DE2620854B2

DE2620854B2 - Verfahren zur Trennung eines Reaktionsproduktgemisches, das Wasserstoff, gasförmige und flüssige Kohlenwasserstoffe enthält

Info

Publication number: DE2620854B2
Application number: DE2620854A
Authority: DE
Inventors: James Douglas Roselle Ill. Weith (V.St.A.)
Original assignee: UOP LLC
Current assignee: Honeywell UOP LLC
Priority date: 1975-05-12
Filing date: 1976-05-11
Publication date: 1980-08-14
Also published as: ZA762666B; CA1072479A; IT1060032B; US3996129A; BR7602907A; AU1369176A; JPS51145468A; GB1537581A; ES447779A1; DE2620854A1; JPS5640196B2; MX3377E; FR2311085A1; FR2311085B1

Description

Cs-plus-Konzentrat üblicherweise flüssiger Kohlenwasserstoffe und ein dampfförmiges Ct-minus-Konzentrat fraktioniert, dieses Ct-minus-Konzentrat kondensiert und in ein zweites dampfförmiges Ci/Cr Konzentrat und ein erstes Ci/Q-Konzentrat trennt, mindestens einen Teil dieses Cs/Q-Konzentrates in einer zweiten Fraktionierzone in ein zweites Cj/Q-Konzentrat und ein drittes dampfförmiges Ci/CrKonzentrat trennt und mindestens einen Teil des dritten Ci/CrKonzentrates mit der ersten flüssigen Phase vereinigt und diese Mischung in die zweite Trennzone einführt Zweckmäßig führt man auch das zweite dampfförmige C1/C2-Konzentrat in die zweite Trennzone ein.

Bei dem erfindongsgemäßen Verfahren arbeitet man also mit einer Hochdruck-Trennzone, einer Niederdruck-Schnellverdampferzone, einer Butanentfernungszone und einer Äthanentfernungszone. Das dampfförmige Kopfprodukt aus der Äthanentfernungszone wird in die Niederdruck-Schnellverdampferzor^ eingeführt, und die aus dieser austretende flüssige Phase dient als Teil der Beschickung für die Butanentfernungszone. Vorzugsweise werden die reinen Kopfdämpfe der Butanentfernungszone auch in die Niederdruck-Schnellverdampferzone eingeführt.

Zweckmäßig wird außerdem vor der ersten Trennzone noch eine zusätzliche Trennzone vorgesehen, die gemäß den Methoden der US-PSen 35 20 799 und 35 20 800 arbeitet und das Reaktionsprodukigemisch aus der vorausgehenden Reaktionszone bei im wesentlichen gleichem Druck aufnimmt, wobei ein Druckabfall nur insoweit zulässig ist, als er sich aus <!em Produktgemischfluß oder der tieferen Temperatur ergibt. In dieser vorgeschalteten Trennzone werden die voneinander getrennte dampfförmige Phase und flüssige Phase auf höheren Druck gebracht, wieder vereint und in die erste Trennzone eingeführt. Es handelt sich dabei im wesentlichen um eine Wasserstoffanreicherungsstufe. Die Vorteile dieser Vorbehandlung sind eine Verringerung der Kosten und eine etwa 2- bis 5%ige Steigerung der Wasserstoffkonzentration der dampfförmigen Phase, die von der ersten Trennzone in die Reaktionszone zurückgeführt wird.

Reaktionsproduktgemische, die als Ausgangsmaterial für das erfindungsgemäße Verfahren verwendet werden können, können, wie erwähnt, aus katalytischen Reformierverfahren stammen. Diese werden in Druckbereichen zwischen 4,3 und 67 bar durchgeführt. Neuere Entwicklungen 'in der Reformiertechnik haben jedoch die Möglichkeit eröffnet, auch bei niedrigeren Drücken, d. h. bis zu etwa 24 bar, arbeiten zu können. Bei solchen so niedrigeren Drücken läßt sich das erfindungsgemäße Verfahren besonders vorteilhaft durchführen. Die Katalysatorbettentemperaturen beim Reformieren liegen im Bereich von etwa 371 bis 593° C, wobei jedoch eine obere Grenze von etwa 566°C eingehalten werden « sollte, um schädliche Einwirkungen auf die katalytische Zusammensetzung zu vermeiden. Da das Reformieren endotherm verläuft, ist die Temperatur des Reaktionsproduktgemisches jedoch niedriger.

Gemäß der Erfindung wird das Reaktionsproduktge- ω misch gekühlt und bei Temperaturen im Bereich von etwa 15,6 bis 6O⁰C kondensiert und in die erste Trennzone entweder bei im wesentlichen gleichem Druck oder bei etwas erhöhtem Druck eingeführt. Der Ausdruck »im wesentlichen gleicher Druck« soll hier hs bedeuten, daß kein vorsätzlicher Anstieg oder Abfall von Druck, natürlich mit Ausnahme eines Verlustes als Ergebnis des FlüssigkeitsJurchgi'nges durch das System, vorgesehen ist Das gilt auch fur den Ausdruck »im wesentlichen bei gleicher Temperatur«. Man bekommt in der ersten Trennzone eine wasserstoffreiche (etwa 77,7% Wasserstoff) gasförmige Phase, wovon ein Teil in die Reaktionszone rückgeführt wird, während ein zweiter Teil als Überschußwasserstoff für eine beliebige Verwendung bei der Raffinierung aus dem Verfahren abgezogen wird.

Die flüssige Phase aus dem Hochdruckabscheider, der ersten Trennzone nach der Erfindung, wird in eine Niederdruck-Schnellverdampferzone, die zweite Trennzone nach der Erfindung, bei im wesentlichen gleicher Temperatur, jedoch bei deutlich verringertem Druck, eingeführt, z. B. bei mindestens etwa 5 bar weniger als der Druck im Hochdruckabscheider. Das Trennverfahren wird hier mit dem Reaktionsproduktgemisch eines katalytischen Niederdruck-Reformer-Verfahrens angewendet das bei Drücken im Bereich von 6,7 bis 26,7 bar durchgeführt wird. Die vorgeschaltete .Niederdruck-Trennzone arbeitet bei im wesentlichen gleichem Druck wie der des Reaktionsproduktgemisches, das aus der letzten Reaktionszone austritt, während der Hochdruckabscheider, die erste Trennzone nach der Erfindung, mit mindestens 3,3 bar mehr als das Reaktionsproduktgemisch und die Niederdruck-Schnellverdampferzone, die zweite Trennzone nach der Erfindung, mit mindestens 5 bar unter dem Druck des Hochdruckabscheiders betrieben wird.

In dem nachstehenden Beispiel, in dem Bezug auf die Zeichnung genommen wird, tritt das Reaktionsproduktgemisch aus der dritten Reaktionszone eines Reformierverfahrens mit einem Druck von etwa 19,7 bar aus. Da das Reaktionsproduktgemisch als Wärmeaustauschermedium dient, wird es gekühlt und kondensiert und in den vorgeschalteten Niederdruckabscheider bei einem Druck von etwa 18 bar eingeführt. Nach der Kompression der getrennten flüssigen und dampfförmigen Phasen wird das Gemisch mit einem Druck von etwa 24,7 bar in den Hochdruckabscheider eingeführt, aus dem die flüssige Phase dann mit einem Druck von etwa 15,3 bar in die Niederdruck-Schnellverdampferzone eingeführt wird. Allgemein gilt für derartige katalytische Niederdruckreformier-Verfahren, daß die Niederdrucktrennzone bei Drücken zwischen etwa 6,7 und 20 bar, der Hochdruckabscheider bei einem Druck im Bereich von etwa 10 bis 26,7 bar und die Niederdruck-Schnellverdampferzone bei einem Druck von etwa 5 bis 21,7 bar gehalten wird. In allen Fällen soll die Temperatur des in die Trennzonen eintretenden Materials im Bereich von etwa 15 bis 60°C liegen.

Außer der mit Überschußwasserstoff angereicherten Dampfphase, die aus dem Hochdruckabscheider abgezogen und an beliebiger Stelle in der Raffinerie verwendet wird, ist die dampfförmige Phase aus der Niederdruck-Schneliverdampferzone der einzige Abgasstrom bei dem erfindungsgemäßen Trennverfahren. Dieser Strom enthält mindestens 60 Volumen-% Methan und Äthan. Darüberhinaus enthält dieser Abgasstrom weniger als 10% Propan und Butan, die für eine Gewinnung im Gaskonzentrierungsabschnitt des Trennsystems zur Verfügung stehen. Die flüssige Phase aus der Niederdruck-Schnellverdampferzone wird in dei. Stabilisator, die erste Fraktionierzone nach der Erfindung, eingeführt, aus dem das üblicherweise flüssige Produkt als Bodenprodukt gewonnen wird. In dem nachstehenden Beispiel enthält dieser weniger als 1,0 Volumen-% Butane und leichtere Kohlenwasserstoffe. Die dampfförmige Phase aus dem Stabilisator,

wird gekühlt und kondensiert. Ein Teil des flüssigen Kondensats wird als Rückfluß verwendet, während der Rest in eine Äthanentfernungsanlage, die zweite Fraktionierzone nach der Erfindung, eingeführt wird. Das sogenannte Stabilisatorrohabgas, das mehr als 50% Methan und Äthan enthält, wird im Gemisch mit der durch Hochdruck abgetrennten flüssigen Phase in die Niederdruck-Schnellvei dampfer;:one eingeführt. In dieser Beschreibung soll dabei der Ausdruck »Stabilisator« die Bedeutung von »Butanentfernungsanlage« haben ι ο und eine Fraktionierung ergeben, bei der ein hauptsächlich flüssiger Kohlenwasserstoffstrom von üblicherweise gasförmigen Kohlenwasserstoffen abgetrennt wird.

Die Äthanentfernungsanlage dient der Gewinnung eines konzentrierten Propan/Butan-Konzentrates, das !5 im wesentlichen frei von Methan und Äthan ist. Das Bodenprodukt aus der Äthanentfernungsanlage kann in eine CVQ-Auftrennkolonne eingeführt werden, um getrennt ein Propankonzentrat als Kopfstrom und ein Butankonzentrat als Bodenstrom zu gewinnen. Das ist jedoch kein wesentliches Merkmal der Erfindung. Die als Kopfstrom aus der Äthanentfernung abgezogene dampfförmige Phase wird kondensiert und gekühlt, um den erforderlichen Rückfluß für die Kolonne zu erhalten. Der verbleibende Rest wird mit der flüssigen Phase aus dem Hochdruckabscheider vereint und in die Niederdruck-Schnellverdampferzone eingeführt. Bei einem Beispiel beträgt die Gewinnung von Propan und Butanen mehr als 95%.

Ein weiterer Vorteil besteht darin, daß nur das Abgas aus der Butanentfernung in die Niederdruck-Schnellverdampferkammer zusammen mit dem Flüssigkeitsstrom aus dem Hochdruckabscheider eingeführt wird.

Nachstehend wird ein Ausführungsbeispiel unter Bezug auf die Zeichnung beschrieben. Dabei wurden nicht unbedingt notwendige, aber mögliche Zubehörteile nicht berücksichtigt. Die Verwendung von Einzelteilen, wie Pumpen, Kompressoren, Regelvorrichtungen und Anzeigegeräte, Wärmegewimnungskreisläufe, Ventilen, Zufuhrleitungen und dergleichen, ist für den Fachmann selbstverständlich.

Beispiel

Das erfindungsgemäße Verfahren wird nun in Verbindung mit einem üblichen katalytischen Reformier-Verfahren beschrieben, bei dem eine Kohlenwasserstoffbeschickung von etwa 19 000 hl/Tag erreicht wird. Es soll ein üblicherweise flüssiges Produkt als Ablauf erhalten werden, das eine Octanzahl von etwa 100 hat, während gleichzeitig ein konzentrierter Propan/Butanstrom gewonnen wird. Die katalytische Reformier-Anlage besteht aus drei Festbett-Reaktionszonen, zwischen denen Aufheizvorrichtungen liegen. Die Schwerbenzinbeschickung wird in Anteilen von 123735 Mol/Std. bei einem Druck von etwa 243 bar zugeführt und mit einem wasserstoffreichen (77,7%) Rückführgasstrom in Anteilen von 11.152,18 Mol/Std. mit einem Druck von 24,7 bar vermischt Es folgt dann ein Wärmeaustausch mit einem oder mehreren heißen Ablaufströmen und eine weitere Temperaturerhöhung durch Verwendung eines direkt beheizten Ofens. Die vereinte Charge erreicht die erste Reaktionszone mit einem Druck von etwa 22 bar und tritt aus der dritten Reaktionszone mit einem Druck von etwa 19,7 bar aus. Nach seiner Verwendung als Wärmeaustauschmedium und anschließende weitere Kühlung hat das abfließende Reaktionsprodukt mit der in der nachstehenden Tabelle I aufgeführten Zusammensetzung eine Temperatur von etwa 60° C und einen Druck von etwa 18,3 bar.

Tabelle I
Reaktionsproduktgemisch

Bestandteile

Mol/Std.

Volumen-%

Wasserstoff	983434	70,3
Methan	1389,55	10,0
Äthan	747,60	53
Propan	466,25	3,3
Isobutan	117,87	0,8
n-Butan	151,46	1,1
Isopentan	94,64	0,7
n-Pentan	57,69	0,4
Hexan-plus	1138,92	8,1

Das Reaktionsproduktgemisch wird durch Leitung 1 in einen Kühler 2 eingeführt, in dem die Temperatur auf etwa 37,8° C und der Druck auf etwa 18 bar fällt. Der so gekühlte Ablauf wird durch Leitung 3 abgezogen und in den Niederdruckabscheider 4 eingeführt. Eine im wesentlichen dampfförmige Phase wird durch Leitung 5 abgeführt und in einen nicht gezeigten Kompressor eingeführt, wobei die Temperatur auf etwa 74° C und der Druck auf 25,2 bar ansteigt Durch die Leitung 6 wird eine im wesentlichen flüssige Phase abgezogen und mittels Pumpen mit der im wesentlichen gasförmigen Phase mit einer Temperatur von 37,8° C und einem Druck von 25,5 bar vermischt. Die Mischung gelangt dann durch die Leitung 5 in den Kühler 7, in dem die Temperatur auf 37.8° C gesenkt wird. Das derart gekühlte Material wird durch Leitung 8 abgezogen und in den Hochdruckabscheider 9 mit einem Druck von etwa 24,7 bar eingeführt.

Aus dem Hochdruckabscheider 9 wird über Leitung 10 eine im wesentlichen dampfförmige Phase abgezogen, und nach Abtrennung des für den Rücklauf benötigten Wasserstoff durch Leitung 11 wird der Überschußwasserstoff durch Leitung 10 zur Verwendung in anderen Bereichen der Gesamtraffinerie geführt. Durch Leitung 12 wird eine im wesentlichen flüssige Phase abgezogen und in die Niederdruck-Schnellverdampfungszone 14 eingeführt Die Analyse der Bestandteile des Überschußwasserstoffes in Leitung 10, des Rücklaufwasserstoffes in Leitung 11 und der flüssigen Hauptphase in Leitung 12 ist in der nachstehenden Tabelle II erfaßt:

Tabelle II

Analyse der den Hochdruckabscheider verlassenden Ströme

Bestandteile

Mol/Std.

Leitung 10*) Leitung 11

Leitung 12

Wasserstoff	1155,16	8665,66	13,52
Methan	161,66	1212,73	15,16
Äthan	8333	628,83	4334
Propan	47,09	353,28	65,88
Iosbutan	10,14	76,07	31,66
n-Butan	II33	88,76	50,87
Isopentan	5,17	38,74	50,73
n-Pentan	2,72	20,43	34,54
Hexan-plus	9,03	67,68	1062^1

*) Nur Oberschußwasserstoff.

Mit Bezug auf den über Leitung 10 abgeführten Überschußwasserstoff können die 69,06 Mol/Std. Propan/Butan (4,65%) in das erfindungsgemäße Trennverfahren nach Ausnutzung dieses Überschußwasserstoffstromes in einer anderen Verfahrenseinheit rückgeführt werden. Die flüssige Phase in Leitung 12 bildet einen Teil der Beschickung für den Niederdruckabscheider 14. der Rest ist die Mischung des rohen Abgases aus dem Stabilisator und der Äthanentfernungsanlage (Leitung 13). Die Mischung wird in die Niederdruck-Schnellverdampferzone 14 mit einer Temperatur von 49°C und einem Druck von etwa 15 bar eingeführt. Die über Leitung 15 abgeführte dampfförmige Phase ist mit Methan und Äthan angereichert und enthält 20,06 Mol/ Std. Propan und Butan. Der Propananteil liegt bei 16,21 Mol/Std. Eine Analyse der Bestandteile der Dampf- und Flüssigkeitsströme der Leitungen 15 und 16 aus der Niederdruck-Schnellverdampferzone 14 ist in der nachstehenden Tabelle III angegeben:

Tabelle III

Analyse der die Niederdruck-Schnellverdampferzone verlassenden Ströme

Tabelle IV
Produkt-Analyse

Bestandteil

Isobutan

n-Butan

Isopentan

n-Pentan

Hexan-plus

Mol/Std.

2,30

3,46

55,82

35,03

1060,60

0,2
0,3
4,8
3,0
91,7

Die gekühlten Kopfdämpfe aus dem Stabilisator 18 werden in den Kopfproduktbehälter 23 durch Leitung 22 eingeführt. Durch Leitung 24 werden nicht kondensierte Dämpfe abgeführt und über Leitung 13 rückgeführt, um mit der Flüssigkeit aus dem Hochdruckabscheider in Leitung 12 vereinigt zu werden. Die kondensierte Flüssigkeit wird über Leitung 25 entfernt und ein Teil davon in Leitung 26 als Rückfluß in den Stabilisator 18 geführt. Der Rest fließt in einer Menge von 839,73 Mol/Std. durch Leitung 25 und wird mit einer Temperatur von etwa 78,5° C und einem Druck von etwa 18,3 bar in die Äthanentfernungsanlage eingeführt. Die Analyse der Bestandteile der rohen Abgase in Leitung 24 und der Rohflüssigkeit in Leitung 25 ist in der

Bestandteil	Leitung	15	Leitung 16	_J(, Tabelle V	r>	Wasserstoff	Bestandteile	des Kopfproduktes	0,8	des	Vol.-o/o
	Mol/Std,	. VoI.-⁰/	» Mol/Std. Vol.-0/o	Analyse der		Methan			6,7
Wasserstoff	13,52	10,8	1,92 0,1	Stabilisators		Äthan			53,0
Methan	17,91	14,3	18,40 1,1		⁴¹¹ Propan	Leitung	24	25,7	Leitung 25	—
A than	70,82	56.7	296 75 16 8	Bestandteile	Isobutan		Mol/Std. VoL-%	4,8	Mol/Std.	0,8
Propan	16^1	123	193,06 11,0	n-Butan			8,8		26,3
Isobutan	1,70	1,4	40,14 2,3	Isopentan n-Pentan			0,1 0,1		32,1
n-Butan	2,15	1,7	6734 3,8			1,76		0,16	11,7
Isopentan	0,70	0,6	50,16 2,8		14,12		7,03	28,4
n-Pentan	0,38	0,3	34,33 1,9	111,52		221,11	0,4 0,3
Hexan-plus	1,61	1,3	1060,60 60,2	54,01		268,55
				10,18	983
				18,62	238,90
				0,13 0,07	3,43 232
Der Flüssigkeitsstrom aus der	N iederdruck-Schnell-

verdampferzone in Leitung 16 wird mit einem von außen zugeführten überschüssigen Rückflußstrom in Leitung 17 vermischt Dieser Strom kommt aus Stabilisierungskolonnen in einem Rohfraktioniersystem und aus einer thermischen Reformier-Anlage. Vor. 44,75 Mol/Std. überschüssigem Rückfluß sind 88,5% Propan und Butane. Die Mischung gelangt dann durch Leitung 16 bei einer Temperatur von 107,5⁰C und einem Druck von etwa 15,1 bar in einen Stabilisator 18. Dieser wird bei einer Bodentemperatur von etwa 249° C und einem Bodendruck von etwa 173 bar und bei einer Kopftemperatur von etwa 70⁰C und einem Kopfdruck von etwa 17 bar betrieben. Der Kopfdampfstrom wird durch Leitung 20 abgezogen und in den Kühler 21 eingeführt, in dem die Temperatur auf etwa 373° C verringert wird Ein üblicherweise flüssiges Produkt wird durch Leitung 19 in einer Menge von 1157,21 Mol/ Std entfernt und enthält nur etwa 04% Butane. Diese werden nicht als »verlorene« Butane angesehen, da sie in dem Flüssigkeitsproduktstrom gewonnen werden, dessen Dampfdruck anschließend für Treibstoffzwecke durch Zusatz von Butanen eingestellt wird Eine Analyse der Bestandteile des Produktstromes findet sich in der nachstehenden Tabelle FV:

Aus dieser Tabelle kann man erkennen, daß das rohe Abgas aus dem Stabilisator 18 zu etwa 59,7% aus Methan/Äthan besteht und daß die rohe Bodenflüssigkeit, die als Beschickung für die Äthanentfernungsanlage dient, aus etwa 72,2% Propan/Butan besteht.

Der Flüssigkeitsgasstrom in Leitung 25 wird mit einer Temperatur von etwa 73° C und einem Druck von etwa 313 bar in die Äthanentfernungsanlage eingeführt Diese arbeitet bei einer Bodentemperatur von etwa 117°C und einem Bodendruck von etwa 30,7 bar und mit einer Kopftemperatur von etwa 46° C bei einem Kopfdruck von etwa 303 bar. Durch Leitung 30 wird ein Kopfstrom abgeführt und in den Köhler 31 eingeführt, in dem die Temperatur auf etwa 37,8⁰C gesenkt wird Er gelangt dann über Leitung 32 in den Kopfproduktbehälter 33. Das kondensierte Material wird über Leitung 34 zur Verwendung als Rückfluß für die Äthanentfernungsanlage entfernt, und die Dampfphase wird durch Leitung 13 abgeführt, in der sie mit dem rohen Stabilisatorabgas aus Leitung 24 vermischt wird. Die Mischung gelangt dann durch Leitung 13 zur Mischung mit der Hochdruckabscheider-Flüssigkeit in Leitung 12.

Eine Analyse der Bestandteile des Abgases und des Bodenproduktes aus der Äthanentfernungsanlage ist in der nachstellenden Tabelle Vl aufgeführt:

Tabelle VI

Analyse der die Äthanentfernungsanlage verlassenden Ströme

Bestandteile	Leitung	13	Leitung	28
	Mol/Std.	Vol,%	Mol/Std.	Vol.-o/o
Wasserstoff	0,16
Methan	7,03	2,2	—
Äthan	221,11	69,6	—	_
Propan	89,38	28,2	179,17	34,3
Isobutan	—	—	98,23	18,9
η-Butan	—	—	238,90	45,8
Isopentan	—	—	3,43	0,6
n-Pentan			2,32	0,4

Die vorstehenden Angaben zeigen, daß der Bodenstrom aus der Äthanentfernungsanlage Propan und Butane in Anteilen von etwa 99% enthält und die rohen Abgase überwiegend Methan und Äthan in einer Menge von etwa 71,8% enthalten.

In dieser Anlage sollen wunschgemäß die Butane und Propan als gereimte Ströme erhalten werden. Aus diesem Grund wird der Bodenstrom aus der Äthanentfernungsanlage aus Leitung 20 mit einem Druck von etwa 18,3 bar und einer Temperatur von etwa 80^cC zu einer Cs/d-Auftrennanlage 29 geführt. Diese hat eine Bodentemperatur von etwa 106⁰C und einen Bodendruck von etwa 17,3 bar bei einer Kopftemperatur von etwa 59°C und einem Kopfdruck von etwa 16,7 bar. Das Butankonzentrat, 96,1%, wird durch Leitung 35 abgezogen. Durch Leitung 36 wird ein Propankonzentrat abgezogen und in den Kühler 37 eingeführt und von dort durch Leitung 30 in den Kopfproduktbehälter 39 bei einer Temperatur von etwa 38°C geführt. Durch Leitung 41 wird der Rückfluß in die Kolonne geführt, und 171,27 Moi/Std. Propan werden in Leitung 40 gewonnen.

Aus dem Reaktionsproduktgemisch wurden ohne von außen zugeführte CyO-Ströme somit 84,93% des Propans und 96,46% der Butane gewonnen. Bezogen auf die Kombination von Propan/Butan in der flüssigen Hochdruckabscheiderphase werden 91,34% gewonnen. Wenn von außen ein Strom in die Trennung eingeführt wird, wie das Beispiel gezeigt hat, beträgt der Propangewinn 91,70%, der Butangewinn 98.89% und der Gesamtgewinn an Propan und Butan zusammen 96,30%.

I Wall Zcic

Claims

Patentansprüche:

1. Verfahren zur Trennung eines Reaktionsproduktgemisches, das Wasserstoff, üblicherweise gasförmige Kohlenwasserstoffe und üblicherweise flüssige Kohlenwasserstoffe enthält, unter Trennung des Reaktionsproduktgemisches in einer ersten Trennzone bei einer niedrigeren Temperatur in eine wasserstoffreiche Dampfphase und eine erste flüssige Phase, Einführung dieser ersten flüssigen Phase in eine zweite Trennzone und anschließende Behandlung in Fraktionierzonen, von denen eine ein flüssiges Cjj/CVKonzentrat von einem dampfförmigen Q/Ci-Konzentrat trennt, dadurch gekennzeichnet, daß man in der zweiten Trennzone bei im wesentlichen der gleichen Temperatur, aber einem geringeren Druck als in der ersten Trennzone in eine zweite flüssige Phase und ein erstes dampfförmiges Ct/Cz-Konzentrat auftrennt, die dabei erhaltene zweite flüssige Phase in einer ersten Fraktionierzone in ein Cs-plus-Konzentrat üblicherweise flüssiger Kohlenwasserstoffe und ein dampfförmiges C»-minus-Konzentrat fraktioniert, dieses C«-minus-Konzentrat kondensiert und in ein zweites dampfförmiges Ci/C2-Konzentrat und ein erstes Cj/C4-Konzentrat trennt, mindestens einen Teil dieses ersten CVQ-Konzentrates in einer zweiten Fraktionierzone in ein zweites Cj/CVKonzentrat und ein drittes dampfförmiges Ci/C2-Konzentrat trennt und mindestens einen Teil des dritten Ci/C2-Konzentrates mit der ersten flüssigen Phase vereinigt und diese Misrhung in die zweite Trennzone einführt.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man das zweite dampfförmige Q/C2-Konzentrat ebenfalls in die zweite Trennzone einführt.

3. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man die erste Trennzone auf einem um mindestens 3,3 bar höheren Druck als den des Reaktionsproduktablaufes hält.

4. Verfahren nach Anspruch 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß man die zweite Trennzone auf einem um mindestens 5 bar niedrigeren Druck als die erste Trennzone hält.

5. Verfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß man das Reaktionsproduktgemisch vor der ersten Trennzone bei im wesentlichen gleichem Druck und einer niedrigeren Temperatur in eine Dampfphase und eine flüssige Phase trennt, diese beiden Phasen auf einen höheren Druck bringt, vermischt, und in die erste Trennzone einführt.

6. Verfahren nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, daß man die Trennung vor der ersten Trennzone bei einer Temperatur von 15,6 bis 60° C und einem Druck von 7,5 bis 20,6 bar hält.

7. Verfahren nach Anspruch 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß man die erste Trennzone bei einer Temperatur von 15,6 bis 60°C und einem Druck zwischen 11 und 27,7 bar hält.

8. Verfahren nach Anspruch 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß man die zweite Trennzone bei einer Temperatur von 15,6 bis 60⁰C und einem Druck von 6 bis 22,7 bar hält.

Katalytische Kohlenwasserstoffumwandlungsverfahren, wie Hydrokrackverfahren, Isomerisierungen, Dehydrierungen, Hydrierungen, Entschwefelungen, Ringöffnungsverfahren, Reformierverfahren, Zyklisierungen, Aromatisierungen, Alkylierungen, Polymerisationen und Krackverfahren, führen vielfach zu Reaktbnsproduktgemischen, die neben Wasserstoff üblicherweise gasförmige Kohlenwasserstoffe, wie Methan, Äthan, Propan und Butan, sowie üblicherweise flüssige

ίο Kohlenwasserstoffe enthalten. Die Erfindung befaßt sich mit der Trennung solcher Reaktionsproduktgemische, obwohl der Einfachheit halber in den nachfolgenden Ausführungen hauptsächlich von Produktgemischen des Reformierverfahrens die Rede ist Diese Produktgemische bestehen aus Wasserstoff, üblicherweise gasförmigen Kohlenwasserstoffen und einer normalerweise flüssigen Fraktion mit hoher OctanzahL Ähnliche Produktgemische bekommt man auch beim Hydrokracken und bei anderen Wasserstoff verbrau chenden und Wasserstoff liefernden Verfahren. Aus diesen Produktgemischen wird der Wasserstoff zur Wiederverwendung im gleichen Verfahren oder in anderen Verfahren abgetrennt, Methan und Äthan, die als Verunreinigungen enthalten sind, werden entfernt, und Propan und Butan werden als wertvolles Produkt gewonnen.

Verfahren zur Gewinnung von Reinacetylen bzw. Reinäthylen und Reinpropylen aus Reaktionsproduktgemischen sind in der DE-OS 16 18 618 und der Veröffentlichung »Erdöl und Kohle- Erdgas - Petrochemie«, 16,1963 (Nr.2), Seiten 104 bis 108 beschrieben. In dem ersteren Verfahren werden mehrere Trennzonen verwendet, die alle bei gleichem Druck arbeiten, und die Kondensate dieser Trennzonen werden

r> anschließend gemeinsam in eine Fraktionierzone geführt. In dem letzteren Verfahren folgen einer Verdichtung und Kühlung sowie einer Natronlaugewäsche eine erneute Kühlung und sodann mehrere Fraktionierungen, bei denen die Verfahrensführung nur eine Einzelgewinnung von C3- und C4-Kohlenwasserstoffen ermöglicht. Eine Trennzone, die unter geringerem Druck, aber im wesentlichen gleicher Temperatur wie die vorausgehende Trennzone arbeitet, gibt es in beiden bekannten Verfahren nicht.

4^ri Die der Erfindung zu Grunde liegende Aufgabe bestand nun darin, aus einem Reaktionsproduktgemisch der oben geschilderten Zusammensetzung in möglichst einfacher und wirtschaftlicher Weise ein C3/C4- Konzentrat in möglichst hoher Ausbeute und möglichst frei von anderen Kohlenwasserstoffen zu erhalten.

Zur Lösung dieser Aufgabe ist das erfindungsgemäße Verfahren zur Trennung eines Reaktionsproduktgemisches, das Wasserstoff, üblicherweise gasförmige Kohlenwasserstoffe und üblicherweise flüssige Kohlen-

Vi Wasserstoffe enthält, unter Trennung des Reaktionsproduktgemisches in einer ersten Trennzone bei einer niedrigeren Temperatur in eine wasserstoffreiche Dampfphase und eine erste flüssige Phase, Einführung dieser ersten flüssigen Phase in eine zweite Trennzone

W) und anschließende Behandlung in Fraktionierzonen, von denen eine ein flüssiges Cs/CVKonzentrat von einem dampfförmigen Ci/C₂-Konzentrat trennt, dadurch gekennzeichnet, daß man in der zweiten Trennzone bei im wesentlichen der gleichen Temperatur, aber einem

h5 geringeren Druck als in der ersten Trennzone in eine zweite flüssige Phase und ein erstes dampfförmiges C|/C2-Konzentrat auftrennt, die dabei erhaltene zweite flüssige Phase in einer ersten Fraktionierzone in ein