NO169092B - Fremgangsmaate for separasjon og utvinning av c3+-flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstroem - Google Patents
Fremgangsmaate for separasjon og utvinning av c3+-flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstroem Download PDFInfo
- Publication number
- NO169092B NO169092B NO871104A NO871104A NO169092B NO 169092 B NO169092 B NO 169092B NO 871104 A NO871104 A NO 871104A NO 871104 A NO871104 A NO 871104A NO 169092 B NO169092 B NO 169092B
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- hydrocarbons
- product stream
- cooling
- low
- absorption
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 76
- 238000011084 recovery Methods 0.000 title claims description 60
- 239000007788 liquid Substances 0.000 title claims description 35
- 238000000926 separation method Methods 0.000 title claims description 12
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 85
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims description 69
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims description 68
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 claims description 31
- 238000000605 extraction Methods 0.000 claims description 18
- 238000001035 drying Methods 0.000 claims description 10
- 239000012535 impurity Substances 0.000 claims description 9
- 239000003507 refrigerant Substances 0.000 claims description 5
- 239000002699 waste material Substances 0.000 claims description 3
- VHUUQVKOLVNVRT-UHFFFAOYSA-N Ammonium hydroxide Chemical compound [NH4+].[OH-] VHUUQVKOLVNVRT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- 235000011114 ammonium hydroxide Nutrition 0.000 claims description 2
- CBHOOMGKXCMKIR-UHFFFAOYSA-N azane;methanol Chemical compound N.OC CBHOOMGKXCMKIR-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims description 2
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims description 2
- CULVVBZERZTLKL-UHFFFAOYSA-N hexane;propane Chemical compound CCC.CCCCCC CULVVBZERZTLKL-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- IPLONMMJNGTUAI-UHFFFAOYSA-M lithium;bromide;hydrate Chemical compound [Li+].O.[Br-] IPLONMMJNGTUAI-UHFFFAOYSA-M 0.000 claims 1
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 44
- 238000006356 dehydrogenation reaction Methods 0.000 description 23
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 18
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 18
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 14
- 239000000356 contaminant Substances 0.000 description 10
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 10
- 239000000446 fuel Substances 0.000 description 10
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 description 9
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- 239000003915 liquefied petroleum gas Substances 0.000 description 8
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 7
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 7
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 7
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 7
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 7
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N Isobutene Chemical compound CC(C)=C VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 6
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 6
- 239000000498 cooling water Substances 0.000 description 6
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 description 5
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 5
- 238000005057 refrigeration Methods 0.000 description 5
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N Ammonia Chemical compound N QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N Propene Chemical compound CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 description 4
- 239000000463 material Substances 0.000 description 4
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 4
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 4
- 239000002918 waste heat Substances 0.000 description 4
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 description 3
- 229910002091 carbon monoxide Inorganic materials 0.000 description 3
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 3
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 description 3
- 239000002927 high level radioactive waste Substances 0.000 description 3
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 3
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 3
- 239000008400 supply water Substances 0.000 description 3
- -1 C 6 hydrocarbons Chemical class 0.000 description 2
- FAPWRFPIFSIZLT-UHFFFAOYSA-M Sodium chloride Chemical compound [Na+].[Cl-] FAPWRFPIFSIZLT-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 2
- 229910021529 ammonia Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000004523 catalytic cracking Methods 0.000 description 2
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 2
- QWTDNUCVQCZILF-UHFFFAOYSA-N isopentane Chemical compound CCC(C)C QWTDNUCVQCZILF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- AMXOYNBUYSYVKV-UHFFFAOYSA-M lithium bromide Chemical compound [Li+].[Br-] AMXOYNBUYSYVKV-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 2
- 239000002925 low-level radioactive waste Substances 0.000 description 2
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 2
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 2
- 230000008016 vaporization Effects 0.000 description 2
- 239000002253 acid Substances 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 1
- 238000000354 decomposition reaction Methods 0.000 description 1
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 description 1
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- AFABGHUZZDYHJO-UHFFFAOYSA-N dimethyl butane Natural products CCCC(C)C AFABGHUZZDYHJO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 1
- 239000003344 environmental pollutant Substances 0.000 description 1
- 239000012530 fluid Substances 0.000 description 1
- 238000004508 fractional distillation Methods 0.000 description 1
- 230000008014 freezing Effects 0.000 description 1
- 238000007710 freezing Methods 0.000 description 1
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 1
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 1
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 1
- 238000005504 petroleum refining Methods 0.000 description 1
- 231100000719 pollutant Toxicity 0.000 description 1
- 238000005086 pumping Methods 0.000 description 1
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N sec-butylidene Natural products CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000001665 trituration Methods 0.000 description 1
- 238000009834 vaporization Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
- F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/80—Processes or apparatus using separation by rectification using integrated mass and heat exchange, i.e. non-adiabatic rectification in a reflux exchanger or dephlegmator
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
- F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
- F25J2210/04—Mixing or blending of fluids with the feed stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
- F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-gas
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
- F25J2230/30—Compression of the feed stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
- F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2260/00—Coupling of processes or apparatus to other units; Integrated schemes
- F25J2260/02—Integration in an installation for exchanging heat, e.g. for waste heat recovery
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
- F25J2270/906—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration by heat driven absorption chillers
Landscapes
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Physics & Mathematics (AREA)
- Mechanical Engineering (AREA)
- Thermal Sciences (AREA)
- General Engineering & Computer Science (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
Description
Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte for separasjon og utvinning av C3, C4 og/eller C5 flytende hydrokarboner (dvs. C3") fra gass-blandinger inneholdende høye konsentrasjoner av lettere hydrokarboner som f.eks. produseres ved dehydrogenering av flytendegjort petroleumsgass, f.eks. propan, normal butan, isobutan, isopentan eller blandinger derav ved katalytisk krakking av tungoljer.
Flere fremgangsmåter har vært benyttet kommersielt og har vært foreslått for å separere og utvinne C§ hydrokarboner fra avgass-blandinger fra dehydrogenering og katalytisk krakking.
I en artikkel av S. Gussow, et al., "Dehydrogenation Links LPG to More Octanes", Oil and gas Journal, desember 1980, side 96 t.o.m. 101, beskrives en absorpsjons-spaltningsprosess. I denne prosessen absorberes C3 t.o.m. C5 hydrokarboner i en olje sammen med mindre mengder lettere komponenter. Cjjj hydrokarbonene og oppløste lette forurensninger avspaltes deretter fra oljen i en fordampningsspaltnings-kolonne og kondenseres i en øvre kondensator. Denne prosessen er kjennetegnet ved store energibehov, spesielt tilført som fordampningsvarme. I tillegg er store, dyre kolonner og tilknyttede varmevekslere og en stor oppvarmet varmeenhet påkrevet på grunn av den høye sirkuleringshastigheten for olje som er nødvendig for høyt produktutbytte, typisk i området 98 til 99.85É.
En tilsvarende absorpsjons-spaltningsprosess anvendes i stor grad for utvinning av C3-C4 hydrokarboner fra avgass fra en katalytisk spaltningsenhet. Denne prosessen er beskrevet av J.E. Gary og G. E. Eandwork i "Petroleum Refining", 2. utgave, 1984, side 208 t.o.m. 210.
I U.S. patent nr. 4,381,418 er en annen separasjonsprosess beskrevet. I denne prosessen komprimeres en avgass-blanding fra en dehydrogeneringsprosess og avkjøles til en tilstrekkelig lav temperatur til å kondensere de ønskede tunge hydrokarbonkomponentene sammen med noen lette forurensninger. Nedkjøling for prosessen tilveiebringes hovedsakelig ved avkjøling av det flytende hydrokarbonråstoffet og etter-følgende blanding med resirkulert hydrogen, etterfulgt av fornyet fordampning av hydrogen/hydrokarbonblandingen. Den høye hydrogenkonsentrasjonen av blandingen reduserer partial-trykket av de fordampende hydrokarbonene tilstrekkelig til å tilveiebringe nedkjøling til de påkrevde temperaturnivåene for høyt produktutbytte, f.eks. -23°C til -46°C for C4-utvinning. Denne prosessen krever at hydrokarbonråstoffet er tørket for å unngå frysing ved de lave fordampningstempera-turene. Det kreves også høye resirkuleringshastigheter for hydrogen i dehydrogeneringsprosessen for å oppnå de lave partialtrykkene av hydrokarbon som er påkrevet for råstoff-fordampning ved egnede lave temperaturnivåer.
I U.S. patent nr. 4,519,825 beskrives en tredje utvinnings-prosess. I denne prosessen komprimeres produktgass-blandingen, avkjøles og rektifiseres delvis i en "defleg-mator" for å separere de ønskede tyngere hydrokarbonene fra bulken av de lette forurensningene. De lette gassene ekspanderes for å tilveiebringe nedkjøling for prosessen. Med typiske C^dehydrogeneringsavgasser krever denne prosessen ingen hjelpenedkjøling til lavt nivå, dvs. under-6,7°C, men krever at avgassen komprimeres til et relativt høyt trykk, f.eks. i området fra 2.413 til 3.792 kPa, for å tilveiebringe tilstrekkelig ekspansjonsnedkjøling for høyt produktutbytte av flytende forbindelser, f.eks. 98 til 99,8+ prosent. En stor fraksjon av C| hydrokarbonene, f.eks. mer enn halvparten, kondenseres typisk via kjølevann eller luft-avkjøling i kompressor etter kjøleren. En liten del av høy-nivånedkjølingen, dvs. 1,7-18°C er nødvendig dersom avgassen forkjøles videre før tørking. Med en typisk mager raffi-neringsgass krever denne prosessen at gassen komprimeres til 1.551 kPa for å tilveiebringe tilstrekkelig ekspansjons-nedkjøling for høye Cj væskeutbytter, f.eks. 98,5$.
I alle de ovenfor nevnte tidligere kjente prosessene er nedstrømsfraksjonering av de utvunnede C3 til C5 hydrokarbonene vanligvis nødvendig for å oppnå de ønskede renhets-nivåene for produktet, eller for å separere uomsatte hydro-karbonråstof f er for resirkulering eller annen anvendelse.
Flere fremgangsmåter har vært beskrevet som anvender en nedkjølingsyklus med absorpsjonsvarmepumpe for å tilveiebringe nedkjøling for separasjon og flytendegjøringspro-sesser.
I U.S. patent nr. 4,350,571 er beskrevet en prosess og en anordning for reduksjon av energimengden som må tilføres til termisk aktiverte separsjonsprosesser, såsom fraksjonert destillasjon, destillasjon, dehydrering eller syregass-triturering. Reduksjonen oppnås ved å inkorporere en absorpsjonsvarmepumpe i prosessen, slik at absorpsjonsvarmepumpen mottar varme som avvises fra, dvs. som tilveiebringer avkjøling for, prosessen og tilfører høytemperaturvarme tilbake til prosessen. Absorpsjonsvarmepumpen forårsaker den nødvendige temperaturøkningen ved kinetisk kraft fra en ytre varmekilde tilført dertil, i motsetning til den mekaniske kraftkilden som kreves ved konvensjonelle varmepunper.
I U.S. patent nr. 3,817,046 beskrives en kombinasjons-avkjølingsprosess som er spesielt nyttig for flytendegjøring av naturgass. Prosessen anvender en flerkomponent av-kjølingssyklus koblet til en absorpsjonsnedkjølingssyklus, og anvender spillvarmeenergi fra en motor for kompressorer i flerkomponentsyklusen for å bevirke oppvarming i absorpsjons-nedkjølingssyklusen.
Foreliggende oppfinnelse tilveiebringer en fremgangsmåte for separasjon og utvinning av C§ flytende hydrokarboner fra prosess-produktstrøm som inneholder høye konsentrasjoner av lettere komponenter innbefattende følgende trinn: (a) kompresjon av nevnte prosess-produktstrøm til et
trykk på 517 kPa;
(b) avkjøling av den komprimerte produktstrømmen, slik at en første del av C3" hydrokarbonene i produktstrømmen
kondenseres;
(c) utseparering av den første delen av kondenserte C3"
hydrokarboner fra produktstrømmen.
Fremgangsmåten er kjennetegnet ved at den videre innbefatter (d) ytterligere avkjøling av den gjenværende produkt-strømmen ved varmeveksling med et sirkulerende kjølemiddel dannet ved en absorpsjonsnedkjølings-syklus, hvor absorpsjonsnedkjølingssyklusen anvender lavnivåvarme utvunnet direkte fra prosessen som genererer prosess-produktstrømmen, slik at en andre og stor del av Cjjj hydrokarbonene i produktstrømmen
kondenseres;
(e) utseparering av den andre delen av kondenserte C3"
hydrokarboner fra produktstrømmen; (f) tørking av den gjenværende produktstrømmen i en tørkeanordning for å fjerne eventuelle forurensninger som ville fryse ut i lavtemperaturutvinningsenheten;
og
(g) tilførsel av den tørkede gjenværende produktstrømmen til en lavtemperaturutvinningsenhet, slik at den tørkede gjenværende produktstrømmen avkjøles, kondensasjon av i det minste en del av eventuelle gjenværende Cjjj hydrokarboner, utseparering og fjernelse av nevnte porsjon av C3" hydrokarboner, og fjernelse av en avfallsstrøm bestående hovedsakelig av lettere komponenter. Figur 1 er en skjematisk skisse av en dehydrogeneringsprosess-enhet med en høytrykksvæskeutvinningsdel ved anvendelse av en mekanisk nedkjølingssyklus for høye ned-kjøl ingsbehov . Figur 2 er en skjematisk skisse av en dehydrogeneringsprosess-enhet med et lavtrykksvæskeutvinningssystem hvor det anvendes to mekaniske nedkjølingssykler for tilveiebringelse av lavnivå— og høynivå-avkjøling til utvinningsprosessen. Figur 3 er en skjematisk skisse av en dehydrogeneringsprosess-enhet med et lavtrykksvæskeutvinningssystem som anvender en mekanisk nedkjølingssyklus for tilveiebringelse av lavnivånedkjøling, imidlertid anvender prosesen en absorpsj onsnedkj øl ingssyklus for tilveiebringelse av høynivå-avkjøling til utvinningsprosessen.
Før foreliggende oppfinnelse omtales er det nødvendig å vurdere to standard væskeutvinningsseksjoner anvendt innen teknikken for høy utvinning av væsker fra dehydrogenerings-produktgass. Disse to væskeutvinningsseksjonene anvender begge mekaniske innretninger, i tillegg til ekspansjon av en spillstrøm, for å generere nedkjølingen som er nødvendig for væskeutvinning, og adskiller seg bare i driftstrykk for utvinningsseksj onen.
I figur 1 er vist reaktoren og regenereringsdelen, kompresjons-, væskeutvinnings- og varmegjenvinningsseksjonene av en typisk dehydrogeneringsprosess med en høytrykksvæske-utvinningsseksjon. I prosessen tilføres LPG råstoff, via rør 10, og regenereringsluf t, via rør 11, til dehydrogeneringsreaktoren og regenereringsseksjonen 12. En hvilken som helst dehydrogeneringsreaktor og rehydrogeneringssystem kan anvendes ved foreliggende oppfinnelse. Reaktorprodukt, rør 14, og resirkuleringsgass fra fraksjoneringssystemet (ikke vist i tegningen), rør 15, komprimeres i kompressor 16 til et trykk på 2.413 til 3.792 kPa. Effluent fra kompressor 16 føres tilvarmeveksler 20, via rør 18, hvor den avkjøles til 27° C til 49° C, derved kondenseres en stor del av C3" hydrokarbonene i strømmen. Avkjølingsvirkningen for varmeveksler 20 tilveiebringes typisk ved avkjøling av vann som trer inn i varmeveksleren via rør 22 og fjernes via rør 24. Denne avkjølte, komprimerte strømmen tilføres, via rør 26, til separator 28 hvor eventuelle kondenserte hydrokarboner i den komprimerte strømmen fjernes via rør 30. Toppfraksjonen fra separator 28, i rør 32, avkjøles ytterligere til 4,4°C til 21°C i varmeveksler 34 ved hjelp av strømmende varmevekslermedium, f.eks. avkjølt vann eller saltvannsoppløsning, produsert i mekanisk nedkjølingsenhet 40. Varmevekslingsmediet sirkuleres til varmeveksleren via rør 36 og returneres til den mekaniske nedkjølingsenheten 40 via rør 38. Som et resultat av denne avkjølingen kondenseres en liten fraksjon av C§ hydrokarbonene i toppfraksjonsstrøm 32, hvilket resulterer i et relativt lavt nedkjølingsbehov for enheten 40. Denne avkjølte toppfraksjonsstrømmen tilføres, via rør 42, til separator 44, og de kondenserte hydrokarbonene fjernes via rør 46. Toppfraksjonen fra separator 44 tilføres, via rør 48, til tørkeenhet 50 for fjernelse av forurensninger som ville fryse ut ved driftsbetingelsene for lavtemperaturutvinningsenheten og føres fra tørkeinnretningen 50, via rør 52, til lavtemperaturutvinningsenheten 54 som separerer det meste av de gjenværende Cjjj hydrokarbonene fra de lettere forurensningene (dvs. spi11strømmen). Lavtemperaturutvinningsenhet 54 kan være en "deflegmator"-type, som f.eks. beskrevet i U.S. patent nr. 4,519,825, eller en hvilken som helst annen egnet type. Cj!j hydrokarbonene fjernes via rør 56, og de lettere forurensningene fjernes via rør 58.
Forurensningsstrømmen av lett gass 58 fra lavtemperaturutvinningsenheten 54 ved et trykk på 345 til 862 kPa sendes typisk til brenselssystemet for anlegget, en ekspansjonsinn-retning (ikke vist) anvendes typisk for å utvinne eventuell tilgjengelig nedkjøling fra trykkreduksjonen av den lette gasstrømmen fra råstofftrykket til brenselstrykk.
De utvunnede hydrokarbonvæskestrømmene 30, 46 og 56 føres til produktfraksjoneringsdelen, som ikke er vist, for fjernelse av gjenværende lette forurensninger såsom hydrogen, nitrogen, karbonmonoksyd, karbondioksyd og lette hydrokarboner for separasjon og rensing av Cjjj hydrokarbonene. I f raks j on-er ingssystemet separeres C3" hydrokarbonene for å utvinne de ønskede produktene, f.eks. isobuten. Det uomsatte råstoffet, f.eks. isobutan, og andre tyngere hydrokarboner resirkuleres typisk tilbake til reaktordelen.
I varmeutvinningsseksjonen av prosessen blandes regener-eringseffluentgass, via rør 81, med ytterligere forbrenningsluft, via rør 80, med brennstoff, via rør 84, og antennes i varmeenheten 82, hvilket resulterer i en avgasstrøm 86 ved en temperatur på ca. 732°C. Avgassen, strøm 86, avkjøles til 204° C ved hjelp av konvensjonelle høynivå-spillvarmegjen-vinningstrinn; dvs. spillvarmefordamper 88 for å generere høytrykksdamp for anvendelse i prosessen, høytemperaturdampen trer inn i prosessen via rør 90 og returnerer til fordamp-ningsenheten via rør 91, og foroppvarmer for tilførselsvann til fordamper 94. Tilførselsvann for fordamper, via rør 96, oppvarmes i foroppvarmeren 94 med avgassen i rør 92; oppvarmet tilførselsvann for fordamper fra foroppvarmer 94 sendes, via rør 98, til reaktor- og regenereringsseksjonen 12, og ytterligere høytrykksdamp produseres der. Det meste av høytrykksdampen, rør 95, anvendes normalt til å drive reaktorprodukt- og luftkompressorer. Avgassen fra varme-utvinningsenhet 94 utluftes til atmosfæren, via rør 100.
I figur 2 er vist reaktoren og regenererings-, kompresjons-, væskeutvinnings- og varmegjenvinningsdelene av en typisk dehydrogeneringsprosess med en lavtrykksvæskeutvinningsdel. I prosessen tilføres LPG råstoff, via rør 10, og regenereringsluft, via rør 11, til dehydrogeneringsreaktoren og regenereringsdelen 12. En hvilken som helst dehydrogeneringsreaktor og regenereringssystem kan anvendes ved foreliggende oppfinnelse. Reaktorprodukt, rør 14, og resirkuleringsgass fra fraksjoneringssystemet (ikke vist i tegningen), rør 15, komprimeres i kompressor 16 til et trykk på 517 til 1.724 kPa. Effluent fra kompressor 16 føres til varmeveksler 20, via rør 18, hvor den avkjøles til 27°C til 49°C, slik at en del av Cjjj hydrokarbonene i strømmen kondenseres. Avkjølingsvirkningen for varmeveksler 20 tilveiebringes typisk ved kjølevann som trer inn i varmeveksleren, via rør 22, og fjernes via rør 24. Denne avkjølte, komprimerte strømmen tilføres, via rør 26, til separator 28 hvor eventuelle kondenserte hydrokarboner i den komprimerte strømmen fjernes via rør 30. Toppf raks j onen, rør 32, fra separatoren 28 avkjøles videre til 1,7°C til 18,3°C i varmeveksler 34 ved hjelp av et flytende varmevekslingsmedium, f.eks. freon, propan, avkjølt vann eller saltvanns-oppløsning, produsert i mekanisk nedkjølingsenhet 40. Varmevekslingsmediet sirkuleres til varmeveksleren, via rør 36, og returneres til mekanisk nedkjølingsenhet 40, via rør 38. Som et resultat av denne avkjølingen kondenseres en stor fraksjon av C3" hydrokarbonene i toppfraksjonsstrømmen 32, hvilket resulterer i et relativt høyt nedkjølingsbehov for enheten. Denne avkjølte toppfraksjonsstrømmen tilføres, via rør 42, til separator 44 og de kondenserte hydrokarbonene fjernes via rør 46. Toppf raks j onen fra separator 44 til-føres, via rør 48, til tørkeenhet 50 for fjernelse av forurensninger som ville fryse ut ved driftsbetingelsene for lavtemperaturutvinningsenheten, og tilføres fra tørkeenhet 50, via rør 52, til lavtemperaturutvinningsenhet 54 som separerer det meste av de gjenværende C§ hydrokarbonene fra de lettere forurensningene. Lavtrykksutvinningsenhet 54 kan være en "deflegmator"-type som f.eks. beskrevet i U.S. patent nr. 4,519,825 eller en hvilken som helst annen egnet type. Cj!j hydrokarbonene fjernes, via rør 56, og de lettere forurensningene fjernes via rør 58.
Forurensningsstrømmen 58 av lett gass fra lavtemperaturutvinningsenheten 54, ved et trykk på 345 til 862 kPa sendes typisk til brenselssystemet for anlegget. En ekspansjonsinn-retning (ikke vist) anvendes typisk for å gjenvinne eventuell tilgjengelig nedkjøling fra trykkreduksjonen for den lette gasstrømmen fra råstofftrykket til brennstofftrykket. En lavnivånedkjølingsenhet som gir nedkjøling under -6,7°C er påkrevet for å øke nedkjølingen som produseres ved ekspansjon i lavtemperaturutvinningsenheten for å oppnå høyt utbytte av produktvæsker. Denne enheten er typisk en konvensjonell mekanisk nedkjølingsenhet, såsom nedkjølingsenhet 60, med anvendelse av dampkompresjon av et egnet kjølemiddel som propan, propen, ammoniakk eller freon. Kjølemiddelet flyter fra nedkjølingsenhet 60, via rør 62, til lavtemperaturutvinningsenhet 54 og returnerer til nedkjølingsenhet 60, via rør 64.
De utvunnede hydrokarbonvaeskestrømmene 30, 46 og 56 sendes til produktf raks j oner ingsdelen, som ikke er vist, for fjernelse av gjenværende lette forurensninger såsom hydrogen, nitrogen, karbonmonoksyd, karbondioksyd og lette hydrokarboner og for separasjon og rensing av C§ hydrokarbonene. I fraksjoneringssystemet separeres C3" hydrokarbonene for å utvinne de ønskede produktene, f.eks. isobuten. Det uomsatte råstoffet, f.eks. isobutan, og andre tunge hydrokarboner resirkuleres typisk tilbake til reaktordelen.
I varmegjenvinningsdelen av prosessen blandes regenererings-effluentgass, via rør 81, med ytterligere forbrenningsluft, via rør 80, og med brennstoff, via rør 84, og antennes i varmeenhet 82, hvilket resulterer i en avgasstrøm 86 ved en temperatur på ca. 732°C. Avgassen, strøm 86, avkjøles til nær 204°C ved hjelp av konvensjonelle høynivå-spillvarme-utvinningstrinn; dvs. spillvarmefordamper 88 som genererer høytrykksdamp for anvendelse i prosessen, høytrykksdampen trer inn i prosessen via rør 90 og returneres til fordamperen via rør 91, og forvarmer 94 for fordampertilførselsvann. Tilførselsvann til fordamper, via rør 96, oppvarmes i foroppvarmere 94 med avgassen i rør 92; oppvarmet tilførsels-vann for fordamper fra foroppvarmeren 94 sendes, via rør 98, til reaktor— og regenereringsdel 12, og ytterligere høytryk-ksdamp dannes der. Det meste av høytrykksdampen, rør 95, anvendes normalt til å drive reaktorprodukt- og luftkompressorer. Avgassen fra varmegjenvinningsenheten 94 utluftes til atmosfæren, via rør 100.
Væskeutvinningsdelen av foreliggende oppfinnelse ligner på lavtrykksgjenvinningsdelen omtalt ovenfor, imidlertid drar foreliggende oppfinnelse fordel av energien som er tilgjengelig i avgasstrømmen 100, og benytter denne i en absorpsjonsnedkjølingsenhet. Denne absorpsjonsnedkjølings-enheten erstatter mekanisk nedkjølingsenhet 40 og tilveiebringer nedkjølingen som er påkrevet i varmeveksler 34. En mer detaljert beskrivelse følger nedenfor.
I figur 3 er vist reaktoren og regenererings-, kompresjons-, væskeutvinnings- og varmegjenvinningsdelene av en typisk dehydrogeneringsprosess med væskeutvinningsdelen ifølge foreliggende oppfinnelse. I prosessen tilføres LPG råstoff via rør 10, og regenereringsluft, via rør 11, til dehydrogeneringsreaktoren og regenereringsseksjonen 12. En hvilken som helst dehydrogeneringsreaktor og et hvilket som helst regenereringssystem kan anvendes ved foreliggende oppfinnelse. Reaktorprodukt, rør 14, og resirkuleringsgass fra fraksjoneringssystemet (ikke vist i tegningen), rør 15, tilføres til,og komprimeres i, kompressor 16 til et trykk på 517 til 1.724 kPa, etterfulgt av avkjøling til 27°C til 49°C i varmeveksler 20, derved kondenseres en del av C3" hydrokarbonene i strømmen. Avkjølingsbehovet for varmeveksler 20 tilveiebringes typisk ved kjølevann som trer inn i varmeveksleren via rør 22, og fjernes via rør 24. Denne avkjølte, komprimerte strømmen tilføres, via rør 26, til separator 28, hvor eventuelle kondenserte hydrokarboner i den komprimerte strømmen fjernes via rør 30. Toppf raks j onen, rør 32, fra separator 28, avkjøles videre til 1,7°C til 18°C i varmeveksler 34 ved hjelp av et strømmende varmevekslingsmedium produsert i absorpsjonsnedkjølingsenhet 110. Varmeveksler-mediet sirkuleres til varmeveksleren via rør 36 og returneres til absorpsj onsnedkj øl ingsenhet 110 via rør 38. Som et resultat av denne avkjølingen kondenseres en stor fraksjon av Cjjj hydrokarbonene i toppfraksjonstrøm 32, hvilket resulterer i et relativt høyt avkjølingsbehov for enheten. Denne avkjølte toppfraksjonsstrømmen tilføres, via rør 42, til separator 44 og de kondenserte hydrokarbonene fjernes via rør 46. Toppf raks j onen fra separator 44 tilføres, via rør 48, til tørkeenhet 50 for fjernelse av forurensninger som vil fryse ut ved driftsbetingelsene for lavtemperaturutvinningsenheten og tilføres fra tørkeenhet 50, via rør 52, til lavtemperaturutvinningsenhet 54, som separerer det meste av de gjenværende C3" hydrokarbonene fra de lettere forurensningene. Lavtemperaturutvinningsenheten 54 kan være en "deflegmator"-type som beskrevet i U.S. patent nr. 4,519,825, eller en hvilken som helst annen egnet type. C3" hydrokarbonene fjernes via rør 56, og de lettere forurensningene fjernes via rør 58.
Den lette gassforurensningsstrømmen 58 fra lavtemperaturutvinningsenheten 54, ved et trykk på 345 til 862 kPa, sendes typisk til anleggets brennstoffsystem. En ekspan-sjonsinnretning (ikke vist) anvendes typisk for å utvinne eventuelt tilgjengelig nedkjøling fra trykkreduksjonen for den lette gasstrømmen fra råstofftrykket til brennstofftrykket. En lavnivå-nedkjølingsenhet som gir nedkjøling under -6,7°C er typisk påkrevet for å øke nedkjølingen som oppnås ved ekspansjon i lavtemperaturutvinningsenheten, slik at produktvæsker oppnås med høyt utbytte. Denne enheten er typisk en konvensjonell mekanisk nedkjølingsenhet, såsom nedkjølingsenhet 60, som anvender dampkompresjon av et egnet kjølemiddel såsom propan, propen, ammoniakk eller freon. Kjølemiddelet flyter fra nedkjølingsenheten 60, via rør 62, til lavtemperaturutvinningsenheten 54, og returnerer til nedkjølingsenheten 60, via rør 64. Imidlertid kan en hvilken som helst annen egnet anordning for å frembringe det påkrevde lave nivået at nedkjøling anvendes.
De utvunnede hydrokarbonvæskestrømmene 30, 46 og 54 sendes til produktfraksjoneringsdelen, som ikke er vist, for fjernelse av gjenværende lette forurensninger såsom hydrogen, nitrogen, karbonmonoksyd, karbondioksyd og lette hydrokarboner og for separasjon og rensing av C3" hydrokarbonene. I fraksjoner ingssystemet separerers C3" hydrokarbonene slik at de ønskede produktene utvinnes, f.eks isobuten. Det uomsatte råstoffet, f.eks. isobutan, og andre tunge hydrokarboner resirkuleres typisk tilbake til reaktordelen.
I varmeutvinningsdelen av prosessen blandes regenererings-ef f luentgass, via rør 81, med ytterligere luft, via rør 80, og med brennstoff, via rør 84, og antennes i varmeenheten 82, hvilket resulterer i en avgasstrøm 86 ved en temperatur på ca. 732°C. Avgassen, strøm 86, avkjøles til nær 204°C ved hjelp av konvensjonelle høynivå-spillvarmegjenvinningstrinn; dvs. spillvarmefordamper 88 for å generere høytrykksdamp for anvendelse i prosessen, høytrykksdampen trer inn i prosessen via rør 90, og returnerer til fordamperen via rør 91, og forvarmer for tilførselsvann til fordamperen 94. Tilførsels-vann til fordamperen, via rør 96, oppvarmes i foroppvarmer 94 med avgassen i rør 92; oppvarmet tilførselsvann for fordamperen fra foroppvarmer 94 føres, via rør 98, til reaktor— og regenereringsdelen 12, og ytterligere høytrykksdamp produseres der. Det meste av høytrykksdampen, rør 95, anvendes normalt for å drive reaktorprodukt- og luftkompressorer. Avgasstrømmen 100 fra varmeutvinningsenheten 94 avkjøles ytterligere i lavtrykksdampfordamper 102. Dette lavnivå-varmegjenvinningstrinnet gir damp av lavt trykk, ca. 172 kPa, som tilføres via rør 104 til absorpsjonsnedkjølings-enheten 110. Denne lavtrykksdampen kondenseres for å drive adsorpsjonsnedkjølingsenheten 110 og kondensatet returneres til fordamper 102 via rør 106 for fornyet fordampning. Lavnivåvarmen som er tilgjengelig fra avgasstrøm 100 er vanligvis tilstrekkelig til å gi nok lavtrykksdamp til å drive en absorpsjonsnedkjølningsenhet stor nok til å tilføre all høynivånedkjøl ingen som er påkrevet for forkjøling av kondensasjon av en stor del av strøm 32.
Alternativt kan høytrykkskondensatet oppvarmet til 107°C til 135°C i lavnivåvarmegjenvinningsenheten 102 anvendes for å tilføre varme til absorpsjonsnedkjølingsenheten istedet for lavtrykksdampen. Andre fluider er også egnede.
Adsorpsjonsnedkjølingsenheten ifølge foreliggende oppfinnelse kan være av en hvilken som helst type, f.eks. en vann-vandig litiumbromid-type beskrevet i en artikkel av R. P. Leach og A. Rajguru, "Design for Free Chilling", Hvdrocarbon Processin<g>, august 1984, side 80-81. Idet en absorpsjonsned-kj øl ingsenhet eliminerer dampkompressoren som er nødvendig i en mekanisk nedkjølingsenhet er kraftbehovene naturlig svært lave, idet bare væskepumping er påkrevet. Andre typer absorpsjonsnedkjølingsenheter, såsom ammoniakk-vann, ammoniakk -metanol eller propan-heksan kan også benyttes.
For å demonstrere fordelene ved foreliggende oppfinnelse ble materialbalanser og energikrav beregnet, og er tilveiebragt som de følgende eksemplene for hver av de ovenfor omtalte væskegjenvinningsdelene av dehydrogeneringsprosesser.
Eksempel I
En LPG strøm, med isobutan som hovedkomponent, ble de-hydrogenert ved fremgangsmåten angitt i figur 1. Materialbalansen for dehydrogeneringsprosessen med høytrykksvæske-utvinningsdel er tilveiebragt i tabell I.
Eksempel II
En LPG strøm, med isobutan som hovedkomponent, ble dehydro-genert ved prosessen angitt i figur 2. Materialbalansen for dehydrogeneringsprosessen med lavtrykksvæske-utvinningsdel er tilveiebragt i tabell II.
Eksempel III
En LPG strøm, med isobutan som hovedkomponent, ble dehydro-genert ved. prosessen angitt i figur 3. Materialbalansen for dehydrogeneringsprosessen med lavtrykksvæske-utvinningdel med anvendelse av en absorpsjonsnedkjølingsenhet er tilveiebragt i tabell III.
I tillegg til strømningshastighetene i prosessen er tempera-turer og trykk for strømmene angitt i tabellene. Energibehov for hver av vaeskeutvinningsprosessene er gjengitt i tabell IV.
I eksempel I ble reaktorproduktet, strøm 14, komprimert til 3101 kPa før lavtemperaturbearbeidelse for C4 væskeutvinning. Trykknivået på 3103 kPa var valgt fordi det ga en "auto-avkjølt" lavtemperaturutvinningsdel. En meget stor fraksjon av C4 hydrokarbonene, ca. 8296, ble derved kondensert over 38°C ved å anvende kjølevann. En relativt liten fraksjon, ca. 1056, av C4 hydrokarbonene ble kondensert i forkjølings-veksleren, dette resulterte i lavt behov for høynivåned-kjøling, dvs. ca. 300 tonn, hvilket krever en energitilførsel på ca. 330 hk. De gjenværende C4 hydrokarbonene, ca. 8%, ble utvunnet i lavtemperaturutvinningsenheten ved anvedelse av nedkjøling som utelukkende ble oppnådd ved ekspansjonsarbeid for de separerte lette gassene fra råstofftrykket til brennstofftrykket. Reaktor-regenereringsavgassen ble utluftet fra varmegjenvinningsdelen ved 210°C, idet utvinning ved lavere varmenivå normalt er uøkonomisk. Energibehovet for eksempel I er ca. 18.330 hk.
I eksemplene II og III er reaktorproduktgassen, strøm 14, komprimert til bare 1207 kPa. Som et resultat kondenseres en mye mindre fraksjon av C4 hydrokarbonene, ca. 39%, i kjøle-vannsveksler. Tilnærmet halvparten, ca. 46$, kondenseres nå i veksler 34, hvilket øker høynivåavkjølingsbehovet til ca. 1300 tonn. Som det fremgår fra eksempel II krever dette ca. 1500 hk når det tilføres ved mekanisk nedkjøling. De gjenværende C4 hydrokarbonene, ca. 15$, utvinnes i lavtemperaturutvinningsenheten. Denne lavtemperaturutvinningsenheten krever ca. 300 tonn, ca. 850 hk, av tilleggsned-kjøling i tillegg til nedkjølingen som tilveiebringes ved ekspansjonen av den lette gasstrømmen.
Dersom det antas utelukkende mekanisk nedkjøling, som i eksempel II, er det samlede energibehovet for lavtrykksutvinningsprosessen ca. 17.950 hk. Dette er en innsparing på bare 2,1$ sammenlignet med eksempel I.
Når høynivånedkjøling tilveiebringes ved hjelp av en absorpsj onsnedkj øl ingsenhet istedenfor den konvensjonelle mekaniske innretningen, ifølge foreliggende oppfinnelse som illustrert ved eksempel III, reduseres det samlede energibehovet for lavtrykksutvinningsprosessen til ca. 16.550 hk. Dette er en innsparing på 8,5% sammenlignet med eksempel II og en innsparing på 10, 8% sammenlignet med eksempel I. Disse innsparingene i energibehov er vesentlige uansett hvilken prosess det gjelder.
Den spesifikke utførelsen av oppfinnelsen som er beskrevet er naturligvis bare ett eksempel på anvendelsen av oppfinnelsen. Utvinningen av lavnivåspillvarme for tilveiebringelse av absorpsjonsnedkjøl ing som benyttes for separasjonen og utvinningen av C3" hydrokarboner er ikke nødvendigvis be-grenset til en enkelt prosess, f.eks. dehydrogenering. Lavnivåspillvarme kan utvinnes fra en hvilken som helst egnet prosess og benyttes på samme måte for C3" væskeutvinning i en andre, beslektet prosess, eller en kombinasjon av prosesser.
Claims (6)
1.
Fremgangsmåte for separasjon og utvinning av Cj flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstrøm som inneholder høye konsentrasjoner av lettere komponenter innbefattende følgende trinn: (a) kompresjon av nevnte prosess-produktstrøm til et trykk på 517 kPa; (b) avkjøling av den komprimerte produktstrømmen, slik at en første del av C3" hydrokarbonene i produktstrømmen kondenseres; (c) utseparering av den første delen av kondenserte C3"
hydrokarboner fra produktstrømmen;
karakterisert ved at den videre innbefatter (d) ytterligere avkjøling av den gjenværende produkt-strømmen ved varmeveksling med et sirkulerende kjølemiddel dannet ved en absorpsjonsnedkjølings-syklus, hvor absorpsjonsnedkjølingssyklusen anvender lavnivåvarme utvunnet direkte fra prosessen som genererer prosess-produktstrømmen, slik at en andre og stor del av C3" hydrokarbonene i produktstrømmen kondenseres; (e) utseparering av den andre delen av kondenserte Cjjj hydrokarboner fra produktstrømmen; (f) tørking av den gjenværende produktstrømmen i en tørkeanordning for å fjerne eventuelle forurensninger som ville fryse ut i lavtemperaturutvinningsenheten; og (g) tilførsel av den tørkede gjenværende produktstrømmen til en lavtemperaturutvinningsenhet, slik at den tørkede gjenværende produktstrømmen avkjøles, kondensasjon av i det minste en del av eventuelle gjenværende Cjjj hydrokarboner, utseparering og fjernelse av nevnte porsjon av C3" hydrokarboner, og fjernelse av en avfallsstrøm bestående hovedsakelig av lettere komponenter.
2.
Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at lavtemperaturutvinningsenheten som anvendes er en i og for seg kjent "deflegmator"-type lavtemperaturutvinningsenhet .
3.
Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at absorpsjonsnedkjølingssyklusen består av en i og for seg kjent litium bromid-vann absorpsjonssyklus.
4.
Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at absorpsjonsnedkjølingssyklusen består av en i og for seg kjent ammoniakk-vann absorpsjonssyklus.
5.
Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at absorpsjonsnedkjølingssyklusen består av en i og for seg kjent ammoniakk-metanol absorpsjonssyklus.
6.
Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at absorpsjonsnedkjølingssyklusen består av en i og for seg kjent propan-heksan absorpsjonssyklus.
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US06/843,322 US4734115A (en) | 1986-03-24 | 1986-03-24 | Low pressure process for C3+ liquids recovery from process product gas |
Publications (4)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
NO871104D0 NO871104D0 (no) | 1987-03-18 |
NO871104L NO871104L (no) | 1987-09-25 |
NO169092B true NO169092B (no) | 1992-01-27 |
NO169092C NO169092C (no) | 1992-05-06 |
Family
ID=25289636
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
NO871104A NO169092C (no) | 1986-03-24 | 1987-03-18 | Fremgangsmaate for separasjon og utvinning av c3+-flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstroem |
Country Status (7)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US4734115A (no) |
JP (1) | JPH083100B2 (no) |
CA (1) | CA1285210C (no) |
DE (1) | DE3708649A1 (no) |
GB (1) | GB2188408B (no) |
MY (1) | MY101638A (no) |
NO (1) | NO169092C (no) |
Families Citing this family (30)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4911741A (en) * | 1988-09-23 | 1990-03-27 | Davis Robert N | Natural gas liquefaction process using low level high level and absorption refrigeration cycles |
IT1247497B (it) * | 1991-04-18 | 1994-12-17 | Agip Petroli | Procedimento perfezionato per il recupero di frazioni idrocarburiche pregiate dai prodotti leggeri di raffineria |
US5339641A (en) * | 1993-07-07 | 1994-08-23 | Praxair Technology, Inc. | Cryogenic liquid nitrogen production system |
US6910536B2 (en) * | 2000-04-24 | 2005-06-28 | Shell Oil Company | In situ thermal processing of a hydrocarbon containing formation using a natural distributed combustor |
CA2445415C (en) * | 2001-04-24 | 2011-08-30 | Harold J. Vinegar | In situ recovery from a oil shale formation |
WO2003036024A2 (en) * | 2001-10-24 | 2003-05-01 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Method and system for in situ heating a hydrocarbon containing formation by a u-shaped opening |
US7073578B2 (en) * | 2002-10-24 | 2006-07-11 | Shell Oil Company | Staged and/or patterned heating during in situ thermal processing of a hydrocarbon containing formation |
CA2524689C (en) | 2003-04-24 | 2012-05-22 | Shell Canada Limited | Thermal processes for subsurface formations |
ATE426731T1 (de) | 2004-04-23 | 2009-04-15 | Shell Int Research | Elektrobodenheizungen unter verwendung von nitridisolierung |
US8027571B2 (en) | 2005-04-22 | 2011-09-27 | Shell Oil Company | In situ conversion process systems utilizing wellbores in at least two regions of a formation |
WO2007050446A2 (en) * | 2005-10-24 | 2007-05-03 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Methods of filtering a liquid stream produced from an in situ heat treatment process |
GB2454071B (en) | 2006-04-21 | 2011-03-09 | Shell Int Research | System and processes for use in treating subsurface formations |
CA2665862C (en) | 2006-10-20 | 2015-06-02 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Heating hydrocarbon containing formations in a line drive staged process |
CA2684420C (en) | 2007-04-20 | 2016-10-18 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Parallel heater system for subsurface formations |
EP2018899A1 (en) * | 2007-07-23 | 2009-01-28 | Total Petrochemicals Research Feluy | Method for cooling in distillation and polymerisation process by absorption refrigeration |
WO2009052044A1 (en) | 2007-10-19 | 2009-04-23 | Shell Oil Company | Irregular spacing of heat sources for treating hydrocarbon containing formations |
US20090260823A1 (en) | 2008-04-18 | 2009-10-22 | Robert George Prince-Wright | Mines and tunnels for use in treating subsurface hydrocarbon containing formations |
AU2009303604B2 (en) | 2008-10-13 | 2013-09-26 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Circulated heated transfer fluid heating of subsurface hydrocarbon formations |
US8448707B2 (en) | 2009-04-10 | 2013-05-28 | Shell Oil Company | Non-conducting heater casings |
US9127538B2 (en) | 2010-04-09 | 2015-09-08 | Shell Oil Company | Methodologies for treatment of hydrocarbon formations using staged pyrolyzation |
US8875788B2 (en) | 2010-04-09 | 2014-11-04 | Shell Oil Company | Low temperature inductive heating of subsurface formations |
US8631866B2 (en) | 2010-04-09 | 2014-01-21 | Shell Oil Company | Leak detection in circulated fluid systems for heating subsurface formations |
US9033042B2 (en) | 2010-04-09 | 2015-05-19 | Shell Oil Company | Forming bitumen barriers in subsurface hydrocarbon formations |
US9016370B2 (en) | 2011-04-08 | 2015-04-28 | Shell Oil Company | Partial solution mining of hydrocarbon containing layers prior to in situ heat treatment |
CA2850741A1 (en) | 2011-10-07 | 2013-04-11 | Manuel Alberto GONZALEZ | Thermal expansion accommodation for circulated fluid systems used to heat subsurface formations |
US10047594B2 (en) | 2012-01-23 | 2018-08-14 | Genie Ip B.V. | Heater pattern for in situ thermal processing of a subsurface hydrocarbon containing formation |
GB2504765A (en) * | 2012-08-09 | 2014-02-12 | Linde Ag | Waste heat recovery from micro LNG plant |
EP3504494A1 (en) * | 2016-08-25 | 2019-07-03 | SABIC Global Technologies B.V. | Above cryogenic separation process for propane dehydrogenation reactor effluent |
CN109701454B (zh) * | 2019-01-28 | 2024-02-13 | 安庆市泰发能源科技有限公司 | 丁烷脱氢开工循环升温装置 |
RU2758767C1 (ru) * | 2021-02-24 | 2021-11-01 | Андрей Владиславович Курочкин | Установка для отбензинивания попутного нефтяного газа |
Family Cites Families (13)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US3349571A (en) * | 1966-01-14 | 1967-10-31 | Chemical Construction Corp | Removal of carbon dioxide from synthesis gas using spearated products to cool external refrigeration cycle |
US3878689A (en) * | 1970-07-27 | 1975-04-22 | Carl A Grenci | Liquefaction of natural gas by liquid nitrogen in a dual-compartmented dewar |
JPS4921699B1 (no) * | 1970-11-28 | 1974-06-03 | ||
DE2460515B2 (de) * | 1974-12-20 | 1976-10-28 | ^i/vtaimvti ·«* fvnYtMumg -zur IaU- | Verfahren und vorrichtung zur entfernung von gasfoermigen verunreinigungen aus wasserstoff |
IT1054283B (it) * | 1976-01-21 | 1981-11-10 | Snam Progetti | Procedimento per la separazione di etilene da etano |
US4283918A (en) * | 1979-07-20 | 1981-08-18 | Intertechnology/Solar Corporation | Liquid phase separation in absorption refrigeration |
US4350571A (en) * | 1980-10-10 | 1982-09-21 | Erickson Donald C | Absorption heat pump augmented thermal separation process |
IT1137281B (it) * | 1981-07-07 | 1986-09-03 | Snam Progetti | Metodo per il recupero di condensati da gas naturale |
IT1136894B (it) * | 1981-07-07 | 1986-09-03 | Snam Progetti | Metodo per il recupero di condensati da una miscela gassosa di idrocarburi |
US4381418A (en) * | 1981-12-04 | 1983-04-26 | Uop Inc. | Catalytic dehydrogenation process |
GB8310038D0 (en) * | 1983-04-13 | 1983-05-18 | Amersham Int Plc | Technetium-99 labelled tin colloid |
US4519825A (en) * | 1983-04-25 | 1985-05-28 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for recovering C4 + hydrocarbons using a dephlegmator |
AU572890B2 (en) * | 1983-09-20 | 1988-05-19 | Costain Petrocarbon Ltd. | Separation of hydrocarbon mixtures |
-
1986
- 1986-03-24 US US06/843,322 patent/US4734115A/en not_active Expired - Fee Related
-
1987
- 1987-03-09 MY MYPI87000257A patent/MY101638A/en unknown
- 1987-03-17 CA CA000532175A patent/CA1285210C/en not_active Expired - Lifetime
- 1987-03-17 DE DE19873708649 patent/DE3708649A1/de active Granted
- 1987-03-18 NO NO871104A patent/NO169092C/no unknown
- 1987-03-18 GB GB8706404A patent/GB2188408B/en not_active Expired
- 1987-03-23 JP JP62068745A patent/JPH083100B2/ja not_active Expired - Lifetime
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
JPH083100B2 (ja) | 1996-01-17 |
JPS62232489A (ja) | 1987-10-12 |
GB2188408B (en) | 1989-11-15 |
US4734115A (en) | 1988-03-29 |
CA1285210C (en) | 1991-06-25 |
NO871104D0 (no) | 1987-03-18 |
DE3708649A1 (de) | 1987-10-01 |
MY101638A (en) | 1991-12-31 |
DE3708649C2 (no) | 1991-08-22 |
NO871104L (no) | 1987-09-25 |
GB8706404D0 (en) | 1987-04-23 |
NO169092C (no) | 1992-05-06 |
GB2188408A (en) | 1987-09-30 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
NO169092B (no) | Fremgangsmaate for separasjon og utvinning av c3+-flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstroem | |
USRE33408E (en) | Process for LPG recovery | |
US4507133A (en) | Process for LPG recovery | |
CA2121057C (en) | Method and apparatus for the separation of c4 hydrocarbons from gaseous mixtures containing the same | |
US5453559A (en) | Hybrid condensation-absorption olefin recovery | |
NO314960B1 (no) | Fremgangsmåte for kondensering av en flerkomponent naturgasström inneholdende minst en frysbar komponent | |
NO166672B (no) | Fremgangsmaate for separering av nitrogen fra et raastoff under trykk inneholdende naturgass og nitrogen. | |
US2475957A (en) | Treatment of natural gas | |
US4143521A (en) | Process for the production of ethylene | |
HUT75977A (en) | Cryogenic separation | |
JPH0552875B2 (no) | ||
US4272269A (en) | Cryogenic expander recovery process | |
US3026682A (en) | Separation of hydrogen and methane | |
KR960003938B1 (ko) | C2+탄화수소또는c3+탄화수소를회수하는방법 | |
NO310163B1 (no) | Fremgangsmåte og apparat for kondensering av hydrogen | |
CN109803943B (zh) | 生产稀乙烯的方法 | |
US3192732A (en) | Low temperature refrigeration in ethylene plants | |
JP5552160B2 (ja) | 炭化水素ガス処理 | |
US6276167B1 (en) | Refrigeration production | |
US5946941A (en) | Method for processing pyrolysis gas prior to gas separation and method for producing low temperature cold in a vapor compression refrigerating machine during processing of pyrolysis gas prior to gas separation | |
US4083194A (en) | Process for recovery of liquid hydrocarbons | |
EP1009963B1 (en) | Process for separating hydrocarbons and for the production of a refrigerant | |
US3360946A (en) | Low temperature process for the recovery of ethane from a stripped natural gas stream | |
Howard et al. | Low pressure process for C 3+ liquids recovery from process product gas | |
US3442090A (en) | Demethanization of separated liquid through heat exchange with separated vapor |