NO169092B - Fremgangsmaate for separasjon og utvinning av c3+-flytende hydrokarboner fra en prosess-produktstroem - Google Patents

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.