JPH0553193B2 - - Google Patents
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Description
（産業上の利用分野）
この発明は、水素寡少供給ガス流からの水素お
よび重炭化水素の回収に関する。 （従来の技術） 水素−炭化水素供給ガス流れからの水素分離と
回収の技術において多数の方法が知られている。
次の方法がこれらの方法に含まれている、すなわ
ち： 極低温部分縮合法…これらの方法で高純度ではあ
るが、副生成物重炭化水素なしの生成物として
水素を回収できる。資本的支出は、少量の水素
だけを含有する供給ガスからの回収では良い理
由にならない。重炭化水素副生成物の回収は可
能であるが、軽炭化水素と所望の重炭化水素で
縮合されることになる他の軽質成分とが大量で
あるため、純度は低いものとなるであろう。前
記重炭化水素の下流分離および精製（分別）に
要する費用とエネルギー消費もまた高いものに
つくであろう。前述製法のいくつかを、ルイジ
アナ州ニユー・オールリーンズにおいて、1986
年４月６日〜10日AIChE全国大会に提出され
た、「リカバー・ヴアリユアブル・オフ・ガフ
イス・バイ・ザ・ブラウン・ロー・プロセス
（Recover Valuable off Gases by the Braun
Roe Process）」と題するW.K.ラム（Ram）ほ
かの論文に記述している。 隔膜分離法…これらの方法で水素の分離はできる
が、好ましい重炭化水素からの軽炭化水素の分
離はできない。供給ガス中のH2濃度が低い時
は、水素回収率は極めて低い。この方法の１つ
を、米国特許第4180552号に記述している。 米国特許第4548618号、第4654047号および第
4654063号は、水素回収の組合せ隔膜と、極低
温法とを記述しているが、これらの特許は、比
較的大量、すなわち50％水素Ｍ／Ｏ以上を含む
供給ガス最適である。 圧力スイング吸着（PSA）法…これらの方法は、
隔膜法と同一の不利益、すなわち水素寡少供給
ガスに対する低水素回収率および軽、重両炭化
水素の分離不能の不利益がある。この方法の１
つを米国特許第3430418号に記述する。 米国特許第3838553号は、高純度水素を高回
収率で回収するPSAと極低温との組合せ法を
記述しているが、重炭化水素回収に取り組んで
いないが、水素に富む供給ガスには最適であ
る。 （発明が解決しようとする課題） 極低温デフレグメーシヨン・部分縮合法…重炭化
水素回収にデフレグメーシヨンを使用しその
後、水素回収に部分縮合を使用するこれらの方
法で、重炭化水素と高純度水素副生成物とを回
収できる。しかし、高水素純度と高回収率に必
要な冷凍を提供する極めて低い圧力に減圧する
必要のある水素と軽質ガス不良品流れを再圧縮
するに要する電力量は極めて高い。非炭化水素
軽質不純物、たとえばN2およびCOを水素から
分離する極低温装置の資本的費用もまた非常に
高価である。 この発明は、比較的重質の炭化水素と比較的低
濃度の水素とを含有する供給ガス流れからの重炭
化水素と高純度水素生成物との分離および回収の
方法の改良に関する。その方法とは、供給ガス流
れの酸ガスを追い出して脱水することと、この精
製、脱水してガス流れを、軽質燃料ガス流れを起
こす極低温分離系と、少くとも１本の重炭化水素
生成物流れおよび水素強化ガス流れとに分離する
こと、およびこの水素強化ガス流れを水素清浄器
で精製し、それによつて高純度水素生成物流と、
再循環させて前記極低温分離系に結合供給材料と
して前記精製、脱水した供給ガス流れと結合され
る清浄器不良品流れとを発生させることである。 （課題を解決するための手段） この方法の改良において、前記結合供給材料を
冷却ならびに部分縮合し、その後、この冷却、部
分縮合した結合供給材料を分離して、液相と気相
にする。この気相をデフレグメーターで冷却する
が、このデフレグメーターにおいて、前記気相を
部分縮合して精留した液体縮合物を生成し、それ
を前記デフレグメーターから回収して熱入れし冷
却を取る。非縮合蒸気をその後さらに間接熱交換
器に入れて冷却、部分縮合しそれによつて水素強
化ガス相と軽質燃料液相とを生成する。この水素
強化ガス相をその後、前記軽質燃料液相から分離
する。 熱入れして冷却を取つた前記初期分離液相と、
前記デフレグメーターからの前記熱入精留した液
体縮合物を、重炭化水素生成物とし除去する。前
記軽質燃料ガス流れをフラツシユならびに気化し
て冷却を取りそれによつて軽質燃料ガス流れを起
こす。最後に、前記水素強化ガス相を熱入れして
冷却を取り、前記水素清浄器に供給する。 （作用） この発明の方法は、水素強化ガスを、水素清浄
器に供給する前の仕事膨脹または（および）圧縮
と、前記水素清浄器からの浄化水素生成物の圧縮
と、前記水素清浄器からの再循環ガスの圧縮と、
前記重炭化水素生成物の圧縮または（および）軽
質燃料ガス流れの圧縮とからさらに成ることがで
きる。前記重炭化水素生成物を蒸留塔に供給して
さらに分離または（および）浄化できる。 この発明の方法は、あらゆる型式の水素清浄
器、たとえば隔膜分離器と圧力スイング吸着単位
装置に等しく応用できる。この隔膜分離装置は、
１つ以上の段階から成り、段階間の透過の再圧縮
を具える。 ここで添付図面を参照しながらこの発明をさら
に詳細に説明しよう。 この発明の方法は、重炭化水素と高純度すなわ
ち、少くとも95％水素Ｍ／Ｏ好ましくは97％水素
Ｍ／Ｏの水素生成物の双方を、比較的低濃度の水
素すなわち、40％水素Ｍ／ＯたとえばFCC装置
排ガスまたは遅延コークス器排ガスを含むガス流
れから回収する混成ガス分離方法である。この重
炭化水素生成物は、C+ 2、C+ 3または（および）C+ 4
炭化水素から成ることができる。軽炭化水素と他
の軽質成分たとえばN2およびCOを軽質燃料ガス
流れとして除去する。低温で凍結することがある
どのような成分でも普通の除去をした後、前記供
給ガスを水素清浄器からの再循環ガスと結合させ
て極低温系に供給する。 前記極低温系では、所望重炭化水素成分を縮合
し部分縮合−デフレグメーシヨンの組合せか、あ
るいはデフレグメーシヨンだけで分離のあと、前
記水素を改善して水素清浄器への供給にさらに適
切な純度、たとえば70乃至90％Ｍ／Ｏになるよう
部分縮合する。極低温系のための冷却が典型的例
として、１本以上の生成物流れ、特に軽質燃料ガ
ス流れのジユール・トムソン膨脹によつて提供さ
れ、適当低圧になる。プロセス流れの１つ、たと
えば強化水素流れの仕事膨脹または外部冷却ある
いはどのような組合せでもまた利用できる。外部
冷却は、たとえば区間多成閉回路冷却循環により
供給できる。このような循環は、液体が優勢たと
えば蒸留塔への供給の状態にある重炭化水素の回
収に特に適当である。 少くとも重炭化水素生成物の一部分を回収には
デフレグメーターが好ましい。このデフレグメー
ターにより提供された精留は、好ましい重炭化水
素の高回収を提供するが、共縮合される比較的軽
質の成分の数量を最少限に止めている。従つて、
前記デフレグメーターは、普通の部分縮合法で入
手できるよりもずつと高純度重炭化水素生成物を
同一またはそれ以上の回収率で提供する。 極低温系で生成された改善水素を、適当な形式
のものならばなんでもよいが、たとえば隔膜、
PSAあるいは同様非極低温系のような水素清浄
器に供給する。水素清浄器は、所要高純度水素生
成物と、前記極低温系に再循環して戻して水素回
収を最大限にする不良品ガス流れとを発生する。 基本工程系統図は第１図に示された通りであ
る。極低温系の一実施態様に詳細を第２図に示
す。 第１図に関し、寡少水素含有供給材料流れを管
路１経由プロセスに導入する。この供給材料流れ
を随意に供給材料圧縮機３で圧縮し、酸ガスたと
えばCO2とH2Sをアミンまたは同様装置５で追い
出し、必要の場合、熱交換器７で冷却し、乾燥し
てドライヤー９で水を除去する。この圧縮し、浄
化しかつ乾燥したここでは管路１１に来ている供
給材料流れを、管路２７にある再循環清浄器不良
品ガスと結合させて管路３１を経由した極低温系
３３に供給する。極低温系３３に供給された前記
結合供給材料を、軽質燃料ガス流れ４１と、１本
以上の重炭化水素生成物流れ５１および水素清浄
器供給材料６１に分割する。管路４１にある軽質
燃料ガス流れを燃料圧縮機４３でさらに圧縮し、
プロセスから軽質燃料ガス生成物として管路４５
を経由して除去する。管路６１にある水素清浄器
供給材料流れを、必要の場合増圧圧縮機６３が圧
縮し、管路６５を経由して水素清浄器６７に供給
する。水素清浄器６７において、管路６５からの
供給材料を、管路６９に入る精製水素流れと、管
路２１に入る清浄器不良品流れとに分割する。管
路６９にある精製水素流れを水素生成物圧縮機７
１で圧縮し、その後プロセスから水素生成物とし
て管路７３を経由して除去できる。前記清浄器不
良品ガス流れを、必要の場合、再循環圧縮機２３
で圧縮し、熱交換器２５で随意に冷却してから、
管路１１を介した圧縮、精製のうえ乾燥した供給
材料流れを管路２７を介して結合する。 C+ 2炭化水素回収に適する極低温系３３の一実
施態様を詳述している第２図に関し、管路３１に
ある結合供給材料を冷却して、温熱交換器１０１
で部分縮合し分離器１０５に管路１０３を経由し
て供給する。分離器１０５からの蒸気を管路１０
７を経由してデフレグメーター１０９に供給する
と、そこで前記蒸気が部分縮合ならびに精留され
て、底部液部分と頭上気体部分とに分離される。
この精留底部液部分を管路１０７を経由して分離
器１０５に戻す。管路１１１にある前記頭上気体
部分をさらに冷却して、常温熱交換器１１３で部
分縮合しその後、管路１１５を経由して水素分離
器１１７に供給して縮合部分を除去する。前記水
素分離器からの液相を管路１１９を介して除去す
る。前記水素分離器からの水素強化ガス相を管路
１１２を介して除去し、随意に副流１２２と１２
３に分割する。 主副流１２２に常温熱交換器１１３で熱入れす
ると流れ１３１となる。ここで管路１３１に入つ
ている熱入れ副流をデフレグメーター１０９でさ
らに熱入れして、膨脹器１３３で随意に膨脹さ
せ、デフレグメーター１０９と温熱交換器１０１
とでさらに熱入れして、極低温系３３から管路６
１を介して除去される前に冷却を取る。 随意小副流１２３を減圧して液流１１９と結合
させて、結合流れ１２５の温度を下げる。この結
合流れを常温熱交換器１１３と、デフレグメータ
ー１０９および温熱交換器１０１で気化および熱
入れして、冷却を取つた後、極低温系３３から管
路６１を経由して除去する。 分離器１０５は、好ましくは凝離分離器である
ことで、流れ１０３から分離した比較的重質の液
体と、デフレグメーター１０９で生成され管路１
０７を経由して分離器１０５に戻る比較的軽質の
液体との凝離をさせる。温熱交換器１０１（流れ
１０３）で縮合し尽した液体を分離器１０５から
管路１５１および１５３を経由して除去し、温熱
交換器１０１で熱入れする。前記デフレグメータ
ー１０９（管路１０７経由）から回収した精留液
体を分離器１０５から管路１６１を介し除去す
る。流れ１６１をデフレグメーター１０９で過冷
し、弁１６３でフラツシユしてその後、デフレグ
メーター１０９と温熱交換器１０１で熱入れして
冷却を取る。管路１５４と１６５にあるこれら２
本の気化液流れをその後、C+ 2圧縮機で随意に圧
縮してから、C+ 2生成物として管路５１経由で除
去できる。 上記の系で利用できる別の選択は、液流１５１
の一部を液体生成物流れ１５２として除去するこ
とで、前記生成物流れも管路５１にある気化C+ 2
生成物流れと結合できる。 （実施例） この発明の効果の実施例として第１表は、水素
清浄器として隔膜分離装置を用いて、液体接触分
解器（FCC）排ガスからの水素とC+ 2炭化水素回
収の選択流れの流れと、組成物および作業条件と
を列挙している。
よび重炭化水素の回収に関する。 （従来の技術） 水素−炭化水素供給ガス流れからの水素分離と
回収の技術において多数の方法が知られている。
次の方法がこれらの方法に含まれている、すなわ
ち： 極低温部分縮合法…これらの方法で高純度ではあ
るが、副生成物重炭化水素なしの生成物として
水素を回収できる。資本的支出は、少量の水素
だけを含有する供給ガスからの回収では良い理
由にならない。重炭化水素副生成物の回収は可
能であるが、軽炭化水素と所望の重炭化水素で
縮合されることになる他の軽質成分とが大量で
あるため、純度は低いものとなるであろう。前
記重炭化水素の下流分離および精製（分別）に
要する費用とエネルギー消費もまた高いものに
つくであろう。前述製法のいくつかを、ルイジ
アナ州ニユー・オールリーンズにおいて、1986
年４月６日〜10日AIChE全国大会に提出され
た、「リカバー・ヴアリユアブル・オフ・ガフ
イス・バイ・ザ・ブラウン・ロー・プロセス
（Recover Valuable off Gases by the Braun
Roe Process）」と題するW.K.ラム（Ram）ほ
かの論文に記述している。 隔膜分離法…これらの方法で水素の分離はできる
が、好ましい重炭化水素からの軽炭化水素の分
離はできない。供給ガス中のH2濃度が低い時
は、水素回収率は極めて低い。この方法の１つ
を、米国特許第4180552号に記述している。 米国特許第4548618号、第4654047号および第
4654063号は、水素回収の組合せ隔膜と、極低
温法とを記述しているが、これらの特許は、比
較的大量、すなわち50％水素Ｍ／Ｏ以上を含む
供給ガス最適である。 圧力スイング吸着（PSA）法…これらの方法は、
隔膜法と同一の不利益、すなわち水素寡少供給
ガスに対する低水素回収率および軽、重両炭化
水素の分離不能の不利益がある。この方法の１
つを米国特許第3430418号に記述する。 米国特許第3838553号は、高純度水素を高回
収率で回収するPSAと極低温との組合せ法を
記述しているが、重炭化水素回収に取り組んで
いないが、水素に富む供給ガスには最適であ
る。 （発明が解決しようとする課題） 極低温デフレグメーシヨン・部分縮合法…重炭化
水素回収にデフレグメーシヨンを使用しその
後、水素回収に部分縮合を使用するこれらの方
法で、重炭化水素と高純度水素副生成物とを回
収できる。しかし、高水素純度と高回収率に必
要な冷凍を提供する極めて低い圧力に減圧する
必要のある水素と軽質ガス不良品流れを再圧縮
するに要する電力量は極めて高い。非炭化水素
軽質不純物、たとえばN2およびCOを水素から
分離する極低温装置の資本的費用もまた非常に
高価である。 この発明は、比較的重質の炭化水素と比較的低
濃度の水素とを含有する供給ガス流れからの重炭
化水素と高純度水素生成物との分離および回収の
方法の改良に関する。その方法とは、供給ガス流
れの酸ガスを追い出して脱水することと、この精
製、脱水してガス流れを、軽質燃料ガス流れを起
こす極低温分離系と、少くとも１本の重炭化水素
生成物流れおよび水素強化ガス流れとに分離する
こと、およびこの水素強化ガス流れを水素清浄器
で精製し、それによつて高純度水素生成物流と、
再循環させて前記極低温分離系に結合供給材料と
して前記精製、脱水した供給ガス流れと結合され
る清浄器不良品流れとを発生させることである。 （課題を解決するための手段） この方法の改良において、前記結合供給材料を
冷却ならびに部分縮合し、その後、この冷却、部
分縮合した結合供給材料を分離して、液相と気相
にする。この気相をデフレグメーターで冷却する
が、このデフレグメーターにおいて、前記気相を
部分縮合して精留した液体縮合物を生成し、それ
を前記デフレグメーターから回収して熱入れし冷
却を取る。非縮合蒸気をその後さらに間接熱交換
器に入れて冷却、部分縮合しそれによつて水素強
化ガス相と軽質燃料液相とを生成する。この水素
強化ガス相をその後、前記軽質燃料液相から分離
する。 熱入れして冷却を取つた前記初期分離液相と、
前記デフレグメーターからの前記熱入精留した液
体縮合物を、重炭化水素生成物とし除去する。前
記軽質燃料ガス流れをフラツシユならびに気化し
て冷却を取りそれによつて軽質燃料ガス流れを起
こす。最後に、前記水素強化ガス相を熱入れして
冷却を取り、前記水素清浄器に供給する。 （作用） この発明の方法は、水素強化ガスを、水素清浄
器に供給する前の仕事膨脹または（および）圧縮
と、前記水素清浄器からの浄化水素生成物の圧縮
と、前記水素清浄器からの再循環ガスの圧縮と、
前記重炭化水素生成物の圧縮または（および）軽
質燃料ガス流れの圧縮とからさらに成ることがで
きる。前記重炭化水素生成物を蒸留塔に供給して
さらに分離または（および）浄化できる。 この発明の方法は、あらゆる型式の水素清浄
器、たとえば隔膜分離器と圧力スイング吸着単位
装置に等しく応用できる。この隔膜分離装置は、
１つ以上の段階から成り、段階間の透過の再圧縮
を具える。 ここで添付図面を参照しながらこの発明をさら
に詳細に説明しよう。 この発明の方法は、重炭化水素と高純度すなわ
ち、少くとも95％水素Ｍ／Ｏ好ましくは97％水素
Ｍ／Ｏの水素生成物の双方を、比較的低濃度の水
素すなわち、40％水素Ｍ／ＯたとえばFCC装置
排ガスまたは遅延コークス器排ガスを含むガス流
れから回収する混成ガス分離方法である。この重
炭化水素生成物は、C+ 2、C+ 3または（および）C+ 4
炭化水素から成ることができる。軽炭化水素と他
の軽質成分たとえばN2およびCOを軽質燃料ガス
流れとして除去する。低温で凍結することがある
どのような成分でも普通の除去をした後、前記供
給ガスを水素清浄器からの再循環ガスと結合させ
て極低温系に供給する。 前記極低温系では、所望重炭化水素成分を縮合
し部分縮合−デフレグメーシヨンの組合せか、あ
るいはデフレグメーシヨンだけで分離のあと、前
記水素を改善して水素清浄器への供給にさらに適
切な純度、たとえば70乃至90％Ｍ／Ｏになるよう
部分縮合する。極低温系のための冷却が典型的例
として、１本以上の生成物流れ、特に軽質燃料ガ
ス流れのジユール・トムソン膨脹によつて提供さ
れ、適当低圧になる。プロセス流れの１つ、たと
えば強化水素流れの仕事膨脹または外部冷却ある
いはどのような組合せでもまた利用できる。外部
冷却は、たとえば区間多成閉回路冷却循環により
供給できる。このような循環は、液体が優勢たと
えば蒸留塔への供給の状態にある重炭化水素の回
収に特に適当である。 少くとも重炭化水素生成物の一部分を回収には
デフレグメーターが好ましい。このデフレグメー
ターにより提供された精留は、好ましい重炭化水
素の高回収を提供するが、共縮合される比較的軽
質の成分の数量を最少限に止めている。従つて、
前記デフレグメーターは、普通の部分縮合法で入
手できるよりもずつと高純度重炭化水素生成物を
同一またはそれ以上の回収率で提供する。 極低温系で生成された改善水素を、適当な形式
のものならばなんでもよいが、たとえば隔膜、
PSAあるいは同様非極低温系のような水素清浄
器に供給する。水素清浄器は、所要高純度水素生
成物と、前記極低温系に再循環して戻して水素回
収を最大限にする不良品ガス流れとを発生する。 基本工程系統図は第１図に示された通りであ
る。極低温系の一実施態様に詳細を第２図に示
す。 第１図に関し、寡少水素含有供給材料流れを管
路１経由プロセスに導入する。この供給材料流れ
を随意に供給材料圧縮機３で圧縮し、酸ガスたと
えばCO2とH2Sをアミンまたは同様装置５で追い
出し、必要の場合、熱交換器７で冷却し、乾燥し
てドライヤー９で水を除去する。この圧縮し、浄
化しかつ乾燥したここでは管路１１に来ている供
給材料流れを、管路２７にある再循環清浄器不良
品ガスと結合させて管路３１を経由した極低温系
３３に供給する。極低温系３３に供給された前記
結合供給材料を、軽質燃料ガス流れ４１と、１本
以上の重炭化水素生成物流れ５１および水素清浄
器供給材料６１に分割する。管路４１にある軽質
燃料ガス流れを燃料圧縮機４３でさらに圧縮し、
プロセスから軽質燃料ガス生成物として管路４５
を経由して除去する。管路６１にある水素清浄器
供給材料流れを、必要の場合増圧圧縮機６３が圧
縮し、管路６５を経由して水素清浄器６７に供給
する。水素清浄器６７において、管路６５からの
供給材料を、管路６９に入る精製水素流れと、管
路２１に入る清浄器不良品流れとに分割する。管
路６９にある精製水素流れを水素生成物圧縮機７
１で圧縮し、その後プロセスから水素生成物とし
て管路７３を経由して除去できる。前記清浄器不
良品ガス流れを、必要の場合、再循環圧縮機２３
で圧縮し、熱交換器２５で随意に冷却してから、
管路１１を介した圧縮、精製のうえ乾燥した供給
材料流れを管路２７を介して結合する。 C+ 2炭化水素回収に適する極低温系３３の一実
施態様を詳述している第２図に関し、管路３１に
ある結合供給材料を冷却して、温熱交換器１０１
で部分縮合し分離器１０５に管路１０３を経由し
て供給する。分離器１０５からの蒸気を管路１０
７を経由してデフレグメーター１０９に供給する
と、そこで前記蒸気が部分縮合ならびに精留され
て、底部液部分と頭上気体部分とに分離される。
この精留底部液部分を管路１０７を経由して分離
器１０５に戻す。管路１１１にある前記頭上気体
部分をさらに冷却して、常温熱交換器１１３で部
分縮合しその後、管路１１５を経由して水素分離
器１１７に供給して縮合部分を除去する。前記水
素分離器からの液相を管路１１９を介して除去す
る。前記水素分離器からの水素強化ガス相を管路
１１２を介して除去し、随意に副流１２２と１２
３に分割する。 主副流１２２に常温熱交換器１１３で熱入れす
ると流れ１３１となる。ここで管路１３１に入つ
ている熱入れ副流をデフレグメーター１０９でさ
らに熱入れして、膨脹器１３３で随意に膨脹さ
せ、デフレグメーター１０９と温熱交換器１０１
とでさらに熱入れして、極低温系３３から管路６
１を介して除去される前に冷却を取る。 随意小副流１２３を減圧して液流１１９と結合
させて、結合流れ１２５の温度を下げる。この結
合流れを常温熱交換器１１３と、デフレグメータ
ー１０９および温熱交換器１０１で気化および熱
入れして、冷却を取つた後、極低温系３３から管
路６１を経由して除去する。 分離器１０５は、好ましくは凝離分離器である
ことで、流れ１０３から分離した比較的重質の液
体と、デフレグメーター１０９で生成され管路１
０７を経由して分離器１０５に戻る比較的軽質の
液体との凝離をさせる。温熱交換器１０１（流れ
１０３）で縮合し尽した液体を分離器１０５から
管路１５１および１５３を経由して除去し、温熱
交換器１０１で熱入れする。前記デフレグメータ
ー１０９（管路１０７経由）から回収した精留液
体を分離器１０５から管路１６１を介し除去す
る。流れ１６１をデフレグメーター１０９で過冷
し、弁１６３でフラツシユしてその後、デフレグ
メーター１０９と温熱交換器１０１で熱入れして
冷却を取る。管路１５４と１６５にあるこれら２
本の気化液流れをその後、C+ 2圧縮機で随意に圧
縮してから、C+ 2生成物として管路５１経由で除
去できる。 上記の系で利用できる別の選択は、液流１５１
の一部を液体生成物流れ１５２として除去するこ
とで、前記生成物流れも管路５１にある気化C+ 2
生成物流れと結合できる。 （実施例） この発明の効果の実施例として第１表は、水素
清浄器として隔膜分離装置を用いて、液体接触分
解器（FCC）排ガスからの水素とC+ 2炭化水素回
収の選択流れの流れと、組成物および作業条件と
を列挙している。
【表】
管路１にある供給ガスを圧縮し、モノエタノー
ルアミン（MEA）で処理してCO2とH2Sとを除
去し、前冷却して水の大部分を縮合しその後、乾
燥し流れ１１となる。隔膜分離装置（水素清浄
器）６７、流れ２７からの再循環ガスを前記供給
材料と混合し、またこの結合流れ３１を57〓（約
13.9℃）温度と315psiaの圧力とで極低温系３３
に供給する。 前記結合供給材料流れ３１を温熱交換器１０１
で−30〓（約1.1℃）に冷却し、C3と較的重質の
炭化水素の大部分を縮合し流れ１５１となるが、
それは気液流れ１０３から分離器１０５で分離さ
れている。この液体の大部分をを流れ１５３に入
れ、60psiaの圧力にフラツシユして温熱交換器１
０１で再気化する。この流れを49〓（約9.4℃）
の温度と57psiaの圧力で回収し、流れ１５４に入
れる。流れ１５２の液体のわずかの部分を、それ
が冷却に不要の場合、液体生成物として随意に除
去できる。 管路１０７にある未縮合蒸気をデフレグメータ
ー１０９で冷却と部分縮合および精留を行いC2
の豊富な液流１６１と頭上蒸気流れ１１１を回収
する。このC2の豊富な液流１６１をデフレグメ
ーター１０９で−177〓（約−80.5℃）に過冷し、
20psiaの圧力と、−188〓（約−86.6℃）の温度に
フラシユし、デフレグメーターで再気化して冷却
する。この再気化C2の豊富な流れを温熱交換器
１０１で熱入れして49〓（約9.4℃）の温度と
15psiaの圧力で回収し流れ１６５となる。 回収された重炭化水素蒸気流れ１５４と１６５
を必要の場合縮合でき、また前記随意液体生成物
流れ１５２と共に、重炭化水素生成物を構成し、
それを流れ５１で結合できる。この実施例では、
前記結合重炭化水素生成物流れ５１はエチレンの
91％、エタンの99.6％およびC3の100％と、88％
Ｍ／Ｏの純度のC+ 2を含む供給材料中の重炭化水
素を回収する。 前記デフレグメーター１０９からの軽質頭上蒸
気流れ１１１を常温熱交換器１１３で、−261〓
（約−127.2℃）の温度と、305psiaの圧力で冷却
し流れ１１５となる。縮合液体の流れ１１９は、
水素分離器１１７で水素強化ガスの流れ１２１か
ら分離されている。このガス流れ１２１は、供給
材料流れ１の14％水素Ｍ／Ｏに改善されたもの
で、ここでは水素清浄器に供給する供給材料にと
つてさらに適したものである。前記液体流れ１１
９には、メタントN2および生成物として好まれ
ない供給材料の他の軽質成分の大部分が含まれて
いる。 縮合液体流れ１１９を59psiaの圧力にフラツシ
ユし、前記水素強化ガスの流れ１２３の少量と混
合して必要の場合沸騰を容易にさせ、さらに常温
熱交換器１１３で気化させる。この気化流れ１４
１をデフレグメーター１０９と温熱交換器１０１
とで熱入れして、49〓（約9.4℃）の温度と
52psiaの圧力で燃料またはその他の用途として流
れ４１に回収する。 水素強化ガス流れ１２２を熱交換器１１３と１
０１およびデフレグメーター１０９で熱入れし、
49〓（約9.4℃）の温度と295psiaの圧力で流れ６
１として回収する。それを、この実施例では隔壁
分離装置である水素清浄器６７に供給して、透過
流れ６９として97％水素Ｍ／Ｏと100psiaの圧力
で回収する。必要の場合、この精製水素を比較的
高圧に圧縮して引続き使用する。 280psiaの圧力で水素清浄器からの不良品ガス
流れ２１には36％水素Ｍ／Ｏしか含まれていな
い。それは、前記隔膜分離装置は、精製生成物と
して、供給材料のわずか83％しか回収しないから
である。従つて、不良品ガス流れ２１を再循環圧
縮機２３で供給材料圧に再圧縮し、必要の場合冷
却して、供給材料ガス流１１と混合して、極低温
系３３に再循環される。再循環によつて、極低温
系３３と水素清浄器６７との組合せプロセスの全
水素回収は93％に増加した。 この実施例において、水素清浄器としてPSA
を使用すると、精製水素が高圧たとえば290psia
で生成されることと、不良品ガスが低圧たとえば
20psiaで生成されることを除き、同様の結果が得
られるであろう。水素純度は高く、99％Ｍ／Ｏで
あるが、前記PSA装置における水素回収はそれ
でも低く、たとえば75％に止り、水素の高い全回
収を達成するためには再循環が必要である。 もう１つの代案は、水素清浄器に入る水素強化
供給材料流れ６１を増圧圧縮機６３で圧縮して前
記水素清浄器の圧力効果を克服するか、あるいは
水素清浄器での分離のため付加的動力を提供する
ことである。 この方法では、極低温装置と、重炭化水素の回
収にとつて既に必要となつている供給材料圧縮と
酸ガス除去および乾燥のような上流装置を用いて
高純度水素および１つ以上の重炭化水素生成物の
両方を回収する。低純度水素供給材料を、経済的
最終純度度合、たとえば隔膜またはPSA装置に
帰着する（すなわち70乃至90％Ｍ／Ｏ）にまで改
善するには、極低温系に少量の追加を必要とする
だけである。水素清浄器からの不良品ガスの再循
環は、高全水素回収率、代表的例として90乃至95
％以上を提供する。また、水素清浄器は、所要高
水素純度すなわち95乃至99プラス％Ｍ／Ｏを提供
する。 供給材料の組成物と、供給材料ガス中の特別軽
質不純物と、生成物として回収される重炭化水素
と、使用される水素清浄器の種類および種々の生
成物と燃料の所要圧力とによつて、供給材料とし
て極低温系から水素清浄装置への生成された強加
水素流れの純度を最も効果的に活用して全圧縮エ
ネルギー必要条件を最小限に止めることができ
る。たとえば極低温系における低水素純度は結果
として高燃料圧を来たし燃料圧縮の低下または消
去となるばかりか、再循環圧縮量の増加を来た
す。水素清浄器にPSAを使用すると一般に、極
低温系における強化水素に高純度をもたらして、
再循環流量を減少させる利点がある。それは、
PSA再循環ガスを、隔膜からの不良品ガスと比
較して極く低圧から圧縮する必要があるからであ
る。 極低温系と水素清浄器とを再循環と組合せて高
純度水素と重炭化水素生成物を生成させると、経
済的でエネルギー効率のよい系を提供でき、極く
低濃度の水素しか含有しない供給材料ガスから高
純度水素を回収できる。大量の共用装置を用いる
と資本経費の大部分を双方の生成物に配分できる
ような副生成物ができる。 （発明の効果） 先行技術の項で討議されたような従来の方法
は、典型的例としてただ１つの生成物しか回収し
ない。従つて、その生成物の経費は、プロセスの
資本経費のすべてを含める必要がある。これは、
供給材料ガス濃度が低く、所要純度が高い場合の
ほとんどが、水素の原価を極端に高いものにして
いることである。 しかし、重炭化水素の回収だけの費用が納得で
きる時は、水素回収の付加費用はずつと安価につ
く。冷却と電力費用の小増分増加だけが、高純度
水素すなわち95乃至99プラス％Ｍ／Ｏを極低温系
を介して生成する費用と比較して改善水素生成物
すなわち70乃至90％Ｍ／Ｏを生成する極低温系に
要求される。従つて、冷却電力節約（極低温高純
度水素と強化水素生成物の間）が追加再圧縮・再
循環電力と非極低温水素清浄器と関連する資本経
費よりも大きい場合、その時このプロセスは高純
度水素の共回収に経済的となるであろう。これ
は、PSAおよび隔膜を基材とするプロセスの双
方にとつて正しいことがわかつた。水素清浄器か
らの再循環は、H2回収を有意に増加させるが、
これはH2生成物の単位当り資本経費をさらに低
減させる。 この発明を、この発明の特定実施態様に関した
開示した。この実施態様を、この発明の制限と考
えるべきでなく、その範囲は別項特許請求の範囲
により確かめることが望まれる。
ルアミン（MEA）で処理してCO2とH2Sとを除
去し、前冷却して水の大部分を縮合しその後、乾
燥し流れ１１となる。隔膜分離装置（水素清浄
器）６７、流れ２７からの再循環ガスを前記供給
材料と混合し、またこの結合流れ３１を57〓（約
13.9℃）温度と315psiaの圧力とで極低温系３３
に供給する。 前記結合供給材料流れ３１を温熱交換器１０１
で−30〓（約1.1℃）に冷却し、C3と較的重質の
炭化水素の大部分を縮合し流れ１５１となるが、
それは気液流れ１０３から分離器１０５で分離さ
れている。この液体の大部分をを流れ１５３に入
れ、60psiaの圧力にフラツシユして温熱交換器１
０１で再気化する。この流れを49〓（約9.4℃）
の温度と57psiaの圧力で回収し、流れ１５４に入
れる。流れ１５２の液体のわずかの部分を、それ
が冷却に不要の場合、液体生成物として随意に除
去できる。 管路１０７にある未縮合蒸気をデフレグメータ
ー１０９で冷却と部分縮合および精留を行いC2
の豊富な液流１６１と頭上蒸気流れ１１１を回収
する。このC2の豊富な液流１６１をデフレグメ
ーター１０９で−177〓（約−80.5℃）に過冷し、
20psiaの圧力と、−188〓（約−86.6℃）の温度に
フラシユし、デフレグメーターで再気化して冷却
する。この再気化C2の豊富な流れを温熱交換器
１０１で熱入れして49〓（約9.4℃）の温度と
15psiaの圧力で回収し流れ１６５となる。 回収された重炭化水素蒸気流れ１５４と１６５
を必要の場合縮合でき、また前記随意液体生成物
流れ１５２と共に、重炭化水素生成物を構成し、
それを流れ５１で結合できる。この実施例では、
前記結合重炭化水素生成物流れ５１はエチレンの
91％、エタンの99.6％およびC3の100％と、88％
Ｍ／Ｏの純度のC+ 2を含む供給材料中の重炭化水
素を回収する。 前記デフレグメーター１０９からの軽質頭上蒸
気流れ１１１を常温熱交換器１１３で、−261〓
（約−127.2℃）の温度と、305psiaの圧力で冷却
し流れ１１５となる。縮合液体の流れ１１９は、
水素分離器１１７で水素強化ガスの流れ１２１か
ら分離されている。このガス流れ１２１は、供給
材料流れ１の14％水素Ｍ／Ｏに改善されたもの
で、ここでは水素清浄器に供給する供給材料にと
つてさらに適したものである。前記液体流れ１１
９には、メタントN2および生成物として好まれ
ない供給材料の他の軽質成分の大部分が含まれて
いる。 縮合液体流れ１１９を59psiaの圧力にフラツシ
ユし、前記水素強化ガスの流れ１２３の少量と混
合して必要の場合沸騰を容易にさせ、さらに常温
熱交換器１１３で気化させる。この気化流れ１４
１をデフレグメーター１０９と温熱交換器１０１
とで熱入れして、49〓（約9.4℃）の温度と
52psiaの圧力で燃料またはその他の用途として流
れ４１に回収する。 水素強化ガス流れ１２２を熱交換器１１３と１
０１およびデフレグメーター１０９で熱入れし、
49〓（約9.4℃）の温度と295psiaの圧力で流れ６
１として回収する。それを、この実施例では隔壁
分離装置である水素清浄器６７に供給して、透過
流れ６９として97％水素Ｍ／Ｏと100psiaの圧力
で回収する。必要の場合、この精製水素を比較的
高圧に圧縮して引続き使用する。 280psiaの圧力で水素清浄器からの不良品ガス
流れ２１には36％水素Ｍ／Ｏしか含まれていな
い。それは、前記隔膜分離装置は、精製生成物と
して、供給材料のわずか83％しか回収しないから
である。従つて、不良品ガス流れ２１を再循環圧
縮機２３で供給材料圧に再圧縮し、必要の場合冷
却して、供給材料ガス流１１と混合して、極低温
系３３に再循環される。再循環によつて、極低温
系３３と水素清浄器６７との組合せプロセスの全
水素回収は93％に増加した。 この実施例において、水素清浄器としてPSA
を使用すると、精製水素が高圧たとえば290psia
で生成されることと、不良品ガスが低圧たとえば
20psiaで生成されることを除き、同様の結果が得
られるであろう。水素純度は高く、99％Ｍ／Ｏで
あるが、前記PSA装置における水素回収はそれ
でも低く、たとえば75％に止り、水素の高い全回
収を達成するためには再循環が必要である。 もう１つの代案は、水素清浄器に入る水素強化
供給材料流れ６１を増圧圧縮機６３で圧縮して前
記水素清浄器の圧力効果を克服するか、あるいは
水素清浄器での分離のため付加的動力を提供する
ことである。 この方法では、極低温装置と、重炭化水素の回
収にとつて既に必要となつている供給材料圧縮と
酸ガス除去および乾燥のような上流装置を用いて
高純度水素および１つ以上の重炭化水素生成物の
両方を回収する。低純度水素供給材料を、経済的
最終純度度合、たとえば隔膜またはPSA装置に
帰着する（すなわち70乃至90％Ｍ／Ｏ）にまで改
善するには、極低温系に少量の追加を必要とする
だけである。水素清浄器からの不良品ガスの再循
環は、高全水素回収率、代表的例として90乃至95
％以上を提供する。また、水素清浄器は、所要高
水素純度すなわち95乃至99プラス％Ｍ／Ｏを提供
する。 供給材料の組成物と、供給材料ガス中の特別軽
質不純物と、生成物として回収される重炭化水素
と、使用される水素清浄器の種類および種々の生
成物と燃料の所要圧力とによつて、供給材料とし
て極低温系から水素清浄装置への生成された強加
水素流れの純度を最も効果的に活用して全圧縮エ
ネルギー必要条件を最小限に止めることができ
る。たとえば極低温系における低水素純度は結果
として高燃料圧を来たし燃料圧縮の低下または消
去となるばかりか、再循環圧縮量の増加を来た
す。水素清浄器にPSAを使用すると一般に、極
低温系における強化水素に高純度をもたらして、
再循環流量を減少させる利点がある。それは、
PSA再循環ガスを、隔膜からの不良品ガスと比
較して極く低圧から圧縮する必要があるからであ
る。 極低温系と水素清浄器とを再循環と組合せて高
純度水素と重炭化水素生成物を生成させると、経
済的でエネルギー効率のよい系を提供でき、極く
低濃度の水素しか含有しない供給材料ガスから高
純度水素を回収できる。大量の共用装置を用いる
と資本経費の大部分を双方の生成物に配分できる
ような副生成物ができる。 （発明の効果） 先行技術の項で討議されたような従来の方法
は、典型的例としてただ１つの生成物しか回収し
ない。従つて、その生成物の経費は、プロセスの
資本経費のすべてを含める必要がある。これは、
供給材料ガス濃度が低く、所要純度が高い場合の
ほとんどが、水素の原価を極端に高いものにして
いることである。 しかし、重炭化水素の回収だけの費用が納得で
きる時は、水素回収の付加費用はずつと安価につ
く。冷却と電力費用の小増分増加だけが、高純度
水素すなわち95乃至99プラス％Ｍ／Ｏを極低温系
を介して生成する費用と比較して改善水素生成物
すなわち70乃至90％Ｍ／Ｏを生成する極低温系に
要求される。従つて、冷却電力節約（極低温高純
度水素と強化水素生成物の間）が追加再圧縮・再
循環電力と非極低温水素清浄器と関連する資本経
費よりも大きい場合、その時このプロセスは高純
度水素の共回収に経済的となるであろう。これ
は、PSAおよび隔膜を基材とするプロセスの双
方にとつて正しいことがわかつた。水素清浄器か
らの再循環は、H2回収を有意に増加させるが、
これはH2生成物の単位当り資本経費をさらに低
減させる。 この発明を、この発明の特定実施態様に関した
開示した。この実施態様を、この発明の制限と考
えるべきでなく、その範囲は別項特許請求の範囲
により確かめることが望まれる。
第１図は、この発明の方法の一般化工程系統
図、第２図は、この発明の方法の極低温系の一実
施態様の詳細な工程系統図である。 １……管路、３……供給材料圧縮機、５……装
置、７……熱交換器、９……ドライヤー、１１…
…管路、２１……管路、２３……再循環圧縮器、
２５……熱交換器、２７……管路、３１……管
路、３３……極低温系、４１……軽質燃料ガス
流、４３……燃料圧縮機、４５……管路、５１…
…生成物流れ、６１……水素清浄器、６３……増
圧圧縮機、６５……管路、６７……水素清浄器、
６９……管路、７１……生成物圧縮機、７３……
管路、１０１……温熱交換器、１０３……管路、
１０５……分離器、１０７……管路、１０９……
デフレグメーター、１１１……管路、１１２……
管路、１１３……常温熱交換器、１１５……管
路、１１７……水素分離器、１１９……管路、１
２１……管路、１２２，１２３……副流、１２５
……結合流れ、１３１……流れ、１３３……膨脹
器、１４１……気化流れ、１５１……液体流れ、
１５２……液体生成物流れ、１５３，１５４……
管路、１５５……圧縮機、１６１……液流、１６
３……弁、１６５……管路。
図、第２図は、この発明の方法の極低温系の一実
施態様の詳細な工程系統図である。 １……管路、３……供給材料圧縮機、５……装
置、７……熱交換器、９……ドライヤー、１１…
…管路、２１……管路、２３……再循環圧縮器、
２５……熱交換器、２７……管路、３１……管
路、３３……極低温系、４１……軽質燃料ガス
流、４３……燃料圧縮機、４５……管路、５１…
…生成物流れ、６１……水素清浄器、６３……増
圧圧縮機、６５……管路、６７……水素清浄器、
６９……管路、７１……生成物圧縮機、７３……
管路、１０１……温熱交換器、１０３……管路、
１０５……分離器、１０７……管路、１０９……
デフレグメーター、１１１……管路、１１２……
管路、１１３……常温熱交換器、１１５……管
路、１１７……水素分離器、１１９……管路、１
２１……管路、１２２，１２３……副流、１２５
……結合流れ、１３１……流れ、１３３……膨脹
器、１４１……気化流れ、１５１……液体流れ、
１５２……液体生成物流れ、１５３，１５４……
管路、１５５……圧縮機、１６１……液流、１６
３……弁、１６５……管路。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 供給ガス流れの酸ガスを追い出して脱水する
ことと、前記精製、脱水したガス流れを、軽質燃
料ガス流れを起こす極低温分離系と、少くとも１
本の重炭化水素生成物流れおよび水素強化ガス流
れとに分離すること、および前記水素強化ガス流
れを水素清浄器で精製し、それによつて高純度水
素生成物流れと、再循環させて前記極低温分離系
に結合供給材料として前記精製、脱水した供給ガ
ス流れと結合される清浄器不良品流れとを発生さ
せることにより、比較的重質の炭化水素と比較的
低濃度の水素とを含有する供給ガス流れからの重
炭化水素と高純度水素生成物との分離および回収
の方法において： (a) 前記結合供給材料を冷却ならびに部分縮合す
ることと、 (b) 前記冷却、部分縮合した結合供給材料を分離
して液相と気相にすることと、 (c) 前記気相をデフレグメーターで冷却および部
分縮合し、前記気相の部分縮合において精留液
体縮合物を前記デフレグメーターから回収、熱
入れして冷却を取ることと、 (d) 前記気相の非縮合部分を間接熱交換器でさら
に冷却および部分縮合し、それによつて水素強
化ガス相と軽質燃料液相とを生成することと、 (e) 前記水素強化ガス相を前記軽質燃料液相から
分離することと、 (f) 工程(b)の液相の少くとも一部を熱入れして冷
却を取ることと、 (g) 工程(f)の熱入れ液相と、工程(c)の熱入れ精留
液体縮合物を重炭化生成物として除去すること
と、 (h) 工程(e)の軽質燃料液相をフラツシングと気化
させて冷却を取りそれによつて軽質燃料ガス流
を生成させること、および、 (i) 工程(e)の水素強化ガスを熱入れして冷却を取
ることと、前記熱入れ水素強化ガスを前記水素
清浄器に供給すること、 から成ることを特徴とする重炭化水素と高純度水
素生成物の分離および回収の方法。 ２ 前記水素強化ガスを前記水素清浄器に供給す
る前に圧縮することからさらに成ることを特徴と
する請求項１による重炭化水素と高純度水素生成
物との分離および回収の方法。 ３ 前記重炭化水素生成物を圧縮することからさ
らに成ることを特徴とする請求項１による重炭化
水素と高純度水素生成物の分離および回収の方
法。 ４ 前記水素清浄器は、少くとも１段階から成る
隔膜分離装置であることを特徴とする請求項１に
よる重炭化水素と高純度水素生成物の分離および
回収の方法。 ５ 前記水素清浄器は、圧力スイング吸着装置で
あることを特徴とする請求項１による重炭化水素
と高純度水素生成物の分離および回収の方法。 ６ 前記軽質ガス流れを圧縮することからさらに
成ることを特徴とする請求項１による重炭化水素
と高純度水素生成物の分離および回収の方法。 ７ 前記水素清浄器からの精製水素生成物を圧縮
することからさらに成ることを特徴とする請求項
１による重炭化水素と高純度水素生成物の分離お
よび回収の方法。 ８ 前記水素清浄器からの再循環ガス流れを圧縮
することからさらに成ることを特徴とする請求項
１による重炭化水素と高純度水素生成物の分離お
よび回収の方法。 ９ 前記供給材料ガスには水素の40モル％以下が
含まれることと、高純度水素生成物流れには水素
の95モル％が含まれることおよび、前記供給材料
ガス流れの水素の少くとも90重量％を高純度水素
生成物流れに回収することを特徴とする請求項１
による重炭化水素と高純度水素生成物の分離およ
び回収の方法。 １０ 前記重炭化水素生成物を蒸留塔に供給して
さらに分離、精製することを特徴とする請求項１
による重炭化水素と高純度水素生成物の分離およ
び回収の方法。 １１ 前記水素強化ガスを仕事膨脹させて冷却を
提供してから前記仕事膨脹し、熱入れした水素強
化ガスを水素清浄器に供給することを特徴とする
請求項１による重炭化水素と高純度水素生成物の
分離および回収の方法。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US07/099,354 US4749393A (en) | 1987-09-18 | 1987-09-18 | Process for the recovery of hydrogen/heavy hydrocarbons from hydrogen-lean feed gases |
| US99354 | 1987-09-18 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH01104690A JPH01104690A (ja) | 1989-04-21 |
| JPH0553193B2 true JPH0553193B2 (ja) | 1993-08-09 |
Family
ID=22274596
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP63234701A Granted JPH01104690A (ja) | 1987-09-18 | 1988-09-19 | 重炭化水素と高純度水素生成物の分離および回収の方法 |
Country Status (4)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4749393A (ja) |
| EP (1) | EP0307864B1 (ja) |
| JP (1) | JPH01104690A (ja) |
| CA (1) | CA1281995C (ja) |
Families Citing this family (17)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4882037A (en) * | 1988-08-15 | 1989-11-21 | Uop | Process for treating a temperature-sensitive hydrocarbonaceous stream containing a non-distillable component to produce a selected hydrogenated distillable light hydrocarbonaceous product |
| US5035732A (en) * | 1990-01-04 | 1991-07-30 | Stone & Webster Engineering Corporation | Cryogenic separation of gaseous mixtures |
| GB9021435D0 (en) * | 1990-10-02 | 1990-11-14 | Boc Group Plc | Separation of gas mixtures |
| US5352272A (en) * | 1991-01-30 | 1994-10-04 | The Dow Chemical Company | Gas separations utilizing glassy polymer membranes at sub-ambient temperatures |
| US5837032A (en) * | 1991-01-30 | 1998-11-17 | The Cynara Company | Gas separations utilizing glassy polymer membranes at sub-ambient temperatures |
| US5505049A (en) * | 1995-05-09 | 1996-04-09 | The M. W. Kellogg Company | Process for removing nitrogen from LNG |
| US5802871A (en) * | 1997-10-16 | 1998-09-08 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dephlegmator process for nitrogen removal from natural gas |
| US5983665A (en) * | 1998-03-03 | 1999-11-16 | Air Products And Chemicals, Inc. | Production of refrigerated liquid methane |
| US6161397A (en) * | 1998-08-12 | 2000-12-19 | Air Products And Chemicals, Inc. | Integrated cryogenic and non-cryogenic gas mixture separation |
| US6592749B1 (en) * | 1999-03-19 | 2003-07-15 | Membrane Technology And Research, Inc. | Hydrogen/hydrocarbon separation process, including PSA and membranes |
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| US6931889B1 (en) | 2002-04-19 | 2005-08-23 | Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies | Cryogenic process for increased recovery of hydrogen |
| US6560989B1 (en) | 2002-06-07 | 2003-05-13 | Air Products And Chemicals, Inc. | Separation of hydrogen-hydrocarbon gas mixtures using closed-loop gas expander refrigeration |
| US20050154245A1 (en) * | 2003-12-18 | 2005-07-14 | Rian Reyneke | Hydrogen recovery in a distributed distillation system |
| US8262772B2 (en) | 2006-12-05 | 2012-09-11 | Praxair Technology, Inc. | Refinery gas upgrading via partial condensation and PSA |
| US8778050B2 (en) * | 2012-02-01 | 2014-07-15 | Basf Corporation | Heavy hydrocarbon removal process |
Family Cites Families (13)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3443388A (en) * | 1967-06-16 | 1969-05-13 | Lummus Co | Demethanization of hydrocarbons condensed from hydrogen rich gas |
| US3430418A (en) * | 1967-08-09 | 1969-03-04 | Union Carbide Corp | Selective adsorption process |
| GB1381112A (en) * | 1971-04-20 | 1975-01-22 | Petrocarbon Dev Ltd | Separation of gas mixtures |
| SU710908A1 (ru) * | 1977-06-23 | 1980-01-25 | Предприятие П/Я В-2913 | Способ получени водорода из углеводородной газовой смеси |
| US4180552A (en) * | 1978-03-20 | 1979-12-25 | Monsanto Company | Process for hydrogen recovery from ammonia purge gases |
| US4238211A (en) * | 1978-11-20 | 1980-12-09 | Helix Technology Corporation | Method of employing a first contaminant to prevent freeze-out of a second contaminant during cryogenic processing of a gaseous stream |
| EP0100923B1 (de) * | 1982-07-29 | 1986-02-05 | Linde Aktiengesellschaft | Verfahren und Vorrichtung zur Zerlegung eines Gasgemisches |
| FR2542421B1 (fr) * | 1983-03-08 | 1985-07-05 | Air Liquide | Procede et appareil pour produire un gaz a haute purete par vaporisation d'un liquide cryogenique |
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| DE3408760A1 (de) * | 1984-03-09 | 1985-09-12 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | Verfahren zur gewinnung von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen |
| US4654063A (en) * | 1984-12-21 | 1987-03-31 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for recovering hydrogen from a multi-component gas stream |
| US4654047A (en) * | 1985-08-23 | 1987-03-31 | Air Products And Chemicals, Inc. | Hybrid membrane/cryogenic process for hydrogen purification |
| US4617036A (en) * | 1985-10-29 | 1986-10-14 | Air Products And Chemicals, Inc. | Tonnage nitrogen air separation with side reboiler condenser |
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1987
- 1987-09-18 US US07/099,354 patent/US4749393A/en not_active Expired - Fee Related
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1988
- 1988-09-12 CA CA000577168A patent/CA1281995C/en not_active Expired - Lifetime
- 1988-09-13 EP EP88114953A patent/EP0307864B1/en not_active Expired
- 1988-09-19 JP JP63234701A patent/JPH01104690A/ja active Granted
Also Published As
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|---|---|
| JPH01104690A (ja) | 1989-04-21 |
| US4749393A (en) | 1988-06-07 |
| CA1281995C (en) | 1991-03-26 |
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| EP0307864B1 (en) | 1990-12-19 |
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