Methan in dem angereicherten Lösungsmittel erforderlichen Lösungsmittelfließgeschwindigkeiten in m³/hr beim Kontaktieren von 453,59 kmol des Gases je Stunde, bestehend aus 15% Stickstoff und 85 -% Methan, mit dem genannten Lösungsmittel im genannten Lösungsmittel/Zuspeisungs(S/F)-Molverhältnis. Tabelle III zeigt ferner die Löslichkeit (Y) von Methan in jedem Lösungsmittel, in nm³/m³ und das alpha (α) - Verhältnis der Stickstoffflüchtigkeit zur Methanflüchtigkeit aus dem Lösungsmittel. Sie enthält ferner die Vorzugsfaktoren (yxα) für jedes Lösungsmittel.
Die Selektivität von Benzollösungsmittel (78 MW) von 6,56, definiert als dessen KN&sub2;/KC&sub1;-alpha-Wert, ist um ca. 65,2% größer als die des vergleichbaren paraffinischen Lösungsmittels (75 MW) von 3,97. Jedoch erfordert die Löslichkeit von Methan in dem paraffinischen Lösungsmittel von vergleichbarem Molekulargewicht nur eine Zirkulation des Lösungsmittels von 43,61 m³/hr für das paraffinische Lösungsmittel, die erheblich geringer ist als die für das Benzollösungsmittel erforderliche Zirkulation von ca. 82,67 m³ je Stunde, d. h., daß eine Herabsetzung von ca. 47% dabei erzielt wird. TABELLE III Leistung des physikalischen Lösungsmittel im Stickstoff-Methan-System Basis: 453,59 K-Mol/h-Zuspeisung, enthaltend 15% N&sub2; und 85% C&sub1; 25% Gewinnung von Methan in Lösungsmittel bei 34,475 bar abs und -23,33ºC STP: Standardbedingungen: 1,0133 bar abs 15,56ºC Art Lösungsmittel Alpha Vorzugsfaktor S/F-Verhältnis paraffinisch naphthenisch Benzol Toluol Äthylbenzol m-Xylol Mesitylen
Im Hinblick auf frühere technische Lehren von Mehra würde man erwarten, daß das paraffinische Lösungsmittel um ca. 14,6% besser ist als das Benzollösungsmittel, da der Vorzugsfaktor, der definiert ist als das Produkt der Multiplikation von alpha (KN&sub2;/KC&sub1;) mit der Löslichkeit von Methan im Lösungsmittel (ausgedrückt in m³ von C&sub1; je nm³ Lösungsmittel), für das paraffinische Lösungsmittel 196,39 ist, während der vom Benzollösungsmittel 171,31 ist. Daher ist die resultierende Herabsetzung der Lösungsmittelzirkulation um 47% nicht nur überraschend, sondern auch sehr wünschenswert, da die niedrigere Selektivität durch einfaches Einbauen von zusätzlichen Stufen innerhalb der Säule ausgeglichen werden kann, während die höhere Zirkulationsgeschwindigkeit mehr Kosten verursacht, da eine Säule mit größerem Durchmesser nötig ist und auch zusätzliche laufende Betriebskosten entstehen.
Fig. 1 erläutert die einfachste Form der extraktiven Abflash- Konfiguration für die Stickstoffaussonderung aus einem verarmten Erdgasstrom. Diese Anordnung ist vor allem für die maßvolle Gewinnung von Methan in Form eines methanreichen Gasprodukts geeignet, welches auf die Minimum-Wärmewert-Richtlinien der Rohrleitung abgestimmt ist. Sie ist jedoch nicht geeignet für zusätzliche Spezifizierungen wie (a) Methangehalt des Stickstoffprodukts und (b) Stickstoffgehalt des Methanprodukts.
Ein stickstoffreicher Gasstrom in Leitung 11 der Fig. 1, der unter beliebigem Druck stehen kann, wird am Boden der Extraktionssäule 12 in der Extraktionseinheit 10 eingespeist und fließt im Gegenstrom zu einem Strom eines verarmten Lösungsmittels aus Leitung 17, welches mittels Abflashen abgestreift worden ist. Ein Kopfstrom in Leitung 13 ist das Stickstoffprodukt. Ein Bodenstrom des angereicherten Lösungsmittels in Leitung 15 wird in mindestens eine Abflashstufe 20 eingespeist, beispielhaft dargestellt durch den Abflashtank 22, wodurch ein Kopfstrom in Leitung 23 gebildet wird, welcher gegebenenfalls in einem Kompressor 28 komprimiert wird zwecks Herstellung eines methanreichen Gasprodukts 29. Der Bodenstrom aus der Abflashsäule 22 fließt durch Leitung 25, die Hauptlösungsmittelpumpe 26, Leitung 27 und den Lösungsmittelkühler 16 zu Leitung 17 und zum Kopf der Extraktionssäule 12'
In der Verfahrensanordnung von Fig. 2 entspricht das methanreiche Gasprodukt dem Minimumwert an Stickstoff gemäß der Rohrleitungs-Richtlinie. Dies erreicht man mittels Rückführung im Kreislauf von Überschußmengen an Stickstoff, die mit dem angereicherten Lösungsmittel am Boden der Extraktionssäule extrahiert worden sind, während die Methanausbeute verbessert wird. Die stickstoffreichen Abflashdämpfe auf der Abflashzwischenstufe werden ebenfalls komprimiert und zum Boden der Extraktionssäule zurückgeführt. Das methanreiche Gasprodukt verläßt die letzte Abflashstufe als Kopfprodukt.
In Fig. 2 wird ein stickstoffreicher Gasstrom bei beliebigem Druck über Leitung 31 zur Extraktionssäule 32 der Extraktionseinheit 30 bei beliebigem Druck geleitet und fließt im Gegenstrom zu einem Strom aus verarmtem Lösungsmittel, der mittels Abflashen abgestreift worden ist, um dann am Kopf der Säule 32 über Leitung 39 einzutreten. Ein Stickstoffprodukt tritt über Leitung 33 als Kopfstrom aus und ein Bodenstrom aus angereichertem Lösungsmittel fließt durch Leitung 35 zur Abflashzwischeneinheit 40 der Mehrfach-Abflashstufen. Bei Eintritt in den Abflashtank 42 wird das angereicherte Lösungsmittel in (a) einen Kopfstrom aus Kreislaufgasen in Leitung 43, welcher im Kreislaufkompressor 46 komprimiert und in Leitung 37 zur Extraktionssäule 32 zurückgeführt wird, und in (b) einen Bodenstrom aus teilweise abgestreiftem Lösungsmittel in Leitung 45 aufgetrennt, welcher zum Abflashtank 52 der letzten Abflasheinheit 50 geführt wird, wo ein Kopfstrom 53 abgetrennt wird, der gegebenenfalls im Kompressor 58 komprimiert und über Leitung 59 als methanreiches Gasprodukt entfernt wird. Ein Bodenstrom aus dem Abflashtank 52 geht durch die Leitung 55, die Lösungsmittelpumpe 56, Leitung 57, Lösungsmittelkühler 38 und Leitung 39, um schließlich am Kopf der Extraktionssäule 32 einzutreten.
Enthält das Einspeisungsgas wesentliche Mengen an schwereren Kohlenwasserstoffen (C&sub5;+), so wird effizienterweise die in Fig. 3 dargestellte Anlagenanordnung eingesetzt, um das methanreiche Gasprodukt bei hohen Gewinnungsausbeuten zu erhalten. In dieser Anordnung besteht die Extraktionssäule aus 2 Extraktionsabschnitten. Das angereicherte Lösungsmittel wird in mindestens einer Abflashstufe abgeflasht. Der aus der letzten Abflashstufe austretende Dampf ist auf die Btu- Spezifizierung der Rohrleitung abgestimmt. Diese Anordnung ermöglicht eine höhere Ausbeute an enthaltenem Methan aus einem Gasstrom mit schwereren Kohlenwasserstoffzusammensetzungen.
Fig. 3 ist eine schematische Darstellung eines Verfahrens zum Kontaktieren eines stickstoffreichen Gases bei beliebigem Druck, welches durch Leitung 61 in die Extraktionssäule 62 der Extraktionseinheit 60 eingespeist wird. Die Säule 62 hat eine primäre Extraktionszone 64 und eine sekundäre Extraktionszone 66. Das Gas fließt im Gegenstrom zu einem Hauptstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel aus Leitung 67 und zu einem Strom eines verarmten und trockenen Lösungsmittels aus Leitung 69, welches regeneriert wurde. Ein Kopfstrom verläßt die Säule über Leitung 63 als Stickstoffprodukt. Ein Bodenstrom aus angereichertem Lösungsmittel gelangt über Leitung 65 zu mindestens einer der mehrfachen Abflashstufen 70 und tritt in die Abflashsäule 72 ein, aus welcher ein Kopfstrom in Leitung 73 gegebenenfalls mittels des Kompressors 74 komprimiert wird und dann das System durch Leitung 74a als methanreiches Gasprodukt verläßt. Ein Bodenstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel fließt durch Leitung 75, die Hauptlösungsmittelpumpe 76 und Leitung 77 und wird dann in einen Hauptstrom in Leitung 77a und einen Abzweigstrom in Leitung 79 aufgeteilt.
Der Hauptlösungsmittelstrom wird im Lösungsmittelkühler 78 gekühlt und über Leitung 67 in den Mittelteil der Säule 62 eingespeist. Der Abzweigstrom fließt durch Leitung 79, den Kreuzstromwärmeaustauscher 87 und Leitung 81, um dann in den Mittelteil einer Säule 82 der Abzweigstromregeneriereinheit 80 zu gelangen. Die Säule 82 ist mit einem Wiedererhitzer 86 und einer Rückflußvorrichtung ausgerüstet. Der Kopfstrom fließt durch Leitung 83, wird im Kondensator 84 kondensiert und fließt durch Leitung 93 zum Sammler 94, aus welchem die Gase über Leitung 98 entfernt werden und mit den Abflashgasen in Leitung 74a vereinigt werden, um dann in Leitung 99 zu dem methanreichen Gasprodukt zu werden. Ein Rückflußstrom in Leitung 95 fließt durch die Pumpe 96 und Leitung 97 und tritt am Kopf der Säule 82 ein. Das regenerierte Lösungsmittel, welches verarmt und trocken ist, wird durch Leitung 85, den Kreuzstromwärmeaustauscher 87, Leitung 88, die Lösungsmittelpumpe 89, Leitung 91 und den Lösungsmittelkühler 92 geführt und tritt am Kopf der Säule 62 über Leitung 69 ein.
Die in Fig. 4 dargestellte Anordnung ist ähnlich der in Fig. 3 gezeigten Vorrichtungsanordnung. Das angereicherte Lösungsmittel wird jedoch auf einen Zwischenstufendruck abgeflasht, um Überschußmengen an extrahiertem Stickstoff für die Rückführung im Kreislauf zum Boden der Extraktionssäule auszusondern. Diese Anordnung kann man außerdem an die Richtlinien für den Stickstoffgehalt des methanreichen Gasprodukts anpassen. Das eingespeiste Gas kann jeden beliebigen Druck aufweisen.
Fig. 4 zeigt, wie stickstoffreiches Gas in Leitung 101 bei beliebigem Druck zum Boden der Säule 102 der Extraktionseinheit 100 geleitet wird. Die Säule 102 umfaßt eine primäre Extraktionszone und eine sekundäre Extraktionszone und an ihrem Boden wird im Kreislauf rückgeführtes Gas über Leitung 104 eingespeist, ein Hauptstrom an Lösungsmittel wird ihrem Mittelteil über Leitung 107 zugeleitet und ein Strom mit verarmtem Lösungsmittel aus einem verarmten und trockenen regenerierten Lösungsmittel wird am Kopf über Leitung 109 eingespeist. Ein Kopfstrom verläßt den Kopf der Säule über Leitung 103 als Stickstoffprodukt.
Ein Bodenstrom aus angereichertem Lösungsmittel tritt in Leitung 105 in eine Zwischenabflashsäule 112 der Zwischenabflasheinheit 110 ein und wird aufgetrennt in:
(a) einen Kopfstrom in Leitung 113, welcher im Recycle- Kompressor 114 angehoben wird und über Leitung 104 zur Säule 102 geführt wird und
(b) einen angereicherten Lösungsmittelbodenstrom, der durch Leitung 115 zur letzten Abflasheinheit 120 fließt, wo er in Säule 122 eingespeist wird.
Dort wird er in einen Kopfstrom aus methanreichem Gas in Leitung 123, welcher gegebenenfalls im Kompressor 124 komprimiert und in Leitung 124a eingespeist wird, und in einen Bodenstrom aufgetrennt, der durch Leitung 125, die Hauptlösungsmittelpumpe 126 und Leitung 127 fließt, bevor er in einen Hauptlösungsmittelstrom in Leitung 127a und einen Abzweigstrom in Leitung 129 aufgeteilt wird.
Der Hauptlösungsmittelstrom wird mittels des Lösungsmittelkühlers 128 gekühlt und über Leitung 107 zum Mittelteil der Extraktionssäule 102 geleitet. Der Abzweigstrom in Leitung 129 fließt durch den Kreuzstromwärmeaustauscher 137 und die Zuspeisungsleitung 131 zu einer Regeneriersäule 132 der Abzweigstromregneriereinheit 130. Die Säule 132 ist mit einem Wiedererhitzer 136 und einer Rückflußvorrichtung ausgerüstet. Der Kopfstrom aus der Säule 132 verläßt diese über Leitung 133, fließt durch den Kondensator 134 und Leitung 143 und wird im Sammler 144 gelagert. Die Gase verlassen diesen über Leitung 148, treffen auf die abgeflashten Gase in Leitung 124a und werden ein methanreiches Gasprodukt in Leitung 149. Ein Rückflußstrom in Leitung 145 wird mittels der Pumpe 146 durch die Leitung 147 zum Kopf der Säule 132 gefördert. Das regenerierte Lösungsmittel tritt als Bodenstrom von Säule 132 über Leitung 135 aus, wird durch den Kreuzstromwärmeaustauscher 137 und Leitung 138 geleitet, durch die Lösungsmittelpumpe 139 über Leitung 141 und den Lösungsmittelkühler 142 gepumpt, um dann über die Rohrleitung 109 in die Säule 102 zu gelangen.

Wasserstoffreinigung

Es gibt viele Wasserstoff enthaltende Abgase, die Methan und andere schwerere Kohlenwasserstoffe als Verdünnungsmittel enthalten. Der H&sub2;-Gehalt dieser Abgase variiert zwischen 5 Molprozent und 90 Molprozent. In Tabelle IV ist die Leistungsfähigkeit verschiedener physikalischer Lösungsmittel für das Wasserstoff-Methansystem bei 20,685 bar abs und -34,44ºC zusammengefaßt. Die Zusammensetzung des Zuspeisungsgases ist 65 Molprozent H&sub2; und 35 Molprozent C&sub1;. Die Bedingungen in bezug auf Druck, Temperatur und Zusammensetzung entsprechen einem der vielen kommerziellen Anwendungszwecke und sind nur zur Erläuterung der vorliegenden Erfindung ausgewählt worden. Die Erfindung ist jedoch nicht auf diese Bedingungen beschränkt. Wie in Tabelle IV angegeben, ist die Selektivität des aromatischen Lösungsmittels m-Xylol (106 MW) von 21,81 um ca. 13,5 höher als die des naphthenischen Lösungsmittels (110 MW) von 19,22. Die Löslichkeit von Methan im m-Xylol-Lösungsmittel ist um ca. 4% niedriger als seine Löslichkeit im naphthenischen Lösungsmittel. Ferner würde man im Hinblick auf frühere Lehren von Mehra erwarten, daß das naphthenische Lösungsmittel, das einen Vorzugsfaktor von 126,50 aufweist, weniger wirksam ist als das m-Xylol-Lösungsmittel, das einen Vorzugsfaktor von 137,37 hat.
Es wurde jedoch überraschenderweise festgestellt, wie in Tabelle IV angegeben, daß für die Gewinnung derselben Menge an Methan aus dem Einspeisungsgas ca. 135,82 m³/h an Zirkulation für das naphthenische Lösungsmittel notwendig sind, während 141,27 m³/h an m-Xylol-Lösungsmittel zirkuliert werden müssen, das bedeutet eine Herabsetzung um ca. 3,8%. Diese Wirkung kommt bei einem 110 MW paraffinischen Lösungsmittel noch mehr zur Geltung. TABELLE IV Leistung des physikalischen Lösungsmittels im Wasserstoff-, Methan-System Basis: 453,59 K-Mol/h-Zuspeisung, enthaltend 65% H&sub2; und 35% C&sub1; 25% Gewinnung von Methan in Lösungsmittel bei 20,685 bar abs und -34,44ºC STP: Standardbedingungen: 1,0133 bar abs 15,56ºC Art Lösungsmittel Alpha Vorzugsfaktor S/F-Verhältnis paraffinisch naphthenisch Benzol Toluol Äthylbenzol m-Xylol Mesitylen
In Fig. 5 ist die Ausstattungsanordnung gezeigt, die für die Reinigung von Wasserstoff bis zum 95 Molprozent-Bereich bei mäßiger Ausbeute im Bereich von 80+ % eingesetzt wird. In dieser Anordnung tritt das Wasserstoff enthaltende Abgas am Boden der Extraktionssäule ein. Das angereicherte Lösungsmittel wird in mehrfachen Abflashstufen, bestehend aus mindestens einer Stufe, abgeflasht. Der Kopfstrom aus der letzten Abflashstufe wird als Heizsystem ausgesondert und kann, falls erwünscht, komprimiert werden. Das abgeflashte Lösungsmittel wird gekühlt und im Kreislauf zur Extraktionssäule zurückgepumpt. Das Wasserstoffprodukt wird mittels der Verfahrenseinheit von Mehra mit minimalen Druckverlust geliefert.
Fig. 5 zeigt ein Verfahren zum Behandeln eines Wasserstoffabgases in Leitung 151, welches bei beliebigem Druck am Boden einer Extraktionssäule 152 der Extraktionseinheit 150 eingespeist wird. Am Kopf der Säule 152 wird über Leitung 157 abgestreiftes verarmtes Lösungsmittel eingespeist. Ein Kopfstrom fließt durch Leitung 153 und verläßt das Verfahren als Wasserstoffprodukt. Ein Bodenstrom des angereicherten Lösungsmittels fließt durch Leitung 155 zur Abflashsäule 162 der Mehrfach-Abflashstufen 160. Es wird darin aufgetrennt in einen Kopfstrom 163 und einen Bodenstrom in Leitung 165. Der Kopfstrom wird gegebenenfalls mittels des Kompressors 164 komprimiert und verläßt das Verfahren als Heizgasprodukt in Leitung 168. Der Bodenstrom in Leitung 165 wird mit der Lösungsmittelpumpe 166 über Leitung 167 und den Lösungsmittelkühler 156 in die Rohrleitung 157 und die Säule 152 gepumpt.
Fig. 6 zeigt eine Verfahrensanlagenanordnung ähnlich der Anordnung von Fig. 5, mit der Ausnahme, daß eine Zwischenstufenabflashstufe eingebaut ist, um die Wasserstoffausbeute auf 90+ % zu verbessern. Dies läßt sich dadurch erreichen, daß die Überschußmengen an Wasserstoff im angereicherten Lösungsmittel durch das Zwischenstufenabflashen abgetrennt werden und nach Verdichtung zum Boden der Extraktionssäule im Kreislauf rückgeführt werden. Das Wasserstoffprodukt verläßt die Verfahrenseinheit mit einem minimalen Anlagendruckverlust.
Das Wasserstoffabgas in Fig. 6, das unter jedem zur Verfügung stehenden Druck stehen kann, tritt am Boden der Extraktionssäule 172 einer Extraktionseinheit 170 über Rohrleitung 171 ein. Es trifft dort auf im Kreislauf rückgeführte Gase in Leitung 177. Beide Gase fließen dann im Gegenstrom zu einem Strom aus verarmtem Lösungsmittel, das am Kopf der Säule über Leitung 179 eintritt, nachdem es in einem Lösungsmittelkühler 178 gekühlt worden ist, wobei ein Kopfstrom in Leitung 173 als Wasserstoffprodukt und ein Bodenstrom 175 aus angereichertem Lösungsmittel gebildet wird, das in einer Abflashsäule 182 der Zwischenabflasheinheit 180 abgeflasht wird unter Bildung eines Gaskopfstroms 183, der durch den Recycling-Kompressor 184 und Leitung 177 zum Boden der Säule 172 im Kreislauf rückgeführt wird. Der Bodenstrom 185 des abgestreiften Lösungsmittels fließt zur Abflashsäule 192 der letzten Abflasheinheit 190, wobei ein Gaskopfstrom 193 gebildet wird, der gegebenenfalls in einem Kompressor 194 komprimiert wird zwecks Bildung eines methanreichen Gasproduktstroms 198. Der Bodenstrom 195 aus Säule 192 fließt über Leitung 195, die Lösungsmittelpumpe 196 und Leitung 197 in den Lösungsmittelkühler 178.
Um die Reinheit des Wasserstoffprodukts bei hohen Ausbeutewerten im Bereich von 95+ % auf 99+ % weiter zu verbessern, kann man die in Fig. 7 gezeigte Anlagenanordnung wirkungsvoll einsetzen. Bei dieser Verfahrensanordnung findet das Abzweigstromprinzip zusammen mit der Abflashanordnung von Fig. 6 Anwendung. Der Hauptlösungsmittelstrom trägt zur Entfernung der Masse von Methan und schwereren Komponenten bei und das verarmte Lösungsmittel, das aus dem Abzweiglösungsmittelstrom regeneriert worden ist, dient der Endreinigung bis zur gewünschten Reinheit im Bereich von 99 Molprozent H&sub2;.
Fig. 7 ist eine schematische Darstellung der Behandlung eines Wasserstoffabgasstroms in Leitung 201 bei beliebigem Druck innerhalb einer Extraktionssäule 202 einer Extraktionseinheit 200. Die Säule 202 hat eine primäre Extraktionszone und eine sekundäre Extraktionszone und erhält im Kreislauf rückgeführte Gase über Leitung 201 an ihrem Boden, einen Hauptlösungsmittelstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel über Leitung 207 an ihrem Mittelteil und einen Strom aus regeneriertem Lösungsmittel eines verarmten und trockenen Lösungsmittels in Rohrleitung 209 am Kopf der Säule. Ein Kopfstrom aus Wasserstoffprodukt verläßt die Säule über Leitung 203.
Ein Bodenstrom aus angereichertem Lösungsmittel tritt über Leitung 205 aus und wird in Säule 212 der Zwischenabflasheinheit 210 eingespeist. In Säule 212 wird er in einen Kopfstrom 213 aus abgeflashten Gasen, die über den Recycling-Kompressor 214 zum Boden der Säule 202 im Kreislauf rückgeführt werden, und in einen Bodenstrom aus teilweise abgestreiftem Lösungsmittel in Leitung 215 aufgetrennt.
Der Strom 215 wird in die Abflashsäule 222 der letzten Abflasheinheit 220 eingespeist. Dort wird er in einen Strom aus abgeflashten Gasen, der über Leitung 223, den Kompressor 224 und Leitung 224a fließt, aufgetrennt. Das abgestreifte Lösungsmittel fließt durch Leitung 225, die Lösungsmittelpumpe 226 und Leitung 227, bevor es in einen Hauptlösungsmittelstrom in Leitung 227a und einen Abzweigstrom in Leitung 229 aufgeteilt wird. Der Hauptlösungsmittelstrom wird im Lösungsmittelkühler 228 gekühlt und tritt am Mittelteil der Säule 202 über Leitung 207 ein.
Der Abzweigstrom fließt durch Leitung 229, den Kreuzstromwärmeaustauscher 237 und Leitung 231 in den Mittelteil der Abzweigstromregeneriersäule 232 der Abzweigstromregeneriereinheit 230. Die Säule 232 umfaßt einen Wiedererhitzer 236 und eine Rückflußvorrichtung. Ein Gaskopfstrom in Leitung 233 wird im Kondensator 234 kondensiert und fließt durch Leitung 243 zum Sammler 244, aus welchem Gase über Leitung 248 sich mit den abgeflashten Gasen in Leitung 224a zu einem Heizgasprodukt in Leitung 249 vereinigen. Der Rückfluß aus dem Sammler 244 fließt durch Leitung 245, die Pumpe 246 und Leitung 247 und kehrt zum Kopf der Säule 232 zurück. Der Bodenstrom aus dem verarmten und trockenen Lösungsmittel, der regeneriert worden ist, fließt durch Leitung 235, den Kreuzstromwärmeaustauscher 237, die Leitung 238, die Lösungsmittelpumpe 239, Leitung 241 und den Lösungsmittelkühler 242 in Leitung 209 und zum Kopf der Säule 202.

Olefinextraktion

Es gibt verschiedene Gasströme, die wünschenswerte Olefine, wie z. B. Äthylen und Propylen, neben Methan und Wasserstoff enthalten. Zum Zweck der Darstellung der Anwendungsformen physikalischer Lösungsmittel sind die Angaben über die Wirkungsweise des Methan-Äthylen-Systems bei 13,79 bar abs und - 12,22ºC aus einem sehr verarmten Strom, enthaltend 95 Molprozent C&sub1; und 5 Molprozent C&sub2;=, in Tabelle V zusammengestellt. Die dort angeführten Bedingungen in bezug auf Druck, Temperatur und Zusammensetzung gelten für eine der vielfältigen kommerziellen Anwendungsfarmen und sind zum Zweck der Erläuterung der vorliegenden Erfindung ausgewählt worden. TABELLE V Leistung des physikalischen Lösungsmittels im Methan-Athylen-System Basis: 453,59 K-Mol/h-Zuspeisung, enthaltend 95% C&sub1; und 5% C&sub2; = 25% Gewinnung von Äthylen in Lösungsmittel bei 13,79 bar abs und -12,22ºC STP: Standardbedingungen: 1,0133 bar abs 15,56ºC Art Lösungsmittel Alpha Vorzugsfaktor S/F-Verhältnis paraffinisch naphthenisch Benzol Toluol Äthylbenzol n-Xylol Mesitylen
Ein Vergleich der Selektivitätseigenschaften des Benzollösungsmittels mit denen von 75 MW paraffinischem Lösungsmittel zeigt, daß das paraffinische Lösungsmittel weniger attraktiv ist, da es eine Selektivität, definiert als KC&sub1;/KC&sub2; = alpha, von 4,89 hat gegenüber der Selektivität von 6,93 des Benzollösungsmittels. Ausgehend von einem Vergleich der Vorzugsfaktoren für Benzol und 75 MW paraffinisches Lösungsmittel würde man erwarten, daß das paraffinische Lösungsmittel weniger wirksam ist. Für die Gewinnung von 25% an dem darin enthaltenden Äthylen eines solchen verarmten Stroms bei niedrigem Druck von 13,79 bar abs bei einer Temperatur von - 12,22ºC braucht mag jedoch mit einem paraffinischen Lösungsmittel nur eine Zirkulation von 32,02 m³/h, während für das Benzollösungsmittel 38,16 m³/h notwendig sind, das bedeutet eine Herabsetzung um ca. 16%.
Eine extraktive Abstreifanordnung des Mehra-Verfahrens für die Olefinextraktion, die bei einem Druck von 34,475 bar abs stattfindet, ist in Fig. 8 dargestellt. Das angereicherte Lösungsmittel am Boden der Extraktions-Abstreifsäule kann auf eine stringente Methan-Richtlinie für das Äthylenprodukt eingestellt werden. Die extrahierten C&sub2;=+Kohlenwasserstoffe werden aus dem Lösungsmittel in der Fraktioniervorrichtung abgetrennt. Um die Lösungsmittelverluste auf ein Minimum zu reduzieren wird die Fraktioniervorrichtung unter Rückfluß betrieben. In dieser Anordnung verlassen das Methan und der Wasserstoff den Kopf der Extraktions-Abstreifsäule unter minimalem Gesamtdruckverlust.
Fig. 8 zeigt ein Verfahren zum Kontaktieren eines olefinhaltigen Gasstroms bei nicht mehr als 34,475 bar abs mit einem regenerierten Lösungsmittel zwecks Bildung eines Abgasstroms aus Wasserstoff und Methan und eines Äthylen-plus-Produktstroms. Der olefinhaltige Strom in Leitung 251 tritt in den Mittelteil der Extraktions-Abstreifsäule 252 der Einheit 250 ein, die mit einem Wiedererhitzer 254 ausgestattet ist, und fließt dort im Gegenstrom zu einem Strom aus verarmtem Lösungsmittel, der aus Leitung 257 kommt. Ein Kopfstrom in Rohrleitung 253 verläßt das Verfahren als Mischung aus Wasserstoff- und Methanabgas.
Ein angereichertes Lösungsmittel als Bodenstrom fließt durch Leitung 255, durch den Kreuzstromwärmeaustauscher 267 und durch Rohrleitung 261, um dann in den Mittelteil der Fraktioniersäule 262 der Fraktioniereinheit 260 einzutreten.
Die Säule 262 umfaßt einen Wiedererhitzer 266 und eine Rückflußvorrichtung. Gaskopfströme fließen durch Leitung 263, den Kondensator 264 und Leitung 271 und treten in den Sammler 274 ein, aus welchem ein Athylen-plus-Produkt über Leitung 278 abgezogen wird. Der Rückfluß fließt durch Leitung 275, die Rückflußpumpe 276 und Leitung 277 zum Kopf der Säule 262. Der Bodenstrom des verarmten und trockenen regenerierten Lösungsmittels fließt durch Leitung 265, den Kreuzstromwärmeaustauscher 267, die Aufheizvorrichtung 254, die Lösungsmittelpumpe 268, den Lösungsmittelkühler 269 und die Rohrleitung 257 zum Kopf der Säule 252.
Wenn zusätzlich das Methan vom Wasserstoff abgetrennt werden soll, dann kann die Anlagenanordnung von Fig. 9 eingesetzt werden. In dieser Anordnung wird ein einziges Lösungsmittelsystem zur Herstellung von Wasserstoff, Heizgas und C&sub2;=+Produkten eingesetzt. Daraufhin wird Methan aus dem Gas extrahiert und so ein Wasserstoffprodukt erhalten. Der Kopfstrom aus der Äthylenextraktionssäule kann vor der Methanextraktion komprimiert werden, wenn dies in wirtschaftlicher Hinsicht wünschenswert ist. Methan kann jedoch aus Wasserstoff bei jedem beliebigen Druck und mit jedem beliebigen Reinheitsgrad und in beliebiger Ausbeute extrahiert werden. Auch wenn das gezeigte Methanextraktionssystem sich geringfügig von den Fig. 5, 6 und 7 unterscheidet, so ist doch jede Kombination von Verfahrensmerkmalen, wie z. B. Kraftgewinnungsturbine (power recovery turbine) oder Zwischenabflashstufen und erneute Verdichtung, möglich.
Fig. 9 stellt ein Verfahren zum Erhalt eines Wasserstoffprodukts, eines Heizgasprodukts und eines Äthylen-plus-Produkts aus einem olefinhaltigen Gasstrom bei mindestens 34,475 bar abs mittels Extraktion mit einem physikalischen Lösungsmittel dar. Der olefinhaltige Gasstrom in Rohrleitung 281 tritt in den Mittelteil einer Säule 282 der Äthylenextraktionseinheit 280 ein. Die Säule 282 umfaßt einen Wiedererhitzer 286 und am Kopf der Säule wird über Leitung 287 ein Abzweigstrom aus regeneriertem Lösungsmittel eingespeist. Ein Gaskopfstrom fließt durch Leitung 283, den Kompressor 284, Leitung 288, Kühler 289 und Leitung 311 zum Boden einer Methan-Extraktionssäule 312 der Methanextraktionseinheit 310. Die Säule 312 umfaßt eine primäre Extraktionszone und eine sekundäre Extraktionszone. Am Mittelteil der Säule 312 wird über Leitung 317 ein Strom aus abgestreiftem Lösungsmittel eingespeist und am Kopf der Säule wird über Leitung 319 ein Strom aus regeneriertem Lösungsmittel eingespeist. Ein Gaskopfstrom verläßt die Säule über Rohrleitung 313 als Wasserstoffprodukt, und ein Bodenstrom aus angereichertem Lösungsmittel verläßt die Säule über Leitung 315 und tritt in die Abflashsäule 322 der mehrfachen Abflashstufen 320 ein.
Abgeflashte Gase werden durch Leitung 323, den Kompressor 324 und Leitung 324a als Heizgasprodukt geleitet. Das abgestreifte Lösungsmittel fließt durch Leitung 325, die Pumpe 326 und Leitung 327 bevor es in einen Hauptlösungsmittelstrom in Leitung 327a und einen Abzweigstrom in Leitung 329 aufgeteilt wird, der durch den Lösungsmittelkühler 318 und Leitung 317 zur Säule 312 fließt. Der Hauptlösungsmittelstrom der Leitung 327a wird im Lösungsmittelkühler 328 gekühlt und tritt über Leitung 287 am Kopf der Säule 282 ein.
Der angereicherte Lösungsmittelbodenstrom der Säule 282 fließt durch Leitung 285, den Kreuzstromwärmeaustauscher 296 und Leitung 291 zum Mittelteil der Säule 292 der Fraktioniereinheit 290. Die Säule 292 umfaßt einen Wiedererhitzer 206 und eine Rückflußvorrichtung. Gaskopfströme fließen durch Leitung 293, den Kondensator 294 und Leitung 303 zum Sammler 304, aus welchem über Leitung 308 Äthylen-plus-Gase als Produkt austreten. Ein Rückfluß findet über Leitung 305 die Rückflußpumpe 306 und Leitung 307 zum Kopf der Säule 292 statt. Ein Bodenstrom aus Säule 292 fließt durch Leitung 295, den Kreuzstromwärmeaustauscher 296, die Aufheizvorrichtung 286, die Lösungsmittelpumpe 298 und den Lösungsmittelkühler 299 über Leitung 319 zum Kopf der Säule 312.

Claims

1. Ein kontinuierliches Verfahren zum Abtrennen von Stickstoff aus einem an Stickstoff reicher Erdgasstrom mit einem Gehalt von mehr als 3 Molprozent Stickstoff, durch folgende Verfahrensschritte:

A. Kontaktieren des genannten Gasstroms im Gegenstrom mit einem verarmten physikalischen Lösungsmittel, ausgewählt aus der Gruppe bestehend aus:

1. Paraffinischen Lösungsmitteln mit Molekulargewichten im Bereich von 75 bis 140 und mit UOP-Charakterisierungsfaktoren k im Bereich von 12,0 bis 13,5, wobei die genannten Faktoren unabhängig sind vom Gehalt an Aromaten der genannten paraffinischen Lösungsmittel,

2. naphthenischen Lösungsmitteln mit Molekulargewichten im Bereich von 75 bis 130 und mit UOP-Charakterisierungsfaktoren k im Bereich von 10,5 bis 12,0, wobei die genannten Faktoren unabhängig sind vom Gehalt an Aromaten der genannten naphthenischen Lösungsmittel, wobei die genannten UOP-Charakterisierungsfaktoren k für alle genannten Lösungsmittel als die kubische Wurzel der absoluten durchschnittlichen Siedetemperatur TB derselben, gemessen in Grad R (ºF + 460º), geteilt durch deren spezifisches Gewicht bei 15,55ºC definiert sind und daher durch die Gleichung

ausgedrückt werden, zwecks Herstellung eines Kopfstroms, der reich an Stickstoff ist, und eines reichen Lösungsmittelbodenstroms, der reich ist an Methan; und

B. Abflashen des genannten reichen Lösungsmittelbodenstroms zwecks Erhalt des genannten verarmten physikalischen Lösungsmittels als flüssige Fraktion und Rückführen im Kreislauf des gewonnenen Lösungsmittelstroms zum Kontaktieren in Stufe A.

2. Das Verfahren nach Anspruch 1, in welchem:

A. das genannte Abflashen in mindestens zwei Stufen durchgeführt wird; und

B. die aus der ersten Stufe der genannten mindestens zwei Stufen abgeflashten Gase komprimiert und zum Kontaktieren der genannte Stufe A im Kreislauf rückgeführt werden.

3. Das Verfahren von Anspruch 2, in welchem in der letzten Stufe der genannten mindestens zwei Stufen ein Kopfproduktstrom und ein Bodenstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel hergestellt werden, wobei der letztere zu dem genannten Kontaktieren in der genannten Stufe A im Kreislauf rückgeführt wird.

4. Das Verfahren von Anspruch 1, in welchem der genannte Strom aus erhaltenem verarmtem physikalischem Lösungsmittel aus Stufe B in Anspruch 1 aufgeteilt wird in:

(1) einen Hauptlösungsmittelstrom, der zu dem genannten Kontaktieren in Stufe A zugespeist wird; und

(2) einen Nebenstrom, welcher in eine Regenerationssäule eingespeist wird.

5. Das Verfahren nach Anspruch 3, in welchem der genannte abgestreifte Lösungsmittelstrom aufgeteilt wird in:

(1) einen Hauptlösungsmittelstrom, welcher zu dem genannten Kontaktieren in Stufe A zugespeist wird; und

(2) einen Nebenstrom, welcher in eine Regenerationssäule eingespeist wird.

6. Das Verfahren von Anspruch 4 oder 5, in welchem die genannte Regenerationssäule einen Kopfstrom produziert, welcher teilweise kondensiert wird zwecks Herstellung eines Gasproduktstroms und eines Rückflußstroms, welcher zum oberen Ende der genannten Regenerationssäule zurückgeführt wird.

7. Das Verfahren von Anspruch 6, in welchem die genannte Regenerationssäule einen Bodenstrom aus verarmtem regeneriertem Lösungsmittel herstellt, welches zum Kontaktieren im Gegenstrom in Stufe A zugespeist wird.

8. Ein kontinuierliches Verfahren zum Abtrennen von Wasserstoff aus einem Abgasstrom, der Wasserstoff und C&sub1;+ Kohlenwasserstoffe enthält, durch folgende Verfahrensschritte:

A. Kontaktieren des genannten Abgasstroms im Gegenstrom mit einem verarmten physikalischen Lösungsmittel, ausgewählt aus der Gruppe bestehend aus:

2. naphthenischen Lösungsmitteln mit Molekulargewichten im Bereich von 75 bis 130 und mit UOP-Charakterisieungsfaktoren k im Bereich von 10,5 bis 12,0, wobei die genannten Faktoren unabhängig sind vom Gehalt an Aromaten der genannten naphthenischen Lösungsmittel, wobei die genannten UOP-Charakterisierungsfaktoren k

für alle genannten Lösungsmittel als die kubische Wurzel der absoluten durchschnittlichen Siedetemperatur TB derselben, gemessen in Grad R (ºF + 460º), geteilt durch deren spezifisches Gewicht bei 15,55ºC definiert sind und daher durch die Gleichung

ausgedrückt werden, zwecks Herstellung eines Kopfstroms, der reich an Wasserstoff ist, und eines reichen Lösungsmittelbodenstroms, der reich ist an den Kohlenwasserstoffen des Abgasstroms; und

9. Das Verfahren von Anspruch 8, in welchem

A. das genannte Abflashen in mindestens 2 Stufen durchgeführt wird; und

B. die aus der ersten Stufe der genannten mindestens 2 Stufen abgeflashten Gase komprimiert und zum genannten Kontaktieren in Stufe A im Kreislauf rückgeführt werden.

10. Das Verfahren von Anspruch 9, in welchem die letzte Stufe der Abflashstufen einen Gasproduktstrom und einem Bodenstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel herstellt, welches zum genannten Kontaktieren in der genannten Stufe A im Kreislauf rückgeführt wird.

11. Das Verfahren von Anspruch 8, in welchem der genannte gewonnene verarmte physikalische Lösungsmittelstrom von Stufe B in Anspruch 8 aufgeteilt wird in:

(2) einen Nebenstrom, welcher in eine Regenerationssäule eingespeist wird.

12. Das Verfahren nach Anspruch 10, in welchem der genannte Bodenstrom aus abgestreiftem Lösungsmittel aufgeteilt wird in:

(1) einen Hauptlösungsmittelstrom, welcher zum genannten Kontaktieren von Stufe A zugespeist wird; und

(2) einen Nebenstrom, welcher in eine Regenerationssäule eingespeist wird.

13. Das Verfahren nach Anspruch 11 oder 12, in welchem die genannte Regenerationssäule einen Kopfstrom herstellt, welcher teilweise kondensiert wird zwecks Herstellung eines Kopf-Gasproduktstroms und eines Rückflußstroms, welcher zum oberen Teil der genannten Regenerationssäule zurückgeführt wird.

14. Das Verfahren nach Anspruch 13, in welchem die genannte Regenerationssäule einen Bodenstrom aus verarmtem regeneriertem Lösungsmittel herstellt, welches zum Kontaktieren im Gegenstrom in Stufe A zugespeist wird.

15. Das Verfahren nach Anspruch 8, in welchem das genannte Abflashen einen Kopfstrom produziert, welcher reich ist an anderen Komponenten.

16. Das Verfahren von Anspruch 8, in welchem

(1) das zum Kontaktieren im Gegenstrom in Stufe A zugespeiste Gas mindestens Wasserstoff und Methan enthält und einen Kopfstrom aus Wasserstoffprodukt herstellt;

(2) der genannte abgeflashte Lösungsmittelstrom zusätzlich einen Wasserstoff enthaltenden Abgasstrom im Gegenstrom kontaktiert, welcher mindestens Wasserstoff, Methan, Äthylen und Äthan enthält, zwecks Herstellung der genannten Gaszuspeisung von Stufe (1) als Kopfstrom und eines an Äthylen reichen Lösungsmittelbodenstroms; und

(3) durch das Regenerieren des genannten an Äthylen reichen Lösungsmittelstroms ein Äthylen und C&sub2;+-Komponenten enthaltendes Produkt als Kopfprodukt und ein verarmter regenerierter Lösungsmittelstrom zum Rückführen im Kreislauf zum Kontaktieren im Gegenstrom in Stufe A in Stufe 1 dieses Anspruchs hergestellt wird.

17. Das Verfahren von Anspruch 15, in welchem das genannte Kontaktieren einen Gasproduktstrom aus Wasserstoff und Stickstoff und einen an C&sub1;+-Komponenten reichen Lösungsmittelbodenstrom herstellt.

18. Das Verfahren nach Anspruch 17, in welchem der genannte Lösungsmittelbodenstrom abgeflasht wird, um ein Brennstoffgasprodukt und einen Bodenstrom aus abstreiftem Lösungsmittel herzustellen.

19. Das Verfahren von Anspruch 18, in welchem der genannte abgestreifte Lösungsmittelstrom in einen Hauptlösungsmittelstrom, welcher zu dem genannten Kontaktieren der genannten Stufe A zugespeist wird, und in einem Nebenstrom, welcher zu einer zweiten Kontaktierstufe oder zu einer Regenerationsstufe zugespeist wird, aufgeteilt wird.