JPH0136878B2 - - Google Patents
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- JPH0136878B2 JPH0136878B2 JP59081251A JP8125184A JPH0136878B2 JP H0136878 B2 JPH0136878 B2 JP H0136878B2 JP 59081251 A JP59081251 A JP 59081251A JP 8125184 A JP8125184 A JP 8125184A JP H0136878 B2 JPH0136878 B2 JP H0136878B2
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- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/09—Purification; Separation; Use of additives by fractional condensation
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- 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
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- 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
〔発明の技術分野〕
本発明はC4 +炭化水素および軽質揮発性成分を
含有する気体流からのC4およびより重質の炭化
水素の回収に関する。 〔発明の背景〕 脱水素プロセスまたは希薄精油所型気体混合物
からの炭化水素を回収するためにはいくつかの主
要な方法が当該技術分野において知られている。
一つのこのような方法はオイルスクラビングであ
り、その場合重質炭化水素は吸収塔内で循環重油
によつて供給ガスから吸収された後ストリツピン
グ塔内で回収される。そのストリツピング塔から
の非凝縮性蒸気塔頂物は回収率を高めるために吸
収塔を通じてもとへ再循環してもよい。このタイ
プの方法の一例は米国特許第3274102号明細書に
記載されている。 天然ガスまたは同様の精油またはプロセス流か
らの炭化水素を回収するための第二の方法は低温
（cryogenic）部分的凝縮による方法である。米国
特許第4140504号明細書に記載されているように、
気体を高圧で冷却して蒸気部分と液体部分とを生
成させる。その部分的凝縮からの液体部分を更に
冷却し次いで低圧に膨張させる。その低圧におい
て液体は蒸留塔に供給されて留分に分離される。
前記蒸気部分は蒸留塔の作動圧力まで仕事膨張さ
せて、膨張された液体部分の供給点より下方の蒸
留塔に供給される。次いで液体生成物を再蒸発さ
せてシステムのための冷却を与える。低圧生成物
気体は回収前に圧縮され再液化される。 分縮器（dephlegmator）サイクルを用いて供
給気体から炭化水素を回収する二つの方法が米国
特許第4002042号および同第4270940号各明細書に
開示されている。米国特許第4002042号明細書に
おいてはC2 +炭化水素およびより軽質の成分を含
有する供給気体を分縮器に導入してそれを蒸気流
と凝縮物流とに分離する。エチレンなどの外的冷
却剤をその分縮器内で蒸発させてそのシステムの
ための冷却を与える。次いで前記凝縮物流をメタ
ン除去塔に送りそこでそれを塔頂メタン―水素流
と塔底生成物エチレン―エタン流とに分留する。
この方法においてC2 +の大留分は代表的なエチレ
ンプラントにおけるごとく一連の熱交換器または
一つの熱交換器において分縮器の上流で初期に回
収される。 米国特許第4270940号明細書はC2炭化水素を回
収するための分縮器サイクルを開示している。こ
の方法においては、主還流凝縮器からの未凝縮蒸
気流出物を更に凝縮し、次いで分縮器で精留しそ
してその分縮器からの液状凝縮物をメタン除去塔
に返戻することにより、メタン除去塔塔頂からの
エタンおよびエチレンの回収を高めることができ
る。C2炭化水素の大部分例えば95％またはそれ
以上は前記主還流凝縮器からの未凝縮蒸気が分縮
器に入る前にメタン除去塔で初期に分離される。
主凝縮器流出蒸気流に留まるC2 +炭化水素は分縮
器で凝縮され、次いでその液状凝縮物をメタン除
去器を通じてもとに再循環すれば最終的に高い
C2回収率が得られる。分縮器から回収される液
状凝縮物は純度が低く、例えば５〜10モル％C2 +
であり、メタン除去器が分留して85％またはそれ
以上のCH4不純物を除去しなければならない。 〔発明の要約〕 本発明者等は、約０〜５モル％のC5およびよ
り重質の炭化水素、１〜10％のC4炭化水素、０
〜10％のC3炭化水素、０〜10％のC2炭化水素を
含み残部がCH4および軽質の不活性ガスである供
給気体からC4 +炭化水素を高収率かつ高純度で回
収するための簡単にして効率的な方法を提供する
特別な分縮器サイクルを見出した。このC4 +回収
方法は前記供給気流をそれが10〜40気圧のレベル
にない場合にはそのレベルにまで加圧し、そして
供給気流温度を約2゜〜38℃とすることより成る。
その供給気流を次に分縮器に通しそこでそれを
C4 +炭化水素含有液状凝縮物と塔頂蒸気画分とを
形成するために約−52゜〜−76℃の予め選定され
た塔頂温度に冷却する。そのC4 +液状凝縮物は次
いで高純度で分縮器から抜出される。前記分縮器
での冷却を効果的にするための冷却はその分縮器
から塔頂蒸気分画を抜出しその分縮器中の供給物
に対する間接熱交換によつて加温することにより
確立維持される。その加温された塔頂蒸気画分は
膨張器内で前記分縮器中の予め選択された塔頂温
度よりも約２〜12℃低い温度を有する冷画分を生
ずるのに十分な圧力まで仕事膨張させる。その冷
画分は次に膨張器から抜出され、そして分縮器中
の供給物に対する間接熱交換によつて再び加温さ
れる。 当該技術から分かるように、供給気体から炭化
水素を回収するために多くの分離技術が開発され
ている。しかしながら、本発明は、オイルスクラ
ビングまたは部分凝縮法に必要な高価な装置を用
いないで、しかも従来から報告されている分縮器
方法におけるような外的冷却または初期分画工程
を用いる必要もなく高回収率のC4炭化水素の回
収を可能にする。 〔発明の詳細な説明〕 第１図に示されるように、約０〜５モル％の
C5および重質の炭化水素、１〜10％のC4炭化水
素、０〜10％のC3炭化水素、０〜10％のC2炭化
水素を含みそして残部がCH4および軽質不活性ガ
ス例えばH2，CO，N2およびCO2などである供給
気流１０は処理帯域３０に入る。C4およびより
重質の炭化水素はあらゆるタイプの炭化水素、あ
るいはアルカン、イソパラフイン、オレフイン、
ジオレフイン、シクロパラフインおよび芳香族を
含めた炭化水素類の組み合わせであつてもよい。
前記処理帯域３０において、供給気流１０はそれ
がすでに10〜40気圧のレベルにないときはそのレ
ベルにまで圧縮しそして約２〜38℃の温度まで冷
却する。これによつて一部の前記供給気流の部分
的凝縮が生じ得る。供給物温度は分縮器において
冷却状態を効率的に回復するために供給物の炭化
水素露点を20℃より大きく超えないようにするの
が好ましい。処理帯域３０は当該技術分野におい
て知られている任意の通常の圧縮冷却手段を含む
ことができる。供給気体源は重要ではないが、本
発明は脱水素プロセスまたは精油タイプの気流に
特に適合し得る。前述の如く定義されたような特
定の供給気流に適用した場合に本発明は所定の出
力において従来方法よりも高いC4 +炭化水素回収
率を与える。しかしながら、高レベルの（例えば
15％を超える）C4およびより重質の炭化水素、
あるいは過剰の（例えば20％を超える）C2〜C3
炭化水素が供給物中に存在する場合には、本発明
は経済的に実施不可能である。同様に本発明方法
はC4 +炭化水素の回収率が低く、例えば50％より
低くなるときは経済的でない。 次に処理された供給気流を分離器３２に通しそ
こですべての凝縮液体を気体状蒸気から分離す
る。その凝縮液体流１２は分留塔４０に直接送る
ことができ、例えばプロパン除去塔に送つてC4 +
炭化水素を回収して残りの軽質成分を捨てること
ができ、あるいはブタン除去塔に送つてC4およ
びC5 +炭化水素を分離することができる。凝縮液
体が本質的に水より成る場合には、それを系統１
１を経て分離から除去できる。 蒸気流１４は所望により乾燥器３４に通すこと
ができ、そこで過剰の水分を除去できそれによつ
てシステム中のフロスト畜積を防止することがで
きる。このような乾燥器は分離器３２を去る供給
物が十分には乾燥していない場合にのみ必要とな
るに過ぎず、従つて本発明の一態様に過ぎないの
であつてその必須部分ではない。このような乾燥
器を用いる場合にはそれは当該技術分野において
通常知られるいかなるタイプの乾燥手段であつて
もよい。 乾燥器３４からまたは直接分離器３２からの蒸
気流１４は供給物／生成物分離器３６に送られ、
そこで蒸気供給物流は次いで分縮器３８に送られ
る。分縮器３８において蒸気流は−52゜〜−76℃
の範囲の所定の塔頂温度まで高純度C4 +液体凝縮
物１８、および望ましくないより軽質な成分を含
有する塔頂蒸気画分を形成する。より軽質な成分
を含む蒸気画分の冷却価は第２図に示されるよう
に回復され次いで燃料生成物２４として分縮器か
ら除去される。その燃料気流２４の１部は気流２
５によつて示されるように乾燥剤型乾燥器の再生
に用いてもよい。C4 +液体凝縮物１８は供給物生
成物分離器に通されそして高収率、すなわち約95
％回収率で、かつ高純度で、すなわち少なくとも
60モル％そして好ましくは少なくとも75％のC4 +
生成物率で回収される。必ずしも必要ではない
が、好ましくは高純度C4 +液体凝縮物１８は分留
塔４０、例えばプロパン除去器に送られ、そこで
残りのC3およびより軽質の炭化水素は燃料気流
２６として捨てられまた更に精製されたC4 +気流
２８が得られる。 添付図面の第２図は分縮器３８における工程系
路を例示したものである。第１図および第２図の
両方に共通な供給気流および装置には同じ符号を
付与してある。10〜40気圧に加圧された供給気流
１４は供給物／生成物分離器３６を通過しそして
分縮器３８に入る。供給物は分縮器を通して上方
に流れる間に約−52゜〜−76℃の所定の塔頂温度
に冷却される。本質的にすべての、すなわち少な
くとも95％、好ましくは少なくとも98％のC4 +炭
化水素はこの所定の温度で凝縮しそしてその凝縮
液体流１８は流下し一方供給物１４は分縮器３８
内を上方に流れる。精留された液体流１８は分縮
器３８を出そして供給物／生成物分離器３８に集
められる。次いで精留された液体生成物流１８を
その供給物／生成物分離器３６から回収すること
ができ、そして所望により分留器、例えばプロパ
ン除去塔を通過させることによりそのC4 +生成物
流を更に精製するか、あるいはブタン除去器を通
過させることによりC4とC5 +炭化水素を分離する
ことができる。 この方法のための冷却は塔頂蒸気流１６を前記
分縮器３８から抜出しそして分縮器に入る供給気
流１４に対して間接的に熱交換することにより加
温することによつて提供される。こうして得られ
る昇温した蒸気流２０は次いで膨張器４２におい
て、分縮器３８における所定の塔頂温度よりも約
2゜〜15℃低い温度を有する冷画分２２を発生させ
るのに十分な圧力まで仕事膨張させる。例えば分
縮器における所定の塔頂温度が−60℃である場合
には、そのの昇温した蒸気流は所要の冷却を提供
するに十分な圧力において約−62゜〜−75℃とな
るよう膨張されることになろう。得られた冷気流
２２は次いで膨張器４２から抜出されそして分縮
器に入る供給気流１４に対して間接的に熱交換す
ることにより再び加温され、それによつて前述の
中に入つてくる供給気流を冷却する。次いでこの
昇温した画分２４は分縮器から抜出されそして燃
料としてまたはその他の目的に用いられる。 分縮器において特定の条件の下に、給供物の冷
却に伴つてC4 +炭化水素が凝縮する。凝縮液体は
流下し、一方蒸気は上方に流れるのでその結果
C4 +生成物は高回収率かつ高純度で精留される。
C4 +生成物は供給気体圧において全液体流として
回収される。すべての必要な冷却は分縮器の頂部
を出る蒸気を再加熱しそしてその気体をタービン
またはその他のタイプの膨張器を通して仕事膨張
することにより提供されるので、すべての操作条
件を満たしていれば外部冷却またはエネルギー入
力はこの方法においては全く不要である。 実施例 １ 本発明方法を用いて約7.4モル％のC4 +炭化水素
を含有する脱水素プロセスから発生する気体流を
処理した。この方法の物質収支は下記第１表に報
告されている。流れの番号は第２図に記入された
部位を示している。
含有する気体流からのC4およびより重質の炭化
水素の回収に関する。 〔発明の背景〕 脱水素プロセスまたは希薄精油所型気体混合物
からの炭化水素を回収するためにはいくつかの主
要な方法が当該技術分野において知られている。
一つのこのような方法はオイルスクラビングであ
り、その場合重質炭化水素は吸収塔内で循環重油
によつて供給ガスから吸収された後ストリツピン
グ塔内で回収される。そのストリツピング塔から
の非凝縮性蒸気塔頂物は回収率を高めるために吸
収塔を通じてもとへ再循環してもよい。このタイ
プの方法の一例は米国特許第3274102号明細書に
記載されている。 天然ガスまたは同様の精油またはプロセス流か
らの炭化水素を回収するための第二の方法は低温
（cryogenic）部分的凝縮による方法である。米国
特許第4140504号明細書に記載されているように、
気体を高圧で冷却して蒸気部分と液体部分とを生
成させる。その部分的凝縮からの液体部分を更に
冷却し次いで低圧に膨張させる。その低圧におい
て液体は蒸留塔に供給されて留分に分離される。
前記蒸気部分は蒸留塔の作動圧力まで仕事膨張さ
せて、膨張された液体部分の供給点より下方の蒸
留塔に供給される。次いで液体生成物を再蒸発さ
せてシステムのための冷却を与える。低圧生成物
気体は回収前に圧縮され再液化される。 分縮器（dephlegmator）サイクルを用いて供
給気体から炭化水素を回収する二つの方法が米国
特許第4002042号および同第4270940号各明細書に
開示されている。米国特許第4002042号明細書に
おいてはC2 +炭化水素およびより軽質の成分を含
有する供給気体を分縮器に導入してそれを蒸気流
と凝縮物流とに分離する。エチレンなどの外的冷
却剤をその分縮器内で蒸発させてそのシステムの
ための冷却を与える。次いで前記凝縮物流をメタ
ン除去塔に送りそこでそれを塔頂メタン―水素流
と塔底生成物エチレン―エタン流とに分留する。
この方法においてC2 +の大留分は代表的なエチレ
ンプラントにおけるごとく一連の熱交換器または
一つの熱交換器において分縮器の上流で初期に回
収される。 米国特許第4270940号明細書はC2炭化水素を回
収するための分縮器サイクルを開示している。こ
の方法においては、主還流凝縮器からの未凝縮蒸
気流出物を更に凝縮し、次いで分縮器で精留しそ
してその分縮器からの液状凝縮物をメタン除去塔
に返戻することにより、メタン除去塔塔頂からの
エタンおよびエチレンの回収を高めることができ
る。C2炭化水素の大部分例えば95％またはそれ
以上は前記主還流凝縮器からの未凝縮蒸気が分縮
器に入る前にメタン除去塔で初期に分離される。
主凝縮器流出蒸気流に留まるC2 +炭化水素は分縮
器で凝縮され、次いでその液状凝縮物をメタン除
去器を通じてもとに再循環すれば最終的に高い
C2回収率が得られる。分縮器から回収される液
状凝縮物は純度が低く、例えば５〜10モル％C2 +
であり、メタン除去器が分留して85％またはそれ
以上のCH4不純物を除去しなければならない。 〔発明の要約〕 本発明者等は、約０〜５モル％のC5およびよ
り重質の炭化水素、１〜10％のC4炭化水素、０
〜10％のC3炭化水素、０〜10％のC2炭化水素を
含み残部がCH4および軽質の不活性ガスである供
給気体からC4 +炭化水素を高収率かつ高純度で回
収するための簡単にして効率的な方法を提供する
特別な分縮器サイクルを見出した。このC4 +回収
方法は前記供給気流をそれが10〜40気圧のレベル
にない場合にはそのレベルにまで加圧し、そして
供給気流温度を約2゜〜38℃とすることより成る。
その供給気流を次に分縮器に通しそこでそれを
C4 +炭化水素含有液状凝縮物と塔頂蒸気画分とを
形成するために約−52゜〜−76℃の予め選定され
た塔頂温度に冷却する。そのC4 +液状凝縮物は次
いで高純度で分縮器から抜出される。前記分縮器
での冷却を効果的にするための冷却はその分縮器
から塔頂蒸気分画を抜出しその分縮器中の供給物
に対する間接熱交換によつて加温することにより
確立維持される。その加温された塔頂蒸気画分は
膨張器内で前記分縮器中の予め選択された塔頂温
度よりも約２〜12℃低い温度を有する冷画分を生
ずるのに十分な圧力まで仕事膨張させる。その冷
画分は次に膨張器から抜出され、そして分縮器中
の供給物に対する間接熱交換によつて再び加温さ
れる。 当該技術から分かるように、供給気体から炭化
水素を回収するために多くの分離技術が開発され
ている。しかしながら、本発明は、オイルスクラ
ビングまたは部分凝縮法に必要な高価な装置を用
いないで、しかも従来から報告されている分縮器
方法におけるような外的冷却または初期分画工程
を用いる必要もなく高回収率のC4炭化水素の回
収を可能にする。 〔発明の詳細な説明〕 第１図に示されるように、約０〜５モル％の
C5および重質の炭化水素、１〜10％のC4炭化水
素、０〜10％のC3炭化水素、０〜10％のC2炭化
水素を含みそして残部がCH4および軽質不活性ガ
ス例えばH2，CO，N2およびCO2などである供給
気流１０は処理帯域３０に入る。C4およびより
重質の炭化水素はあらゆるタイプの炭化水素、あ
るいはアルカン、イソパラフイン、オレフイン、
ジオレフイン、シクロパラフインおよび芳香族を
含めた炭化水素類の組み合わせであつてもよい。
前記処理帯域３０において、供給気流１０はそれ
がすでに10〜40気圧のレベルにないときはそのレ
ベルにまで圧縮しそして約２〜38℃の温度まで冷
却する。これによつて一部の前記供給気流の部分
的凝縮が生じ得る。供給物温度は分縮器において
冷却状態を効率的に回復するために供給物の炭化
水素露点を20℃より大きく超えないようにするの
が好ましい。処理帯域３０は当該技術分野におい
て知られている任意の通常の圧縮冷却手段を含む
ことができる。供給気体源は重要ではないが、本
発明は脱水素プロセスまたは精油タイプの気流に
特に適合し得る。前述の如く定義されたような特
定の供給気流に適用した場合に本発明は所定の出
力において従来方法よりも高いC4 +炭化水素回収
率を与える。しかしながら、高レベルの（例えば
15％を超える）C4およびより重質の炭化水素、
あるいは過剰の（例えば20％を超える）C2〜C3
炭化水素が供給物中に存在する場合には、本発明
は経済的に実施不可能である。同様に本発明方法
はC4 +炭化水素の回収率が低く、例えば50％より
低くなるときは経済的でない。 次に処理された供給気流を分離器３２に通しそ
こですべての凝縮液体を気体状蒸気から分離す
る。その凝縮液体流１２は分留塔４０に直接送る
ことができ、例えばプロパン除去塔に送つてC4 +
炭化水素を回収して残りの軽質成分を捨てること
ができ、あるいはブタン除去塔に送つてC4およ
びC5 +炭化水素を分離することができる。凝縮液
体が本質的に水より成る場合には、それを系統１
１を経て分離から除去できる。 蒸気流１４は所望により乾燥器３４に通すこと
ができ、そこで過剰の水分を除去できそれによつ
てシステム中のフロスト畜積を防止することがで
きる。このような乾燥器は分離器３２を去る供給
物が十分には乾燥していない場合にのみ必要とな
るに過ぎず、従つて本発明の一態様に過ぎないの
であつてその必須部分ではない。このような乾燥
器を用いる場合にはそれは当該技術分野において
通常知られるいかなるタイプの乾燥手段であつて
もよい。 乾燥器３４からまたは直接分離器３２からの蒸
気流１４は供給物／生成物分離器３６に送られ、
そこで蒸気供給物流は次いで分縮器３８に送られ
る。分縮器３８において蒸気流は−52゜〜−76℃
の範囲の所定の塔頂温度まで高純度C4 +液体凝縮
物１８、および望ましくないより軽質な成分を含
有する塔頂蒸気画分を形成する。より軽質な成分
を含む蒸気画分の冷却価は第２図に示されるよう
に回復され次いで燃料生成物２４として分縮器か
ら除去される。その燃料気流２４の１部は気流２
５によつて示されるように乾燥剤型乾燥器の再生
に用いてもよい。C4 +液体凝縮物１８は供給物生
成物分離器に通されそして高収率、すなわち約95
％回収率で、かつ高純度で、すなわち少なくとも
60モル％そして好ましくは少なくとも75％のC4 +
生成物率で回収される。必ずしも必要ではない
が、好ましくは高純度C4 +液体凝縮物１８は分留
塔４０、例えばプロパン除去器に送られ、そこで
残りのC3およびより軽質の炭化水素は燃料気流
２６として捨てられまた更に精製されたC4 +気流
２８が得られる。 添付図面の第２図は分縮器３８における工程系
路を例示したものである。第１図および第２図の
両方に共通な供給気流および装置には同じ符号を
付与してある。10〜40気圧に加圧された供給気流
１４は供給物／生成物分離器３６を通過しそして
分縮器３８に入る。供給物は分縮器を通して上方
に流れる間に約−52゜〜−76℃の所定の塔頂温度
に冷却される。本質的にすべての、すなわち少な
くとも95％、好ましくは少なくとも98％のC4 +炭
化水素はこの所定の温度で凝縮しそしてその凝縮
液体流１８は流下し一方供給物１４は分縮器３８
内を上方に流れる。精留された液体流１８は分縮
器３８を出そして供給物／生成物分離器３８に集
められる。次いで精留された液体生成物流１８を
その供給物／生成物分離器３６から回収すること
ができ、そして所望により分留器、例えばプロパ
ン除去塔を通過させることによりそのC4 +生成物
流を更に精製するか、あるいはブタン除去器を通
過させることによりC4とC5 +炭化水素を分離する
ことができる。 この方法のための冷却は塔頂蒸気流１６を前記
分縮器３８から抜出しそして分縮器に入る供給気
流１４に対して間接的に熱交換することにより加
温することによつて提供される。こうして得られ
る昇温した蒸気流２０は次いで膨張器４２におい
て、分縮器３８における所定の塔頂温度よりも約
2゜〜15℃低い温度を有する冷画分２２を発生させ
るのに十分な圧力まで仕事膨張させる。例えば分
縮器における所定の塔頂温度が−60℃である場合
には、そのの昇温した蒸気流は所要の冷却を提供
するに十分な圧力において約−62゜〜−75℃とな
るよう膨張されることになろう。得られた冷気流
２２は次いで膨張器４２から抜出されそして分縮
器に入る供給気流１４に対して間接的に熱交換す
ることにより再び加温され、それによつて前述の
中に入つてくる供給気流を冷却する。次いでこの
昇温した画分２４は分縮器から抜出されそして燃
料としてまたはその他の目的に用いられる。 分縮器において特定の条件の下に、給供物の冷
却に伴つてC4 +炭化水素が凝縮する。凝縮液体は
流下し、一方蒸気は上方に流れるのでその結果
C4 +生成物は高回収率かつ高純度で精留される。
C4 +生成物は供給気体圧において全液体流として
回収される。すべての必要な冷却は分縮器の頂部
を出る蒸気を再加熱しそしてその気体をタービン
またはその他のタイプの膨張器を通して仕事膨張
することにより提供されるので、すべての操作条
件を満たしていれば外部冷却またはエネルギー入
力はこの方法においては全く不要である。 実施例 １ 本発明方法を用いて約7.4モル％のC4 +炭化水素
を含有する脱水素プロセスから発生する気体流を
処理した。この方法の物質収支は下記第１表に報
告されている。流れの番号は第２図に記入された
部位を示している。
【表】
【表】
システムに入るC4 +炭化水素（気流１４）の流
速を分縮器を出る液体生成物（液流１８）の流速
と比較すると、この分縮器サイクルにより供給気
流中のC4 +炭化水素の約98.5％が供給気体圧にお
いて液体生成物として回収されることがわかる。
液流１８の組成は分縮器を出る液体が87.3モル％
のC4 +炭化水素を含有することを示している。 分縮を用いて同じ回収率を達成するためには、
C4 +生成物の純度は約72.5モル％に過ぎない。よ
り多くの所望されない軽質成分がC4 +生成物流に
含まれているので、分縮器サイクルを用いる場合
よりも多くの冷却が凝縮に必要である。従つて1/
４〜1/3のC4 +生成物を約４気圧で再蒸発させて膨
張器により提供される冷却の上に更に付加的な冷
却を提供しなければならない。このC4 +蒸気生成
物部分は次いで以後の処理のために圧縮して再液
化されねばならない。あるいはまた等価量の外部
冷却を−60℃という低い温度で補う必要がある。 オイル―スクラブ（oil―scrub）法に比較し
て、装置およびエネルギー節約もまた分縮器サイ
クルを用いることによつて認められる。これはオ
イル―スクラブ法による場合にはC4 +生成物がス
トリツピング塔の塔頂から低圧、低純度の蒸気と
して回収されることによる。この蒸気は次いで以
後の処理および精製のために液化しなければなら
ない。非凝縮性蒸気は高いC4 +回収率を達成する
ために圧縮、再循環されねばならない。ストリツ
ピング塔への大きなエネルギー入力も必要とされ
る。 分縮器サイクルは従来方法よりも高純度のC4 +
生成物を与えるので、システムを出る供給物はさ
らに精製するための下流装置例えばプロパン除去
器またはC4／C5分離塔などに入る軽質成分含量
がより少ない。本発明はまたすべての冷却が内部
冷却である点でも従来の分縮方法よりも優れてお
り、またこのシステムによればメタン除去器また
は類似タイプの塔で供給物流を最初に分画する必
要なしに高純度の液体C4 +生成物を直接回収でき
る。 実施例 ２ 本発明方法を1.8モル％のC4 +炭化水素を含有す
るより希薄な精油所ガス供給物にも適用した。こ
の方法の物質収支は下記第２表に報告されてい
る。流れの番号は第２図に記入された部位を示し
ている。
速を分縮器を出る液体生成物（液流１８）の流速
と比較すると、この分縮器サイクルにより供給気
流中のC4 +炭化水素の約98.5％が供給気体圧にお
いて液体生成物として回収されることがわかる。
液流１８の組成は分縮器を出る液体が87.3モル％
のC4 +炭化水素を含有することを示している。 分縮を用いて同じ回収率を達成するためには、
C4 +生成物の純度は約72.5モル％に過ぎない。よ
り多くの所望されない軽質成分がC4 +生成物流に
含まれているので、分縮器サイクルを用いる場合
よりも多くの冷却が凝縮に必要である。従つて1/
４〜1/3のC4 +生成物を約４気圧で再蒸発させて膨
張器により提供される冷却の上に更に付加的な冷
却を提供しなければならない。このC4 +蒸気生成
物部分は次いで以後の処理のために圧縮して再液
化されねばならない。あるいはまた等価量の外部
冷却を−60℃という低い温度で補う必要がある。 オイル―スクラブ（oil―scrub）法に比較し
て、装置およびエネルギー節約もまた分縮器サイ
クルを用いることによつて認められる。これはオ
イル―スクラブ法による場合にはC4 +生成物がス
トリツピング塔の塔頂から低圧、低純度の蒸気と
して回収されることによる。この蒸気は次いで以
後の処理および精製のために液化しなければなら
ない。非凝縮性蒸気は高いC4 +回収率を達成する
ために圧縮、再循環されねばならない。ストリツ
ピング塔への大きなエネルギー入力も必要とされ
る。 分縮器サイクルは従来方法よりも高純度のC4 +
生成物を与えるので、システムを出る供給物はさ
らに精製するための下流装置例えばプロパン除去
器またはC4／C5分離塔などに入る軽質成分含量
がより少ない。本発明はまたすべての冷却が内部
冷却である点でも従来の分縮方法よりも優れてお
り、またこのシステムによればメタン除去器また
は類似タイプの塔で供給物流を最初に分画する必
要なしに高純度の液体C4 +生成物を直接回収でき
る。 実施例 ２ 本発明方法を1.8モル％のC4 +炭化水素を含有す
るより希薄な精油所ガス供給物にも適用した。こ
の方法の物質収支は下記第２表に報告されてい
る。流れの番号は第２図に記入された部位を示し
ている。
【表】
システムに入るC4 +炭化水素（気流１４）の流
速を分縮器を出る流速（液流１８）と比較する
と、この分縮器プロセスにより約98.5％のC4 +炭
化水素が液体生成物として回収されることがわか
る。分縮器を出る液流１８の組成は約76.5モル％
のC4 +純度を示す。 分縮サイクルを用いて同じ回収率を達成するた
めには、供給物の希薄な組成のためにC4 +生成物
純度はわずか約31.5モル％に過ぎない。さらにま
た膨張器のほかに更に冷却を提供するために約1/
２の生成物を約5.3気圧で再蒸発しなければならな
い。 脱水素プロセスにより発生する気体流を処理す
る場合の実施例１に記載のオイル―スクラブ法お
よび従来の分縮器法に対する利点は同じくこのよ
り希薄な精油所型ガス供給物を用いた場合にも認
められた。
速を分縮器を出る流速（液流１８）と比較する
と、この分縮器プロセスにより約98.5％のC4 +炭
化水素が液体生成物として回収されることがわか
る。分縮器を出る液流１８の組成は約76.5モル％
のC4 +純度を示す。 分縮サイクルを用いて同じ回収率を達成するた
めには、供給物の希薄な組成のためにC4 +生成物
純度はわずか約31.5モル％に過ぎない。さらにま
た膨張器のほかに更に冷却を提供するために約1/
２の生成物を約5.3気圧で再蒸発しなければならな
い。 脱水素プロセスにより発生する気体流を処理す
る場合の実施例１に記載のオイル―スクラブ法お
よび従来の分縮器法に対する利点は同じくこのよ
り希薄な精油所型ガス供給物を用いた場合にも認
められた。
第１図は本発明の一具体例による分離および回
収システムの工程概略図であり、そして第２図は
分縮器および冷却サイクルのための工程系統図で
ある。
収システムの工程概略図であり、そして第２図は
分縮器および冷却サイクルのための工程系統図で
ある。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 約０〜５モル％のC5およびより重質な炭化
水素、１〜10モル％のC4炭化水素、０〜10モル
％のC3炭化水素、０〜10モル％のC2炭化水素を
含み残部がCH4と軽質不活性ガスより成る供給気
体からC4およびより重質の炭化水素を高回収率
および高純度で分離するための方法であつて、 ａ 前記供給気体が10〜40気圧のレベルにない場
合にはそのレベルまで加圧し、 ｂ 該供給気体を2゜〜38℃の温度に設定しかつそ
の温度に維持し、 ｃ 該供給気体を分別前に分縮器に送り、そこで
―52゜〜−76℃の範囲の予め選択された塔頂温
度まで冷却して少なくとも60モル％の純度の
C4 +炭化水素含有液体凝縮物および塔頂蒸気画
分を形成させ、 ｄ 該液体凝縮物をその分縮器より抜出し、 ｅ 前記塔頂蒸気画分を前記分縮器から抜出しそ
して該分縮器中で前記供給物に対して間接的に
熱交換することにより加温し、 ｆ 得られる昇温した塔頂蒸気画分を膨張器にお
いて所要の冷却価を有しまた前記分縮器におけ
る予め選択されたで塔頂温度よりも約2゜〜15℃
低い温度を有する冷画分を発生させるのに十分
な圧力に仕事膨張させ、そして ｇ 前記冷画分を膨張器から抜出しそして前記分
縮器中で前記供給物に対し間接的に熱交換する
ことによつて再び加温する ことを特徴とする前記方法。 ２ 供給気体をそれが分縮器に入る前に乾燥する
特許請求の範囲第１項に記載の方法。 ３ 分縮器から抜出した液体凝縮物を次いでプロ
パン除去塔に通す特許請求の範囲第１項に記載の
方法。 ４ 供給気体が精油所型気流または脱水素プロセ
スにより発生する気流である特許請求の範囲第１
項に記載の方法。 ５ 前記C4およびより重質の炭化水素がイソパ
ラフイン、オレフイン、ジオレフイン、シクロパ
ラフイン、芳香族またはそれらの任意の組み合わ
せから成る群より選択される特許請求の範囲第１
項に記載の方法。 ６ 少なくとも95％、好ましくは少なくとも98％
のC4およびより重質の炭化水素の回収が達成さ
れる特許請求の範囲第１項に記載の方法。 ７ 前記分縮器から抜出したC4およびより重質
の炭化水素の液体凝縮物全体の純度が少なくとも
75モル％である特許請求の範囲第１項に記載の方
法。 ８ 前記供給気流の前記設定温度が該供給気流の
炭化水素露点に比べて20℃よりも高くない特許請
求の範囲第１項に記載の方法。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US488328 | 1983-04-25 | ||
| US06/488,328 US4519825A (en) | 1983-04-25 | 1983-04-25 | Process for recovering C4 + hydrocarbons using a dephlegmator |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS59205333A JPS59205333A (ja) | 1984-11-20 |
| JPH0136878B2 true JPH0136878B2 (ja) | 1989-08-02 |
Family
ID=23939288
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP59081251A Granted JPS59205333A (ja) | 1983-04-25 | 1984-04-24 | Ｃ↓４↑＋炭化水素の回収方法 |
Country Status (9)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4519825A (ja) |
| EP (1) | EP0126309B1 (ja) |
| JP (1) | JPS59205333A (ja) |
| AU (1) | AU545413B2 (ja) |
| BR (1) | BR8401828A (ja) |
| CA (1) | CA1248007A (ja) |
| DE (1) | DE3465183D1 (ja) |
| MX (1) | MX167945B (ja) |
| NZ (1) | NZ207891A (ja) |
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| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| AU572890B2 (en) * | 1983-09-20 | 1988-05-19 | Costain Petrocarbon Ltd. | Separation of hydrocarbon mixtures |
| DE3445994A1 (de) * | 1984-12-17 | 1986-06-19 | Linde Ag | Verfahren zur gewinnung von c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)- oder von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen |
| US4734115A (en) * | 1986-03-24 | 1988-03-29 | Air Products And Chemicals, Inc. | Low pressure process for C3+ liquids recovery from process product gas |
| US4714487A (en) * | 1986-05-23 | 1987-12-22 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for recovery and purification of C3 -C4+ hydrocarbons using segregated phase separation and dephlegmation |
| US4707170A (en) * | 1986-07-23 | 1987-11-17 | Air Products And Chemicals, Inc. | Staged multicomponent refrigerant cycle for a process for recovery of C+ hydrocarbons |
| US4720294A (en) * | 1986-08-05 | 1988-01-19 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dephlegmator process for carbon dioxide-hydrocarbon distillation |
| DE3770824D1 (de) * | 1986-08-06 | 1991-07-18 | Linde Ag | Verfahren zum abtrennen hoeherer kohlenwasserstoffe aus einem gasgemisch. |
| US4732598A (en) * | 1986-11-10 | 1988-03-22 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dephlegmator process for nitrogen rejection from natural gas |
| US4996381A (en) * | 1988-10-07 | 1991-02-26 | Mobil Oil Corp. | Increased conversion of C2 -C12 aliphatic hydrocarbons to aromatic hydrocarbons using a highly purified recycle stream |
| US5035732A (en) * | 1990-01-04 | 1991-07-30 | Stone & Webster Engineering Corporation | Cryogenic separation of gaseous mixtures |
| US5414188A (en) * | 1993-05-05 | 1995-05-09 | Ha; Bao | Method and apparatus for the separation of C4 hydrocarbons from gaseous mixtures containing the same |
| US5450728A (en) * | 1993-11-30 | 1995-09-19 | Air Products And Chemicals, Inc. | Recovery of volatile organic compounds from gas streams |
| US5680775A (en) * | 1996-01-12 | 1997-10-28 | Manley; David B. | Demixing sidedraws for distillation columns |
| US5768913A (en) * | 1997-04-16 | 1998-06-23 | Stone & Webster Engineering Corp. | Process based mixed refrigerants for ethylene plants |
| US5802871A (en) * | 1997-10-16 | 1998-09-08 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dephlegmator process for nitrogen removal from natural gas |
| FR2787870B1 (fr) * | 1998-12-24 | 2001-02-02 | Inst Francais Du Petrole | Procede et systeme de fractionnement d'un gaz a haute pression |
| US6349566B1 (en) | 2000-09-15 | 2002-02-26 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dephlegmator system and process |
| US7152428B2 (en) * | 2004-07-30 | 2006-12-26 | Bp Corporation North America Inc. | Refrigeration system |
| US8309776B2 (en) * | 2009-12-15 | 2012-11-13 | Stone & Webster Process Technology, Inc. | Method for contaminants removal in the olefin production process |
Family Cites Families (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3274102A (en) * | 1963-08-16 | 1966-09-20 | Phillips Petroleum Co | Natural gas separation with refrigerant purification |
| US4002042A (en) * | 1974-11-27 | 1977-01-11 | Air Products And Chemicals, Inc. | Recovery of C2 + hydrocarbons by plural stage rectification and first stage dephlegmation |
| US4065278A (en) * | 1976-04-02 | 1977-12-27 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for manufacturing liquefied methane |
| US4140504A (en) * | 1976-08-09 | 1979-02-20 | The Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
| US4270939A (en) * | 1979-08-06 | 1981-06-02 | Air Products And Chemicals, Inc. | Separation of hydrogen containing gas mixtures |
| US4270940A (en) * | 1979-11-09 | 1981-06-02 | Air Products And Chemicals, Inc. | Recovery of C2 hydrocarbons from demethanizer overhead |
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- 1983-04-25 US US06/488,328 patent/US4519825A/en not_active Expired - Fee Related
-
1984
- 1984-04-18 NZ NZ207891A patent/NZ207891A/en unknown
- 1984-04-18 BR BR8401828A patent/BR8401828A/pt not_active IP Right Cessation
- 1984-04-19 DE DE8484104506T patent/DE3465183D1/de not_active Expired
- 1984-04-19 CA CA000452448A patent/CA1248007A/en not_active Expired
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- 1984-04-24 AU AU27240/84A patent/AU545413B2/en not_active Ceased
- 1984-04-24 MX MX201117A patent/MX167945B/es unknown
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