NO171012B

NO171012B - PROCEDURE FOR PREPARING A HYDROGENRIC GAS FLOW

Info

Publication number: NO171012B
Application number: NO860193A
Authority: NO
Inventors: Arthur Raymond Greenwood; Raymond Maslin
Original assignee: Uop Inc
Priority date: 1986-01-21
Filing date: 1986-01-21
Publication date: 1992-10-05
Also published as: NO860193L; NO171012C

Description

Denne oppfinnelse angår en fremgangsmåte ved fremstilling av en hydrogenrik gasstrøm fra et hydrogen- og hydro-carbonavløp fra en katalytisk hydrocarbonomdannelsessone. Den nye teknikk lar seg tilpasse for bruk ved katalytiske hydrocarbonomdannelsesreaksjoner som resulterer i en netto produksjon av hydrogen. This invention relates to a method for producing a hydrogen-rich gas stream from a hydrogen and hydrocarbon effluent from a catalytic hydrocarbon conversion zone. The new technique can be adapted for use in catalytic hydrocarbon conversion reactions that result in a net production of hydrogen.

Diverse typer katalytiske hydrocarbonomdannelsessys-temer har funnet utstrakt anvendelse i oljeraffineriindustrien og den petrokjemiske industri for omdannelse av hydrocarboner til et stort antall produkter. Reaksjonene som anvendes i slike systemer, er enten eksoterme eller endoterme og - hvilket er viktigere i forbindelse med den foreliggende oppfinnelse - resulterer ofte i enten en netto produksjon av hydrogen eller et netto forbruk av hydrogen. Innen petroleumraffinering er slike reaksjonssystemer blitt benyttet for ut-førelse av tallrike hydrocarbonomdannelsesreaksjoner, inklusive de som dominerer ved katalytisk reformering, dehydrogenering av ethylbenzen til styren, dehydrogenering av propan og butan, osv. Various types of catalytic hydrocarbon conversion systems have found extensive use in the oil refinery industry and the petrochemical industry for the conversion of hydrocarbons into a large number of products. The reactions used in such systems are either exothermic or endothermic and - which is more important in connection with the present invention - often result in either a net production of hydrogen or a net consumption of hydrogen. Within petroleum refining, such reaction systems have been used to carry out numerous hydrocarbon conversion reactions, including those that dominate in catalytic reforming, dehydrogenation of ethylbenzene to styrene, dehydrogenation of propane and butane, etc.

Petroleumraffineringskomplekser og petrokjemiske kom-plekser omfatter vanligvis et stort antall reaksjonssystemer. Enkelte systemer vil være netto forbrukere av hydrogen mens andre systemer i raffineringskomplekset eller det petrokjemiske kompleks kan resultere i netto produksjon av hydrogen. Fordi hydrogen er relativt kostbart, er det blitt praksis i hydrocarbonomdannelsesfaget å tilveiebringe hydrogen fra reaksjonssystemer som resulterer i netto produksjon av hydrogen og tilføre det til reaksjonssystemer som er netto forbrukere av hydrogen. I enkelte tilfeller må det netto hydrogen som føres til reaksjonssystemene med netto hydrogenforbruk være av høy renhet som følge av reaksjonsbetingelsene og/eller katalysatoren som benyttes i disse systemer. En slik situasjon kan kreve behandling av hydrogenet fra reaksjonssystemene som gir netto hydrogenproduksjon, for å fjerne hydrogensulfid, lette hydrocarboner, osv., fra den netto hydrogenstrøm. Petroleum refining complexes and petrochemical complexes usually comprise a large number of reaction systems. Certain systems will be net consumers of hydrogen while other systems in the refining complex or the petrochemical complex may result in net production of hydrogen. Because hydrogen is relatively expensive, it has become practice in the hydrocarbon conversion art to provide hydrogen from reaction systems that result in net production of hydrogen and feed it to reaction systems that are net consumers of hydrogen. In some cases, the net hydrogen that is fed to the reaction systems with net hydrogen consumption must be of high purity as a result of the reaction conditions and/or the catalyst used in these systems. Such a situation may require treatment of the hydrogen from the reaction systems that provide net hydrogen production, to remove hydrogen sulfide, light hydrocarbons, etc., from the net hydrogen stream.

Alternativt kan hydrogenbalansen for petroleumraf-fineringskomplekset eller det petrokjemiske kompleks resultere i overskudd av hydrogen, hvilket vil si at reaksjonssystemene som gir netto hydrogenproduksjon, produserer mer hydrogen enn det som er nødvendig for reaksjonssystemene som har et netto forbruk av hydrogen. I et slikt tilfelle kan overskuddet av hydrogen føres til brenselsystemet i petroleumraffineringskom-plekset eller det petrokjemiske kompleks. Da det imidlertid ofte er blandet verdifulle bestanddeler med overskuddshydrogenet, såsom C3<+->hydrocarboner, er det ofte ønskelig å behandle overskuddshydrogenet for å utvinne disse bestanddeler før hydrogenet føres til brenselsystemet. Alternatively, the hydrogen balance for the petroleum refining complex or the petrochemical complex can result in an excess of hydrogen, which means that the reaction systems that provide net hydrogen production produce more hydrogen than is necessary for the reaction systems that have a net consumption of hydrogen. In such a case, the surplus of hydrogen can be fed to the fuel system in the petroleum refining complex or the petrochemical complex. However, since valuable components are often mixed with the excess hydrogen, such as C3<+->hydrocarbons, it is often desirable to treat the excess hydrogen to extract these components before the hydrogen is fed to the fuel system.

Typiske for de hydrocarbonomdannel ses systemer som gir en netto hydrogenproduksjon, er katalytisk reformering, katalytisk dehydrogenering av alkylaromater og katalytisk dehydrogenering av paraffiner. Vanlig benyttede reaksjonssystemer med netto hydrogenforbruk er hydrobehandling, hydrokrakking og katalytisk hydrogenering. Blant de ovennevnte reaksjonssystemer rangerer katalytisk reformering som ett av dem som har funnet mest utstrakt anvendelse. På grunn av dens utstrakte anvendelse og dens utnyttelse som en primærkilde for hydrogen er katalytisk reformering blitt velkjent på området hydrocar-bonomdannelsessystemer. Derfor vil den følgende redegjørelse for oppfinnelsen bli gitt med henvisning til dens anvendelse i forbindelse med et katalytisk reformeringssystem. Typical of the hydrocarbon conversion systems that provide a net hydrogen production are catalytic reforming, catalytic dehydrogenation of alkyl aromatics and catalytic dehydrogenation of paraffins. Commonly used reaction systems with net hydrogen consumption are hydrotreatment, hydrocracking and catalytic hydrogenation. Among the above-mentioned reaction systems, catalytic reforming ranks as one of those that has found the most extensive application. Because of its widespread use and its utilization as a primary source of hydrogen, catalytic reforming has become well known in the field of hydrocarbon conversion systems. Therefore, the following account of the invention will be given with reference to its application in connection with a catalytic reforming system.

Det er vel kjent at petroleumprodukter med kokepunkt i bensinens kokeområde innbefatter bl.a. aromatiske hydrocarboner såsom benzen, toluen og xylener, og at disse fremstilles ved en katalytisk reformeringsprosess hvor en nafthafraksjon føres til en reaksjonssone og i denne bringes i kontakt med en platina-inneholdende katalysator i nærvær av hydrogen. Vanligvis blir avløpet fra den katalytiske reformeringssone, som omfatter hydrocarboner med kokepunkt i bensinkokeområdet og hydrogen, ført til en damp-væske-likevektsseparasjonssone og i denne separert i en hydrogenholdig dampfase og en ikke-stabilisert hydrocarbonvæskefase. En del av den hydrogenholdige dampfase kan resirkuleres til reaksjonssonen. It is well known that petroleum products with a boiling point in the petrol's boiling range include e.g. aromatic hydrocarbons such as benzene, toluene and xylenes, and that these are produced by a catalytic reforming process where a naphtha fraction is led to a reaction zone and in this is brought into contact with a platinum-containing catalyst in the presence of hydrogen. Typically, the effluent from the catalytic reforming zone, which comprises hydrocarbons with a boiling point in the gasoline boiling range and hydrogen, is led to a vapor-liquid equilibrium separation zone and in this separated into a hydrogen-containing vapor phase and a non-stabilized hydrocarbon liquid phase. Part of the hydrogen-containing vapor phase can be recycled to the reaction zone.

Fordi dehydrogenering av naftheniske hydrocarboner er én av de dominerende reaksjoner ved reformeringsprosessen, dannes vesentlige mengder hydrogen i den katalytiske reformeringssone. Følgelig er et netto overskudd av hydrogen tilgjen-gelig for anvendelse som brensel eller for anvendelse i en prosess med netto hydrogenforbruk, såsom en prosess for hydrobehandling av svovelholdig petroleum. Imidlertid er det i katalytisk reformering også involvert en hydrokrakkingfunksjon som fører til dannelse av produkter som er relativt lav-molekylære hydrocarboner, deriblant methan, ethan, propan, butaner og pentaner, og vesentlige mengder av disse vil fore-komme i den hydrogenholdige dampfase som skilles ut fra av-løpet fra reformeringssonen. Disse normalt gassformige hydrocarboner nedsetter hydrogenrenheten av den hydrogenholdige dampfase i en slik grad av rensning ofte er nødvendig før hydrogenet er egnet for anvendelse. Det vil derfor være fordelak-tig å ha til rådighet en fremgangsmåte for rensing av den hydrogenholdige dampfase for dannelse av en hydrogenrik gasstrøm og for å utvinne verdifulle bestanddeler såsom C3<+->hydrocarboner. Because dehydrogenation of naphthenic hydrocarbons is one of the dominant reactions in the reforming process, significant amounts of hydrogen are formed in the catalytic reforming zone. Consequently, a net surplus of hydrogen is available for use as fuel or for use in a process with net hydrogen consumption, such as a process for hydrotreating sulphurous petroleum. However, catalytic reforming also involves a hydrocracking function that leads to the formation of products that are relatively low-molecular hydrocarbons, including methane, ethane, propane, butanes and pentanes, and significant amounts of these will occur in the hydrogen-containing vapor phase that is separated based on the run-off from the reforming zone. These normally gaseous hydrocarbons reduce the hydrogen purity of the hydrogen-containing vapor phase to such an extent that purification is often necessary before the hydrogen is suitable for use. It would therefore be advantageous to have a method for purifying the hydrogen-containing vapor phase to form a hydrogen-rich gas stream and to extract valuable constituents such as C3<+->hydrocarbons.

I faget er det kjent en mengde prosesskjemaer for utvinning og rensing av en hydrogenrik gasstrøm fra avløpet fra hydrocarbonomdannelsessoner. I US patentskrift nr. 3.428.549 beskrives et slikt prosesskjerna. Hele det hydrogen-og hydrocarbonholdige avløp fra en katalytisk reformeringssone kjøles ned før det føres til en lavtrykks damp-væske-likevektsseparasjonssone, fra hvilken sone det tas ut en hydrogenrik dampfase som inneholder minst 90 vol% hydrogen og en ikke-stabilisert hydrocarbonvæskefase. En del av den hydrogenrike dampfase føres tilbake til den katalytiske reformeringsreak-sjonssone, mens resten av den hydrogenrike dampfase tas ut som en hydrogenrik strøm som er relativt fri for C3_6-hydrocarboner. I skarp motsetning til denne kjente fremgangsmåte, hvor det anses som nødvendig å kjøle hele avløpet for å oppnå en tilfredsstillende hydrogenanrikning, har det nu vist seg at det bare er nødvendig å kjøle 10-20% av væskeandelen av av-løpet for å oppnå praktisk talt samme grad av hydrogenanrikning. Den forbedring som oppnås ved hjelp av oppfinnelsen, resulterer således i vesentlige besparelser både med hensyn til hjelpetjenester og med hensyn til kapitalkostnader. A number of process schemes for the extraction and purification of a hydrogen-rich gas stream from the effluent from hydrocarbon conversion zones are known in the art. In US patent document no. 3,428,549 such a process core is described. The entire hydrogen- and hydrocarbon-containing effluent from a catalytic reforming zone is cooled before being fed to a low-pressure vapor-liquid equilibrium separation zone, from which zone a hydrogen-rich vapor phase containing at least 90 vol% hydrogen and a non-stabilized hydrocarbon liquid phase is withdrawn. Part of the hydrogen-rich vapor phase is fed back to the catalytic reforming reaction zone, while the remainder of the hydrogen-rich vapor phase is withdrawn as a hydrogen-rich stream which is relatively free of C3_6 hydrocarbons. In sharp contrast to this known method, where it is considered necessary to cool the entire effluent in order to achieve a satisfactory hydrogen enrichment, it has now been shown that it is only necessary to cool 10-20% of the liquid portion of the effluent to achieve practical spoken the same degree of hydrogen enrichment. The improvement achieved by means of the invention thus results in significant savings both with regard to auxiliary services and with regard to capital costs.

Det er et hovedsiktemål med oppfinnelsen å tilveiebringe en forbedret fremgangsmåte for fremstilling av en hydrogenrik gasstrøm ved behandling av avløpet fra en katalytisk hydrocarbonomdannelsesreaksjonssone. Det er videre et siktemål å tilveiebringe en fremgangsmåte ved en katalytisk reformeringsprosess fra hvilken det kan tas ut"en hydrogenrik gasstrøm av høy renhet for anvendelse andre steder i raffineringskomplekset eller det petrokjemiske kompleks. Andre siktemål, som spesifikt refererer seg til katalytisk reformering, går ut på å oppnå en økt utvinning av C3<+->hydrocarboner for anvendelse i andre prosesser. It is a main objective of the invention to provide an improved method for producing a hydrogen-rich gas stream by treating the effluent from a catalytic hydrocarbon conversion reaction zone. It is a further object to provide a process by a catalytic reforming process from which a hydrogen-rich gas stream of high purity can be extracted for use elsewhere in the refining or petrochemical complex. Other objects, which specifically refer to catalytic reforming, include on achieving an increased recovery of C3<+->hydrocarbons for use in other processes.

Med oppfinnelsen tilveiebringes det således en fremgangsmåte for fremstilling av en hydrogenrik gasstrøm ved behandling av et hydrogen- og hydrocarbonavløp fra en katalytisk hydrocarbonomdannelsesreaksj onssone. The invention thus provides a method for producing a hydrogen-rich gas stream by treating a hydrogen and hydrocarbon effluent from a catalytic hydrocarbon conversion reaction zone.

Fremgangsmåten er kjennetegnet ved at man: The procedure is characterized by:

(a) leder i det minste en del av avløpet til en første damp-væske-likevektsseparasjonssone og fra denne tar ut en hydrogenholdig dampfase og en første væskefase bestående i det vesentlige av hydrocarboner, (b) underkaster i det minste en første del av den hydrogenholdige dampfase indirekte varmeveksling med en nedenfor nærmere angitt hydrogenrik gasstrøm, (c) underkaster bare en del av den første væskefase, nemlig 10-20 vol% av den første væskefase, indirekte varmeveksling med en nedenfor nærmere angitt andre væskefase, (d) blander den varmevekslede første del av den hydrogenholdige dampfase og den varmevekslede del av den første væskefase og kjøler ned den resulterende blanding, (e) fører den nedkjølte blanding til en andre damp-væske-likevektsseparasjonssone for dannelse av en hydrogenrik gasstrøm og en andre væskefase, (f) underkaster den hydrogenrike gasstrøm indirekte varmeveksling med den første del av den hydrogenholdige dampfase ifølge trinn (b) og underkaster den andre væskefase indirekte varmeveksling med en del av den første væskefase ifølge trinn (c), og (g) utvinner den varmevekslede hydrogenrike gasstrøm. (a) directs at least a portion of the effluent to a first vapor-liquid equilibrium separation zone and withdraws therefrom a hydrogen-containing vapor phase and a first liquid phase consisting essentially of hydrocarbons, (b) subjects at least a first portion of the hydrogen-containing vapor phase indirect heat exchange with a below-specified hydrogen-rich gas stream, (c) subjects only a part of the first liquid phase, namely 10-20 vol% of the first liquid phase, to indirect heat exchange with a below-specified second liquid phase, (d) mixes it heat-exchanged first portion of the hydrogen-containing vapor phase and the heat-exchanged portion of the first liquid phase and cools the resulting mixture, (e) passes the cooled mixture to a second vapor-liquid equilibrium separation zone to form a hydrogen-rich gas stream and a second liquid phase, (f ) subjects the hydrogen-rich gas stream to indirect heat exchange with the first part of the hydrogen-containing vapor phase according to step (b) and subjects the second liquid phase see indirect heat exchange with part of the first liquid phase according to step (c), and (g) recovers the heat-exchanged hydrogen-rich gas stream.

Katalytisk reformering er velkjent i petroleumraf-fineringsindustrien og den petrokjemiske prosessindustri og angår behandling av en petroleumbensinfraksjon for å forbedre dens antibankeegenskaper. Petroleumfraksjonen kan være en ben-sinfraksjon som dekker hele bensinens kokeområde og har et begynnelseskokepunkt på fra 10 til 38°C og et sluttkokepunkt på fra 163 til 218°C. Oftere vil bensinfraksjonen ha et begynnelseskokepunkt på 66-121°C og et sluttkokepunkt på 177-218°C. Denne høyerekokende fraksjon betegnes vanligvis som naftha. Reformeringsprosessen er særlig anvendelig for behandling av slike direkte avdestillerte bensiner som har relativt store konsentrasjoner av naftheniske og i det vesentlige rettkjedede paraffiniske hydrocarboner som det er mulig å aromatisere gjennom dehydrogenering og/eller ringslutning. Diverse andre samtidig forløpende reaksjoner forekommer også, såsom isomeri-sering og hydrogenoverføring, hvilke er gunstige med hensyn til å forbedre antibankeegenskapene av den valgte ben-sinf raks jon. I tillegg til å forbedre bensinfraksjonens antibankeegenskaper gjør prosessens tilbøyelighet til å danne aromater fra naftheniske og paraffiniske hydrocarboner den katalytiske reformeringsprosess til en uvurderlig kilde for fremskaffelse av benzen, toluen og xylener, som alle er meget nyttige i den petrokjemiske industri. Catalytic reforming is well known in the petroleum refining and petrochemical process industries and relates to the treatment of a petroleum gasoline fraction to improve its anti-knock properties. The petroleum fraction can be a gasoline fraction that covers the entire boiling range of gasoline and has an initial boiling point of from 10 to 38°C and a final boiling point of from 163 to 218°C. More often, the petrol fraction will have an initial boiling point of 66-121°C and a final boiling point of 177-218°C. This higher-boiling fraction is usually referred to as naphtha. The reforming process is particularly applicable for the treatment of such directly distilled gasolines which have relatively large concentrations of naphthenic and essentially straight-chain paraffinic hydrocarbons which it is possible to aromatize through dehydrogenation and/or ring closure. Various other concurrent reactions also occur, such as isomerization and hydrogen transfer, which are beneficial in terms of improving the antiknock properties of the selected benzine fraction. In addition to improving the antiknock properties of the gasoline fraction, the propensity of the process to form aromatics from naphthenic and paraffinic hydrocarbons makes the catalytic reforming process an invaluable source for the production of benzene, toluene and xylenes, all of which are very useful in the petrochemical industry.

Meget anvendelige katalysatorer for bruk i reformeringsprosessen er f.eks. katalysatorer av typen platina på aluminiumoxydbærer. Disse katalysatorer vil vanligvis inneholde fra 0,05 til 5 vekt% platina. I den senere tid er visse aktivatorer eller modifiseringsmidler, såsom kobolt, nikkel, rhenium, germanium og tinn, blitt innlemmet i refor-mingkatalysatoren for å forbedre dens ydelse. Highly applicable catalysts for use in the reforming process are e.g. catalysts of the platinum type on aluminum oxide support. These catalysts will usually contain from 0.05 to 5% by weight platinum. More recently, certain activators or modifiers, such as cobalt, nickel, rhenium, germanium and tin, have been incorporated into the reforming catalyst to improve its performance.

Den katalytiske reformering av hydrocarboner som koker i nafthakokeområdet - en operasjon som utføres i dampfase - utføres ved omdannelsesbetingelser som innbefatter katalysatorskikttemperaturer i området fra 371 til 549°C. Katalysatortemperaturene bør ikke i vesentlig grad overskride 549°C. Andre betingelser innbefatter generelt et trykk på fra 138 til 6895 kPa (overtrykk), en væskeromhastighet pr. time (definert som antall volumdeler frisk tilførsel pr. time pr. volumdel katalysatorpartikler i reaksjonssonen) på fra 0,2 til 10 h"<1> og et molforhold mellom hydrogen og hydrocarboner som vanligvis er i området fra 0,5:1 til 10:1. Som fagfolk på området petroleumraffinering er klar over medfører kontinuerlig drevne regenerative reformingsystemer mange fordeler sammen-lignet med fastskiktsystemene. Blant disse er muligheten for effektiv drift ved sammenligningsvis lave trykk, f.eks. trykk på fra 138 til 1379 kPa og høyere væskeromhastigheter pr. time, f.eks. hastigheter på fra 3 til 10 h"<1>. Som en følge av kontinuerlig katalysatorregenerering kan det opprettholdes høyere og stabile innløpstemperaturer til katalysatorskiktet, f.eks. temperaturer på fra 510 til 543°C. Dessuten oppnås det en tilsvarende økning i hydrogenproduksjonen og av hydrogenrenheten i den hydrogenholdige dampfase fra produktutskillel-sesanlegget. The catalytic reforming of hydrocarbons boiling in the naphtha boiling range - an operation carried out in the vapor phase - is carried out at conversion conditions which include catalyst bed temperatures in the range from 371 to 549°C. Catalyst temperatures should not significantly exceed 549°C. Other conditions generally include a pressure of from 138 to 6895 kPa (gage pressure), a liquid space velocity per hour (defined as the number of parts by volume of fresh feed per hour per part by volume of catalyst particles in the reaction zone) of from 0.2 to 10 h"<1> and a mole ratio between hydrogen and hydrocarbons that is usually in the range from 0.5:1 to 10 : 1. As those skilled in the art of petroleum refining are aware, continuously operated regenerative reforming systems offer many advantages over fixed bed systems, among which are the ability to operate efficiently at comparatively low pressures, e.g. pressures of 138 to 1379 kPa and higher liquid space velocities per hour, eg speeds of from 3 to 10 h"<1>. As a result of continuous catalyst regeneration, higher and stable inlet temperatures to the catalyst layer can be maintained, e.g. temperatures of from 510 to 543°C. In addition, a corresponding increase in hydrogen production and hydrogen purity in the hydrogen-containing vapor phase from the product separation plant is achieved.

Den katalytiske reformeringsreaksjon utføres ved de ovennevnte reformingbetingelser i en reaksjonssone som er for-synt med enten et fast eller et bevegelig katalysatorskikt. Vanligvis vil reaksjonssonen omfatte flere katalysatorskikt, som vanligvis betegnes som "trinn", og katalysatorskiktene kan være stablet over hverandre og være innelukket i én enkelt reaktorbeholder, eller hvert katalysatorskikt kan være innelukket i en separat reaktorbeholder og reaktorbeholderne være anordnet ved siden av hverandre. Vanligvis vil en reaksjonssone omfatte fra 2 til 4 katalysatorskikt, som er stablet over hverandre og/eller er anordnet ved siden av hverandre. Mengden av katalysator som benyttes i hvert katalysatorskikt, kan varieres for å kompensere for den endotermiske reaksjonsvarme i hvert tilfelle. I f.eks. et system med tre katalysatorskikt vil det første skikt vanligvis inneholde fra 10 til 30 vol%, det andre fra 25 til 45 vol% og det tredje fra 40 til 60 vol% av katalysatormengden i reaksj onssonen. Hva et system med fire katalysatorskikt angår, vil en egnet katalysatorfordeling være fra 5 til 15 vol% i det første skikt, fra 15 til 25 vol% i det andre, fra 25 til 35 vol% i det tredje og fra 35 til 50 vol% i det fjerde. Reaktantstrømmen, som omfatter hydrogen- og hyd-rocarbontilførselen, bør fortrinnsvis strømme i serie gjennom reaksjonssonene etter økende katalysatorvolum med oppvarmning mellom trinnene. Den ulike katalysatorfordeling, med økende katalysatormengde i reaktantstrømmens strømningsretning, letter og forbedrer fordelingen av reaksjonene. The catalytic reforming reaction is carried out under the above-mentioned reforming conditions in a reaction zone which is provided with either a fixed or a moving catalyst layer. Usually, the reaction zone will comprise several catalyst layers, which are usually referred to as "stages", and the catalyst layers can be stacked one above the other and be enclosed in a single reactor vessel, or each catalyst layer can be enclosed in a separate reactor vessel and the reactor vessels be arranged next to each other. Usually, a reaction zone will comprise from 2 to 4 catalyst layers, which are stacked on top of each other and/or arranged next to each other. The amount of catalyst used in each catalyst layer can be varied to compensate for the endothermic heat of reaction in each case. In e.g. a system with three catalyst layers, the first layer will usually contain from 10 to 30 vol%, the second from 25 to 45 vol% and the third from 40 to 60 vol% of the amount of catalyst in the reaction zone. As far as a system with four catalyst layers is concerned, a suitable catalyst distribution will be from 5 to 15 vol% in the first layer, from 15 to 25 vol% in the second, from 25 to 35 vol% in the third and from 35 to 50 vol% in the fourth. The reactant stream, which includes the hydrogen and hydrocarbon feed, should preferably flow in series through the reaction zones after increasing catalyst volume with heating between stages. The different catalyst distribution, with increasing catalyst quantity in the flow direction of the reactant stream, facilitates and improves the distribution of the reactions.

Etter uttak av hydrocarbon- og hydrogenavløpet fra den katalytiske reaksjonssone blir avløpet vanligvis underkastet indirekte varmeveksling, vanligvis med hydrogen- og hydro-carbontilførselen til den katalytiske reaksjonssone. En slik indirekte varmeveksling bidrar til den ytterligere bearbei-delse av reaksjonssoneavløpet ved å avkjøle dette og gjenvinne varme som ellers ville ha gått tapt, for videre anvendelse i After withdrawing the hydrocarbon and hydrogen effluent from the catalytic reaction zone, the effluent is usually subjected to indirect heat exchange, usually with the hydrogen and hydrocarbon feed to the catalytic reaction zone. Such indirect heat exchange contributes to the further processing of the reaction zone effluent by cooling it and recovering heat that would otherwise have been lost, for further use in

den katalytiske reformeringsprosess. Etter et slikt eventuelt the catalytic reforming process. After such possibly

> avkjølingstrinn føres reaksjonssoneavløpet til en damp-væske-likevektsseparasjonssone for å utvinne en hydrogenholdig dampfase fra avløpet, av hvilken en del resirkuleres til reformeringssonen. Damp-væske-likevektsseparasjonssonen > cooling stage, the reaction zone effluent is passed to a vapor-liquid equilibrium separation zone to recover a hydrogen-containing vapor phase from the effluent, part of which is recycled to the reforming zone. The vapor-liquid equilibrium separation zone

holdes vanligvis ved stort sett samme trykk som det der benyt-3 tes i reformingsreaksjonssonen, når det ses bort fra trykkfal-let i systemet. Temperaturen i damp-væske-likevektsseparasj onssonen holdes vanligvis ved fra 16 til 49°C. Temperaturen og trykket velges med henblikk på å danne en hydrogenholdig is usually kept at roughly the same pressure as that used in the reforming reaction zone, when the pressure drop in the system is disregarded. The temperature in the vapor-liquid equilibrium separation zone is usually maintained at from 16 to 49°C. The temperature and pressure are chosen with a view to forming a hydrogen-containing

dampfase og en hovedsakelig væskeformig fase omfattende » ikke-stabilisert reformat. vapor phase and a mainly liquid phase comprising » non-stabilized reformate.

Som ovenfor angitt krever den katalytiske reformeringsprosess vanligvis tilstedeværelse av hydrogen i reaksj onssonen. Skjønt dette hydrogen kan komme fra en hvilken som As indicated above, the catalytic reforming process usually requires the presence of hydrogen in the reaction zone. Although this hydrogen can come from any which

helst egnet kilde, er det blitt vanlig praksis å resirkulere preferably a suitable source, it has become common practice to recycle

> en del av den hydrogenholdige dampfase som fåes fra damp-væske-like-vektsseparasjonssonen, for å tilveiebringe i det minste en del av det hydrogen som kreves for å sikre riktig funksjonering av den katalytiske reformeringsprosess. Den res-terende del av den hydrogenholdige dampfase er derfor tilgjen-5 gelig for benyttelse på annet hold. I henhold til den foreliggende oppfinnelse blir i det minste en del av den hydrogenholdige dampfase, som kan utgjøre hele den del av den hydrogenholdige dampfase som ikke resirkuleres til reaksjonssonen, > part of the hydrogen-containing vapor phase obtained from the vapor-liquid equilibrium separation zone, to provide at least part of the hydrogen required to ensure the correct functioning of the catalytic reforming process. The remaining part of the hydrogen-containing vapor phase is therefore available for use elsewhere. According to the present invention, at least part of the hydrogen-containing vapor phase, which may constitute the entire part of the hydrogen-containing vapor phase that is not recycled to the reaction zone, becomes

underkastet nedkjøling. Skjønt det ikke vanligvis er nødvendig subjected to cooling. Although it is not usually necessary

> for katalytisk reforming, kan det være nødvendig å sikre at den hydrogenholdige dampfase er tilstrekkelig tørr før nedkjø-lingen foretas. Ved at den hydrogenholdige dampfase tørres unngåes isdannelse og ledsagende nedsettelse av varmeover-gangskoeffisientene i varmeveksleren i den kjøleenhet som be-> nyttes for å avstedkomme kjølingen. > for catalytic reforming, it may be necessary to ensure that the hydrogen-containing vapor phase is sufficiently dry before the cooling is carried out. By drying the hydrogen-containing vapor phase, ice formation and accompanying reduction of the heat transfer coefficients in the heat exchanger in the cooling unit used to provide the cooling is avoided.

Dersom tørring er påkrevet, kan denne utføres på en hvilken som helst i faget kjent måte. Absorpsjon ved hjelp av væskeformige tørremidler, såsom ethylenglycol, diethylenglycol og triethylenglycol, kan med fordel anvendes. I et slikt ab-sorpsjonssystem blir et glycoltørremiddel bragt i kontakt med den hydrogenholdige dampfase i en absorpsjonskolonne. Vannrik glycol blir så tatt ut fra absorpsjonskolonnen og ført til en regenerator, hvor vannet skilles fra glycoltørremidlet med tilførsel av varme. Det resulterende magre glycoltørremiddel resirkuleres så til absorpsjonskolonnen for ny anvendelse. Som et alternativ til absorpsjon under anvendelse av væskeformige tørremidler kan tørring også foretas ved adsorpsjon under anvendelse av et fast tørremiddel. Aluminiumoxyd, silicagel, silica-aluminiumoxydkuler og molekylsiler er typiske for de faste tørremidler som kan anvendes. Vanligvis vil det faste tørremiddel være plassert i minst to skikt anordnet for paral-lellstrømning. Mens den hydrogenholdige dampstrøm føres gjennom ett skikt av tørremiddel, blir det eller de gjenværende skikt regenerert. Regenerering foretas vanligvis ved oppvarmning for å fjerne desorbert vann og avdrive den desorberte vanndamp fra tørremiddelskiktet. Skiktene av tørremiddel kan derfor alternere syklisk mellom tørring og regenerering, slik at det oppnås kontinuerlig fjerning av vann fra den hydrogenholdige dampfase. If drying is required, this can be carried out in any manner known in the art. Absorption using liquid desiccants, such as ethylene glycol, diethylene glycol and triethylene glycol, can be advantageously used. In such an absorption system, a glycol desiccant is brought into contact with the hydrogen-containing vapor phase in an absorption column. Aqueous glycol is then taken out from the absorption column and led to a regenerator, where the water is separated from the glycol desiccant with the addition of heat. The resulting lean glycol desiccant is then recycled to the absorption column for reuse. As an alternative to absorption using liquid desiccants, drying can also be carried out by adsorption using a solid desiccant. Aluminum oxide, silica gel, silica-aluminium oxide balls and molecular sieves are typical of the solid drying agents that can be used. Usually the solid desiccant will be placed in at least two layers arranged for parallel flow. While the hydrogen-containing vapor stream is passed through one layer of desiccant, the remaining layer or layers are regenerated. Regeneration is usually carried out by heating to remove desorbed water and drive off the desorbed water vapor from the desiccant layer. The layers of desiccant can therefore alternate cyclically between drying and regeneration, so that continuous removal of water from the hydrogen-containing vapor phase is achieved.

Som ovenfor angitt tas en hovedsakelig væskeformig fase som omfatter ikke-stabilisert reformat, ut fra den første damp-væske-likevektseparasjonssone. I henhold til oppfinnelsen blir en del av dette ikke-stabiliserte væskeformige reformat, som utgjør fra 10 til 20 vol% av det totale reformat, ført til en varmeveksler for indirekte varmeveksling med et andre ikke-stabilisert, væskeformig reformat som vil bli omtalt nærmere nedenfor. Etter å være blitt underkastet indirekte varmeveksling blir det ikke-stabiliserte væskeformige reformat blandet med den hydrogenholdige dampfase som likeledes er blitt underkastet indirekte varmeveksling. Den resulterende blanding blir så nedkjølt og separert for dannelse av den ønskede hydrogenrike gasstrøm. Det har vist seg at en andel på 10-20 vol% av det ikke-stabiliserte væskeformige reformat er en optimal mengde å bringe i fornyet kontakt med den hydrogenholdige dampfase for å oppnå den størst mulige hydrogenrenhet i den hydrogenrike gass med et minimum av kostnader til hjel-peanlegg og kapitalkostnader. Spesielt har det vist seg at molforholdet mellom det ikke-stabiliserte væskeformige reformat og den hydrogenholdige dampfase med fordel kan være på ca. 0,13, hvorved det oppnås en høy hydrogenrenhet i den hydrogenrike gasstrøm, samtidig med at kostnadene til nedkjøling og As indicated above, a mainly liquid phase comprising unstabilized reformate is taken from the first vapor-liquid equilibrium separation zone. According to the invention, a part of this non-stabilized liquid reformate, which constitutes from 10 to 20 vol% of the total reformate, is led to a heat exchanger for indirect heat exchange with a second non-stabilized, liquid reformate which will be discussed in more detail below . After being subjected to indirect heat exchange, the non-stabilized liquid reformate is mixed with the hydrogen-containing vapor phase which has likewise been subjected to indirect heat exchange. The resulting mixture is then cooled and separated to form the desired hydrogen-rich gas stream. It has been shown that a proportion of 10-20 vol% of the non-stabilized liquid reformate is an optimal amount to bring into renewed contact with the hydrogen-containing vapor phase in order to achieve the greatest possible hydrogen purity in the hydrogen-rich gas with a minimum of costs auxiliary facilities and capital costs. In particular, it has been shown that the molar ratio between the non-stabilized liquid reformate and the hydrogen-containing vapor phase can advantageously be approx. 0.13, whereby a high hydrogen purity is achieved in the hydrogen-rich gas stream, while the costs for cooling and

pumping reduseres. pumping is reduced.

Som ovenfor angitt blir den hydrogenholdige dampfase underkastet indirekte varmeveksling med en hydrogenrik gass som det skal redegjøres for nærmere nedenfor, og andelen på 10-20 vol% av det ikke-stabiliserte væskeformige reformat As indicated above, the hydrogen-containing vapor phase is subjected to indirect heat exchange with a hydrogen-rich gas which will be explained in more detail below, and the proportion of 10-20 vol% of the non-stabilized liquid reformate

underkastes indirekte varmeveksling med et andre ikke-stabili-> sert, væskeformig hydrocarbon. De indirekte varmevekslingstrinn tjener til å kjøle den hydrogenholdige dampfase og det ikke-stabiliserte væskeformige reformat før disse blandes og nedkjøles. is subjected to indirect heat exchange with a second non-stabilized, liquid hydrocarbon. The indirect heat exchange steps serve to cool the hydrogen-containing vapor phase and the unstabilized liquid reformate before these are mixed and cooled.

Etter at den hydrogenholdige dampfase og det After the hydrogen-containing vapor phase and that

> ikke-stabiliserte væskeformige reformat er blitt varmevekslet, > non-stabilized liquid reformate has been heat exchanged,

blandes de. Som det vil forstås vil en mindre andel av den hydrogenholdige dampfase kunne kondensere som følge av varmevekslingen. Imidlertid er uttrykket "hydrogenholdig dampfase", slik det her anvendes, ment å skulle innbefatte en slik i mindre kondensert andel. Følgelig blir hele den hydrogenholdige dampfase, inklusive den andel som eventuelt måtte være blitt kondensert under varmevekslingen, blandet med det ikke-stabiliserte væskeformige reformat. they mix. As will be understood, a smaller proportion of the hydrogen-containing vapor phase will be able to condense as a result of the heat exchange. However, the term "hydrogen-containing vapor phase", as used here, is intended to include such a less condensed proportion. Consequently, the entire hydrogen-containing vapor phase, including the portion that may have been condensed during the heat exchange, is mixed with the non-stabilized liquid reformate.

I henhold til oppfinnelsen blir blandingen så under- According to the invention, the mixture is then sub-

> kastet nedkjøling. Et hvilket som helst egnet kjølesystem kan benyttes. Eksempelvis kan det benyttes en enkel syklus omfattende en avkjølende fordamper, en kompressor, en kondensator og en ekspansjonsventil, eller det kan, om ønskes, benyttes et > thrown cooldown. Any suitable cooling system can be used. For example, a simple cycle comprising a cooling evaporator, a compressor, a condenser and an expansion valve can be used, or, if desired, a

mer komplekst kaskadesystem. Den nøyaktige utformning av kjø-leskjemaet er avhengig av den ønskede temperatur av den ned-kjølte blanding, og denne temperatur er i sin tur avhengig av blandingens sammensetning og den ønskede hydrogenrenhet i den hydrogenrike gass. Fortrinnsvis bør temperaturen være så lav more complex cascade system. The exact design of the cooling scheme depends on the desired temperature of the cooled mixture, and this temperature in turn depends on the composition of the mixture and the desired hydrogen purity in the hydrogen-rich gas. Preferably, the temperature should be this low

som mulig, med en viss sikkerhetsmargin for å forhindre fry-sing. Vanligvis vil temperaturen til hvilken nedkjølingen foretas, være fra -26 til -9°C. Dessuten er det å merke at den nøyaktige ønskede temperatur av den nedkjølte blanding vil avgjøre hvorvidt tørring av den hydrogenholdige dampfase er påkrevet for å unngå isdannelse i varmeveksleren som benyttes as possible, with a certain safety margin to prevent freezing. Usually the temperature to which the cooling is carried out will be from -26 to -9°C. Furthermore, it should be noted that the exact desired temperature of the cooled mixture will determine whether drying of the hydrogen-containing vapor phase is required to avoid ice formation in the heat exchanger used

for nedkjølingen og den ledsagende nedsettelse av varmeover-føringskoeffisienten. Ved katalytisk reforming er en temperatur på ca. -18°C vanligvis velegnet uten at det er nødvendig å tørre den hydrogenholdige dampfase. Dette er fordi vanninnhol-det i den hydrogenholdige dampfase er ca. 20 ppm på molbasis. for the cooling and the accompanying reduction of the heat transfer coefficient. In catalytic reforming, a temperature of approx. -18°C is usually suitable without the need to dry the hydrogen-containing vapor phase. This is because the water content in the hydrogen-containing vapor phase is approx. 20 ppm on a molar basis.

Etter nedkjøling føres blandingen til en andre damp-væske-likevektsseparasj onssone. Fordi sammensetningen, temperaturen og trykket i den andre damp-væske-likevektsseparasj onssone er forskjellige fra dem i den første damp-væske-likevektsseparasj onssone, opprettes det en ny damp-væske-likevekt. De nøyaktige betingelser i sonen vil selvfølgelig avhenge av den ønskede hydrogenrenhet i den hydrogenrike gasstrøm som tas ut fra den andre damp-væske-likevektsseparasj onssone. Vanligvis vil betingelsene innbefatte en temperatur på fra -37 til 2°C, fortrinnsvis en temperatur fra -26 til After cooling, the mixture is fed to a second vapor-liquid equilibrium separation zone. Because the composition, temperature and pressure in the second vapor-liquid equilibrium separation zone are different from those in the first vapor-liquid equilibrium separation zone, a new vapor-liquid equilibrium is established. The exact conditions in the zone will of course depend on the desired hydrogen purity in the hydrogen-rich gas stream which is taken out from the second vapor-liquid equilibrium separation zone. Typically, the conditions will include a temperature of from -37 to 2°C, preferably a temperature of from -26 to

-9,4°C og et trykk på fra 207 til 6206 kPa. -9.4°C and a pressure of from 207 to 6206 kPa.

I henhold til oppfinnelsen tas et andre ikke-stabilisert, væskeformig reformat ut fra den andre damp-væske-likevektsseparasj onssone. Dette andre reformat vil avvike fra det første ikke-stabiliserte væskeformige reformat ved at det vil inneholde mer C1<+->materiale overført fra den hydrogenholdige dampfase. Det andre ikke-stabiliserte reformat som tas ut fra den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone, føres til en fraksjoneringssone etter å være blitt underkastet indirekte varmeveksling i henhold til oppfinnelsen. Spesielt er det å merke at når det andre, ikke-stabiliserte refomat underkastes indirekte varmeveksling, blir det derved forvarmet før det går til fraksjoneringssonen. Det indirekte varmevekslingstrinn resulterer derfor i ytterligere besparelse According to the invention, a second non-stabilized, liquid reformate is taken from the second vapor-liquid equilibrium separation zone. This second reformate will differ from the first non-stabilized liquid reformate in that it will contain more C1<+> material transferred from the hydrogen-containing vapor phase. The second non-stabilized reformate which is withdrawn from the second vapor-liquid equilibrium separation zone is fed to a fractionation zone after being subjected to indirect heat exchange according to the invention. In particular, it is worth noting that when the second, non-stabilized reformer is subjected to indirect heat exchange, it is thereby preheated before it goes to the fractionation zone. The indirect heat exchange step therefore results in further savings

av energi ved at man unngår behovet for å oppvarme det andre, ikke-stabiliserte reformat fra den temperatur ved hvilken den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone holdes, før fraksjoneringen foretas og ved at man reduserer systemets kjøle-behov. of energy by avoiding the need to heat the second, non-stabilized reformate from the temperature at which the second vapor-liquid equilibrium separation zone is maintained, before the fractionation is carried out and by reducing the cooling requirements of the system.

Den hydrogenrike gasstrøm som tas ut fra den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone, vil, avhengig av betingelsene i denne sone, fortrinnsvis ha en hydrogenrenhet høyere enn 90 mol%. Etter at den hydrogenrike gasstrøm er blitt underkastet indirekte varmeveksling i henhold til oppfinnelsen, kan den hydrogenrike gasstrøm så føres til andre hydrogenforbrukende prosesser. Ved å underkaste den hydrogenrike gasstrøm indirekte varmeveksling med den hydrogenholdige dampfase oppnås visse energibesparelser i tillegg. Vanligvis må den hydrogenrike gasstrøm oppvarmes før den kan benyttes i en hydrogenforbrukende prosess. Ved at den hydrogenrike gass underkastes indirekte varmeveksling og derved oppvarmes, oppnås følgelig energibesparelser idet man slipper å oppvarme den hydrogenrike gasstrøm fra den temperatur som opprettholdes i den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone. Dessuten vil et slikt varmevekslingstrinn redusere det totale behov for ned-kjøling og dermed redusere systemets energibehov. The hydrogen-rich gas stream which is withdrawn from the second vapor-liquid equilibrium separation zone will, depending on the conditions in this zone, preferably have a hydrogen purity higher than 90 mol%. After the hydrogen-rich gas stream has been subjected to indirect heat exchange according to the invention, the hydrogen-rich gas stream can then be fed to other hydrogen-consuming processes. By subjecting the hydrogen-rich gas stream to indirect heat exchange with the hydrogen-containing vapor phase, certain energy savings are also achieved. Usually, the hydrogen-rich gas stream must be heated before it can be used in a hydrogen-consuming process. In that the hydrogen-rich gas is subjected to indirect heat exchange and thereby heated, energy savings are consequently achieved as there is no need to heat the hydrogen-rich gas flow from the temperature maintained in the second vapor-liquid equilibrium separation zone. Moreover, such a heat exchange step will reduce the total need for cooling and thus reduce the system's energy requirements.

Ved den videre beskrivelse av oppfinnelsesidéen vil det bli henvist til den vedføyede tegning, som tjener til å illustrere en eller flere utførelsesformer av oppfinnelsen. Skjønt tegningen illustrerer en katalytisk reformeringsprosess, skal ikke oppfinnelsen anses som begrenset til en slik prosess, idet oppfinnelsen er bredt anvendelig på hydrogenom-dannelsesprosesser som resulterer i netto produksjon av hydrogen. Figuren viser et forenklet skjematisk strømningsdiagram for en katalytisk reformeringsprosess, hvor bare de viktigste utstyrsenheter er vist. Disse er en katalytisk reaksjonssone 6, en første damp-væske-likevektssseparasjonssone 9 og en andre damp-væske-likevektsseparasjonssone 25. Dessuten er det inntegnet en kompressor 12 og en valgfri kompressor 15, en nedkjølingsenhet 23 og et valgfritt tørkesystem 14a. Det er videre vist en fyrt kjel 4 for oppvarmning av tilførselen til reaksjonssonen, en varmeveksler 2 for tilførselen og forkjø-lingsvarmevekslere 17 og 20. Skjønt disse ikke benyttes i det foreliggende eksempel, er en valgfri kompressor 15 og et valgfritt tørkesystem 14a inntegnet for å vise alternative prosesskjemaer. Detaljer såsom forskjellige pumper, oppvarmere, kjølere, ventiler, oppstartningsrørledninger og lig-nende er utelatt, fordi disse anses som uvesentlige for å oppnå en klar forståelse av den involverte teknikk. In the further description of the invention idea, reference will be made to the attached drawing, which serves to illustrate one or more embodiments of the invention. Although the drawing illustrates a catalytic reforming process, the invention should not be considered limited to such a process, as the invention is widely applicable to hydrogen conversion processes that result in the net production of hydrogen. The figure shows a simplified schematic flow diagram for a catalytic reforming process, where only the most important equipment units are shown. These are a catalytic reaction zone 6, a first vapor-liquid equilibrium separation zone 9 and a second vapor-liquid equilibrium separation zone 25. In addition, a compressor 12 and an optional compressor 15, a cooling unit 23 and an optional drying system 14a are drawn. Also shown is a fired boiler 4 for heating the supply to the reaction zone, a heat exchanger 2 for the supply and pre-cooling heat exchangers 17 and 20. Although these are not used in the present example, an optional compressor 15 and an optional drying system 14a are included to show alternative process diagrams. Details such as various pumps, heaters, coolers, valves, start-up pipelines and the like are omitted, as these are considered immaterial to a clear understanding of the technique involved.

Idet det nu henvises til tegningen, innføres et hyd-rocarbonutgangsmateriale som koker i nafthakokeområdet, via rørledning 1 og blandes med en hydrogenholdig dampfase som resirkuleres via rørledning 13. Blandingen føres så gjennom rørledning 1 til varmeveksleren 2 for tilførselen, hvor hydrogen- og hydrocarbontilførselen underkastes indirekte varmeveksling med hydrogen- og hydrocarbonavløpet fra den katalytiske reformingsreaksjonssone. Den således forvarmede blanding av hydrogen og hydrocarboner tas så ut fra varmeveksleren 2 via rørledning 3. Den føres så til kjelen 4, hvor hydrogen- og hydrocarbontilførselen oppvarmes til en reaksjonssonetempera-tur på ca. 538°C. Referring now to the drawing, a hydrocarbon starting material that boils in the naphtha boiling area is introduced via pipeline 1 and mixed with a hydrogen-containing vapor phase which is recycled via pipeline 13. The mixture is then passed through pipeline 1 to the heat exchanger 2 for the supply, where the hydrogen and hydrocarbon supply is subjected to indirect heat exchange with the hydrogen and hydrocarbon effluent from the catalytic reforming reaction zone. The thus preheated mixture of hydrogen and hydrocarbons is then taken out from the heat exchanger 2 via pipeline 3. It is then fed to the boiler 4, where the hydrogen and hydrocarbon supply is heated to a reaction zone temperature of approx. 538°C.

Etter å være blitt oppvarmet i kjelen 4 føres hydrogen- og hydrocarbontilførselen via rørledning 5 til en katalytisk reformingsreaksjonssone 6, i hvilken det er anbragt en reformingkatalysator omfattende platina på aluminiumoxyd. Reaksjonssonen 6 er her for enkelhets skyld inntegnet som bestående av én enkelt sone. Imidlertid vil, som ovenfor angitt, reaksjonssonen vanligvis omfatte to eller flere katalysatorskikt koblet i serie med oppvarmning mellom katalysatorskiktene, enten i fyrte kjeler med tilknytning til kjelen 4 for tilførselen eller i separate kjeler eller oppvarmere. Dessuten er det å merke at reaksjonssonen kan omfatte et fast-skiktreaksjonssystem eller kan omfatte et system med bevegelig skikt, hvor katalysatorpartikler strømmer fra katalysatorskikt til katalysatorskikt ved innvirkning av tyngdekraften. After being heated in the boiler 4, the hydrogen and hydrocarbon supply is led via pipeline 5 to a catalytic reforming reaction zone 6, in which a reforming catalyst comprising platinum on aluminum oxide is placed. For the sake of simplicity, the reaction zone 6 is shown here as consisting of a single zone. However, as indicated above, the reaction zone will usually comprise two or more catalyst layers connected in series with heating between the catalyst layers, either in fired boilers connected to the boiler 4 for the supply or in separate boilers or heaters. Furthermore, it is to be noted that the reaction zone may comprise a fixed-bed reaction system or may comprise a moving-bed system, where catalyst particles flow from catalyst layer to catalyst layer under the influence of gravity.

Uansett utformning av reaksjonssonen 6 blir avløpet fra denne, som omfatter hydrogen og hydrocarboner, tatt ut via rørledning 7 og ført til varmeveksleren 2. Som ovenfor angitt blir hydrogen- og hydrcarbonavløpet fra reaksjonssonen 6 underkastet indirekte varmeveksling med hydrogen- og hydrocar-bontilførselen i rørledning 1. Som følge av denne varmeveksling senkes temperaturen i reaksjonssoneavløpet fra ca. 504°C til ca. 127°C. Dessuten har det - selv om dette ikke er vist på tegningen - blitt vanlig praksis å redusere temperaturen av reaksjonssoneavløpet ytterligere til ca. 38°C eller mindre ved at det underkastes indirekte varmeveksling med luft fra om-givelsene og/eller med kjølevann. Regardless of the design of the reaction zone 6, the effluent from this, which includes hydrogen and hydrocarbons, is taken out via pipeline 7 and led to the heat exchanger 2. As stated above, the hydrogen and hydrocarbon effluent from the reaction zone 6 is subjected to indirect heat exchange with the hydrogen and hydrocarbon supply in the pipeline 1. As a result of this heat exchange, the temperature in the reaction zone outlet is lowered from approx. 504°C to approx. 127°C. Furthermore, although this is not shown in the drawing, it has become common practice to further reduce the temperature of the reaction zone effluent to approx. 38°C or less by subjecting it to indirect heat exchange with air from the surroundings and/or with cooling water.

Uansett hvordan denne varmeveksling foretas, føres reaksjonssoneavløpet via rørledning 8 til den første damp-væske-likevektsseparasjonssone 9 for å danne en første hydrogenholdig dampfase som inneholder 90,5 mol% hydrogen, og et første ikke-stabilisert, væskeformig reformat. Den hydrogenholdige dampfase tas ut fra damp-væske-likevektsseparasj onssonen 9 via rørledning 11. For å tilfredsstille den katalytiske reformeringsreaksjonssones behov for hydrogen føres Regardless of how this heat exchange is accomplished, the reaction zone effluent is conveyed via conduit 8 to the first vapor-liquid equilibrium separation zone 9 to form a first hydrogen-containing vapor phase containing 90.5 mol% hydrogen, and a first unstabilized, liquid reformate. The hydrogen-containing vapor phase is withdrawn from the vapor-liquid equilibrium separation zone 9 via pipeline 11. To satisfy the catalytic reforming reaction zone's need for hydrogen,

en første del av den hydrogenholdige dampfase via rørledning ; 11 til resirkulasjonskompressor 12. Den første del av den hydrogenholdige dampfase føres så via rørledning 13 for å blandes med det tilførselsmateriale med naftha-kokeområdet som strøm-mer i rørledning 1. En andre del av den hydrogenholdige dampfase, som utgjør resten av denne, avledes gjennom rørledning a first part of the hydrogen-containing vapor phase via pipeline; 11 to recirculation compressor 12. The first part of the hydrogen-containing vapor phase is then led via pipeline 13 to be mixed with the feed material with the naphtha boiling area that flows in pipeline 1. A second part of the hydrogen-containing vapor phase, which makes up the rest of this, is diverted through pipeline

> 14. Skjønt dette ikke er typisk nødvendig ved katalytisk reformering kan den andre del av den hydrogenholdige dampfase underkastes tørring i et valgfritt tørresystem 14a før det foretas komprimering. Som ovenfor angitt kan et hvilket som > 14. Although this is not typically necessary in catalytic reforming, the second part of the hydrogen-containing vapor phase can be subjected to drying in an optional drying system 14a before compression is carried out. As stated above, any

helst egnet tørkesystem benyttes. preferably a suitable drying system is used.

< Etter eventuell tørring kan den andre hydrogenholdige dampfase komprimeres i den valgfrie kompressor 15. Skjønt den ikke er nødvendig og ikke benyttes i det foreliggende eksempel, kan den valgfrie kompressor 15 med fordel benyttes, idet < After any drying, the second hydrogen-containing vapor phase can be compressed in the optional compressor 15. Although it is not necessary and is not used in the present example, the optional compressor 15 can be used with advantage, as

den muliggjør opprettelse av en ny damp-væske-likevekt ved et i høyere trykk i separasjonssonen 25. Etter en slik eventuell komprimering ledes den andre hydrogenholdige dampfase via rør-ledning 16 til forkjølingsvarmeveksleren 17. I forkjølingsvar-meveksleren 17 blir den andre del av den hydrogenholdige dampfase underkastet indirekte varmeveksling med en hydrogenrik it enables the creation of a new vapor-liquid equilibrium at a higher pressure in the separation zone 25. After such possible compression, the second hydrogen-containing vapor phase is led via pipeline 16 to the precooling heat exchanger 17. In the precooling heat exchanger 17, the second part of the hydrogen-containing vapor phase subjected to indirect heat exchange with a hydrogen-rich

> gasstrøm som det vil bli redegjort nærmere for nedenfor. Som følge av dette varmevekslingstrinn blir temperaturen av den andre del av den hydrogenholdige dampfase redusert fra ca. 38°C til ca. -2°C. Den således forkjølte andre del av den hydrogenholdige dampfase tas så ut fra forkjølingsvarmeveksleren 1 17 via rørledning 18. > gas flow, which will be explained in more detail below. As a result of this heat exchange step, the temperature of the second part of the hydrogen-containing vapor phase is reduced from approx. 38°C to approx. -2°C. The thus cooled second part of the hydrogen-containing vapor phase is then taken out from the pre-cooling heat exchanger 1 17 via pipeline 18.

Den første ikke-stabiliserte, væskeformige reformat-fase tas ut fra damp-væske-likevektsseparasjonssonen 9 via rørledning 10. En andel som utgjør ca. 10 vol% av det totale The first non-stabilized, liquid reformate phase is taken out from the vapor-liquid equilibrium separation zone 9 via pipeline 10. A proportion that amounts to approx. 10 vol% of the total

ikke-stabiliserte, væskeformige reformat avledes via rørled-ning 19. Resten av det ikke-stabiliserte, væskeformige reformat føres videre gjennom rørledning 10 og ledes til et ikke avbildet fraksjoneringsanlegg. Andelen på 10 vol% av det ikke--stabiliserte væskeformige reformat føres via rørledning 19 til forkjølingsvarmeveksler 20. Den underkastes der indirekte non-stabilised, liquid reformate is diverted via pipeline 19. The rest of the non-stabilised, liquid reformate is carried on through pipeline 10 and led to a fractionation plant not shown. The share of 10 vol% of the non-stabilized liquid reformate is led via pipeline 19 to the precooling heat exchanger 20. It is submitted there indirectly

varmeveksling med en andre ikke-stabilisert, væskeformig re-formatstrøm som det vil bli redegjort nærmere for nedenfor. Som følge av dette indirkte varmevekslingstrinn blir temperaturen av det ikke-stabiliserte væskeformige reformat redusert fra 38°C til -10°C. Det således forkjølte ikke-stabiliserte, væskeformige reformat tas ut fra f orkjølingsvarmeveksleren 20 via rørledning 21 og blandes deretter med den andre del av den hydrogenholdige dampfase i rørledning 18. heat exchange with a second non-stabilised, liquid reformate stream which will be explained in more detail below. As a result of this indirect heat exchange step, the temperature of the non-stabilized liquid reformate is reduced from 38°C to -10°C. The thus precooled, non-stabilized, liquid reformate is taken out of the precooling heat exchanger 20 via pipeline 21 and is then mixed with the other part of the hydrogen-containing vapor phase in pipeline 18.

Den resulterende blanding, som har en temperatur på ca. -2°C, føres via rørledning 22 til nedkjølingsenhet 23, som for enkelhets skyld bare er vist som en blokk. Som ovenfor angitt kan den nøyaktige utformning av nedkjølingsenheten 23 avhenge av en rekke variable som vil være velkjent for en fag-mann på området, og en detaljert redegjørelse for denne anses ikke nødvendig for å bibringe en forståelse av oppfinnelsen. Blandingen tas ut fra nedkjølingsenheten 23 med en temperatur på -18 °C via rørledning 24, og den føres deretter til en andre damp-væske-likevektsseparasj onssone 25 som holdes ved en temperatur på ca. -18°C og et trykk på 1103 kPa. Den første damp-væske-likevektsseparasjonssone 9 holdes ved en temperatur på The resulting mixture, which has a temperature of approx. -2°C, is led via pipeline 22 to cooling unit 23, which for simplicity is only shown as a block. As stated above, the exact design of the cooling unit 23 may depend on a number of variables which will be well known to a person skilled in the art, and a detailed explanation of this is not considered necessary to provide an understanding of the invention. The mixture is withdrawn from the cooling unit 23 at a temperature of -18 °C via pipeline 24, and it is then led to a second vapor-liquid equilibrium separation zone 25 which is maintained at a temperature of approx. -18°C and a pressure of 1103 kPa. The first vapor-liquid equilibrium separation zone 9 is maintained at a temperature of

37,8°C og ved et trykk på ca. 1034 kPa, og fordi den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone holdes ved andre betingelser, inklusive et annet molforhold mellom væske og damp, opprettes en ny dampvæske-likevekt. Følgelig tas en hydrogen rik gasstrøm inneholdende ca. 92,2 mol% hydrogen ut via rørledning 26, foruten et andre ikke-stabilisert, væskeformig reformat inneholdende ca. 17 mol% C5-hydrocarboner. Dette avviker sterkt fra det første ikke-stabiliserte væskeformige reformat, som inneholder 9,4 mol% C5-hydrocarboner. Oppfinnelsen resulterer således i en økt utvinning av hydrocarboner fra den hydrogenholdige dampfase, slik at det fåes en hydrogenrik gasstrøm. 37.8°C and at a pressure of approx. 1034 kPa, and because the second vapor-liquid equilibrium separation zone is maintained at different conditions, including a different molar ratio between liquid and vapor, a new vapor-liquid equilibrium is established. Consequently, a hydrogen-rich gas stream containing approx. 92.2 mol% hydrogen out via pipeline 26, in addition to a second non-stabilized, liquid reformate containing approx. 17 mol% C5 hydrocarbons. This differs greatly from the first non-stabilized liquid reformate, which contains 9.4 mol% C5 hydrocarbons. The invention thus results in an increased extraction of hydrocarbons from the hydrogen-containing vapor phase, so that a hydrogen-rich gas stream is obtained.

Den hydrogenrike gasstrøm som tas ut fra den andre damp-væske-likevektsseparasjonssone 25 via rørledning 26, føres til forkjølingsvarmeveksleren 17, hvor den underkastes indirekte varmeveksling med den hydrogenholdige dampfase. Temperaturen av den hydrogenrike gasstrøm økes fra ca. -18°C til ca. 32,2°C som følge av varmevekslingstrinnet. Den hydrogenrike gasstrøm tas så ut fra forkjølingsvarmeveksleren 17 via rørledning 27 og videre befordres for å anvendes i andre prosessenheter som ikke er vist på tegningen. The hydrogen-rich gas stream which is taken out from the second vapor-liquid equilibrium separation zone 25 via pipeline 26 is led to the pre-cooling heat exchanger 17, where it is subjected to indirect heat exchange with the hydrogen-containing vapor phase. The temperature of the hydrogen-rich gas stream is increased from approx. -18°C to approx. 32.2°C as a result of the heat exchange step. The hydrogen-rich gas stream is then taken out from the pre-cooling heat exchanger 17 via pipeline 27 and further conveyed to be used in other process units that are not shown in the drawing.

Det andre ikke-stabiliserte, væskeformige reformat som tas ut fra damp-væske-likevektsseparasjonssonen 25 via The second non-stabilized, liquid reformate which is withdrawn from the vapor-liquid equilibrium separation zone 25 via

< rørledning 28, føres til f orkjølingsvarmeveksleren 20. I denne underkastes det indirekte varmeveksling med det første ikke-stabiliserte, væskeformige reformat fra rørledning 19. Som følge av dette varmevekslingstrinn økes temperaturen av < pipeline 28, is led to the precooling heat exchanger 20. In this, it undergoes indirect heat exchange with the first non-stabilized, liquid reformate from pipeline 19. As a result of this heat exchange step, the temperature is increased by

det andre ikke-stabiliserte, væskeformige reformat fra ca. ' -18°C til ca. 23°C. Det således oppvarmede andre, the second non-stabilized, liquid reformate from approx. ' -18°C to approx. 23°C. It thus warmed others,

ikke-stabiliserte, væskeformige reformat tas så ut fra forkjølingsvarmeveksleren 20 via rørledning 29. Det føres deretter til fraksjoneringsutstyr som ikke er vist på non-stabilized, liquid reformate is then taken out from the precooling heat exchanger 20 via pipeline 29. It is then fed to fractionation equipment, which is not shown in

tegningen. Fordi det er nødvendig å oppvarme det andre ikke-stabiliserte væskeformige reformat for å kunne foreta fraksjoneringen resulterer oppvarmningen av dette i forkjølingsvarmeveksleren 20 i ytterligere energibesparelser. the drawing. Because it is necessary to heat the second non-stabilized liquid reformate in order to carry out the fractionation, the heating of this in the pre-cooling heat exchanger 20 results in further energy savings.

For ytterligere å vise hvilke uventede og overraskende resultater som oppnås ved hjelp av oppfinnelsen 1 ble det utført ytterligere to forsøk ved hjelp av termodynamisk analyse, ingeniørberegninger og anslag. Det forsøk som er beskrevet ovenfor i forbindelse med den detaljerte beskrivelse av tegningen, er betegnet som Forsøk I i den følgende redegjørelse. In order to further show which unexpected and surprising results are achieved with the help of invention 1, two further trials were carried out using thermodynamic analysis, engineering calculations and estimates. The experiment described above in connection with the detailed description of the drawing is referred to as Experiment I in the following explanation.

Forsøk II avviker fra Forsøk I ved at ca. 20 vol% av det ikke-stabiliserte reformat som tas ut fra Trial II differs from Trial I in that approx. 20 vol% of the non-stabilized reformate which is taken from

damp-væske-likevektsseparasjonssonen 9, avledes gjennom rørledning 19 for fornyet kontakt og nedkjøling i henhold til opp f innelsen. the vapor-liquid equilibrium separation zone 9 is diverted through pipeline 19 for renewed contact and cooling according to the invention.

Forsøk III avviker fra Forsøk I og Forsøk II ved at 100 vol% av den ikke-stabiliserte reformatstrøm som tas ut fra den første damp-væske-likevektsseparasjonssone 9, avledes gjennom rørledning 19 for ytterligere nedkjøling og ny kontakt. Trial III differs from Trial I and Trial II in that 100 vol% of the non-stabilized reformate stream taken from the first vapor-liquid equilibrium separation zone 9 is diverted through pipeline 19 for further cooling and new contact.

Resultatene av disse forsøk er oppført i den nedenstående tabell 1. Renheten av det resirkulerte hydrogen er mol% av hydrogen i den hydrogenrike dampstrøm som resirkuleres til reaksjonssonen gjennom rørledning 11 på fig. The results of these tests are listed in Table 1 below. The purity of the recycled hydrogen is the mol% of hydrogen in the hydrogen-rich steam stream which is recycled to the reaction zone through pipeline 11 in fig.

1. Det er derfor den hydrogenrenhet som oppnås uten fornyet kontakt og fornyet nedkjøling. Renheten av avgasshydrogenet er mol% av hydrogen i den hydrogenrike dampfase som tas ut fra rørledning 27 på fig. 1. Nedkjølingsydelsen er ydelsen i MW som nedkjølingsenheten 23 yder. 1. It is therefore the hydrogen purity that is achieved without renewed contact and renewed cooling. The purity of the off-gas hydrogen is mol% of hydrogen in the hydrogen-rich vapor phase which is taken out from pipeline 27 in fig. 1. The cooling performance is the performance in MW that the cooling unit 23 provides.

Som det vil ses av de ovenstående data resulterte Forsøk III (100 vol% ikke-stabilisert, væskeformig reformat avledet gjennom rørledning 19 på fig. 1) i den høyeste hydrogenrenhet, nemlig 93,7%. Imidlertid resulterte Forsøk III i den største nedkjølingsydelse, nemlig 0,396 MW. Å øke hydrogenrenheten fra 90,5 mol% til 93,7 mol% krever således 0,396 MW, hvilket innebærer gjennomsnittlig 0,123 MW pr. 1,0 mol% økning i hydrogenrenheten. I motsetning hertil var det i Forsøk I og Forsøk II bare nødvendig med henholdsvis 0,076 MW og 0,079 MW pr. 1,0 mol% økning i hydrogenretheten. Det vil således ses at man ved å begrense mengden av ikke-stabilisert reformat som avledes gjennom rørledning 19 til 10-20 vol% i henhold til oppfinnelsen, kan det oppnås en nesten like høy hydrogenrenhet med en vesentlig lavere nedkjølingsydelse som ved å avlede 100% av det ikke-stabiliserte, væskeformige reformat. As will be seen from the above data, Trial III (100 vol% non-stabilized, liquid reformate diverted through pipeline 19 in Fig. 1) resulted in the highest hydrogen purity, namely 93.7%. However, Trial III resulted in the greatest cooling performance, namely 0.396 MW. Increasing the hydrogen purity from 90.5 mol% to 93.7 mol% thus requires 0.396 MW, which means an average of 0.123 MW per 1.0 mol% increase in hydrogen purity. In contrast, in Experiment I and Experiment II only 0.076 MW and 0.079 MW per 1.0 mol% increase in hydrogen purity. It will thus be seen that by limiting the amount of non-stabilized reformate that is diverted through pipeline 19 to 10-20 vol% according to the invention, an almost as high hydrogen purity can be achieved with a substantially lower cooling performance as by diverting 100% of the non-stabilized, liquid reformate.

Det vil således ses av det ovenstående at oppfinnelsen resulterer i at det fåes en hydrogenrik gasstrøm fra et hydrogen- og hydrocarbonavløp fra en katalytisk hydrocarbonomdannelsesreaksj onssone. It will thus be seen from the above that the invention results in a hydrogen-rich gas stream being obtained from a hydrogen and hydrocarbon effluent from a catalytic hydrocarbon conversion reaction zone.

Claims

1. Method for producing a hydrogen-rich gas stream by treating a hydrogen and hydrocarbon effluent from a catalytic hydrocarbon conversion reaction zone, characterized in that: (a) directing at least part of the effluent to a first vapor-liquid equilibrium separation zone (9) and from this withdraws a hydrogen-containing vapor phase (11) and a first liquid phase (10) consisting essentially of hydrocarbons, (b) subjects at least a first part of the hydrogen-containing vapor phase (16) to indirect heat exchange (17) with a more detailed below specified hydrogen-rich gas stream (26), (c) subjects only a part of the first liquid phase (19), namely 10-20 vol% of the first liquid phase, to indirect heat exchange (20) with a second liquid phase (28) specified in more detail below, ( d) mixing the heat-exchanged first part of the hydrogen-containing vapor phase (18) and the heat-exchanged part of the first liquid phase (21) and cooling (23) the resulting mixture (22), (e) passing the cooled mixture (24) to a second dam p-liquid equilibrium separation zone (25) to form a hydrogen-rich gas stream (26) and a second liquid phase (28), (f) subjecting the hydrogen-rich gas stream (26) to indirect heat exchange (17) with the first part (16) of the hydrogen-containing vapor phase according to step (b) and subjecting the second liquid phase (28) to indirect heat exchange (20) with a part of the first liquid phase (19) according to step (c), and (g) recovering the heat-exchanged hydrogen-rich gas stream (27).

2. Method according to claim 1, characterized in that the first part of the hydrogen-containing vapor phase (14) is dried (14a) before it is subjected to indirect heat exchange (17) with a hydrogen-rich gas stream (26).

3. Method according to claim 1, characterized in that a molar ratio is used between the part of the first liquid phase (21) which is subjected to indirect heat exchange (20) according to step (c) and the hydrogen-containing vapor phase (18) of approx. 0.13.