[go: up one dir, main page]
More Web Proxy on the site http://driver.im/

DE69008095T2 - Kryogenes scheiden von gasförmigen mischungen. - Google Patents

Kryogenes scheiden von gasförmigen mischungen.

Info

Publication number
DE69008095T2
DE69008095T2 DE69008095T DE69008095T DE69008095T2 DE 69008095 T2 DE69008095 T2 DE 69008095T2 DE 69008095 T DE69008095 T DE 69008095T DE 69008095 T DE69008095 T DE 69008095T DE 69008095 T2 DE69008095 T2 DE 69008095T2
Authority
DE
Germany
Prior art keywords
stream
liquid
dephlegmator
primary
ethene
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Lifetime
Application number
DE69008095T
Other languages
English (en)
Other versions
DE69008095D1 (de
Inventor
Richard H. Jr. Houston Tx 77095 Mccue
John L. Jr. Kingwood Tx 77345 Pickering
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
ExxonMobil Oil Corp
Stone and Webster Engineering Corp
Original Assignee
Mobil Oil Corp
Stone and Webster Engineering Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Mobil Oil Corp, Stone and Webster Engineering Corp filed Critical Mobil Oil Corp
Publication of DE69008095D1 publication Critical patent/DE69008095D1/de
Application granted granted Critical
Publication of DE69008095T2 publication Critical patent/DE69008095T2/de
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Lifetime legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/80—Processes or apparatus using separation by rectification using integrated mass and heat exchange, i.e. non-adiabatic rectification in a reflux exchanger or dephlegmator
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/04—Internal refrigeration with work-producing gas expansion loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/80—Retrofitting, revamping or debottlenecking of existing plant

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Description

  • Die vorliegende Erfindung bezieht sich auf das kryogene Scheiden bzw. die Tieftemperaturtrennung (nachfolgend als Tieftemperaturtrennung bezeichnet) von gasförmigen Mischungen.
  • Die Tieftemperaturtechnologie wurde in großem Umfang für die Gewinnung gasförmiger Kohlenwasserstoffkomponenten, z.B. C&sub1;- C&sub2;-Alkane und -Alkene, aus diversen Quellen angewendet, diese schließen Erdgas, die Erdölraffinerie, Kohle und andere fossile Brennstoffe ein. Die Abtrennung von hochreinem Ethen von anderen gasförmigen Komponenten von Abflußströmen aus gecrackten Kohlenwasserstoffen wurde zur wichtigen Quelle für chemische Ausgangsmaterialien für die Kunststoffindustrie. Ethen mit Polymergualität, das üblicherweise weniger als 1% anderer Materialien enthalt, kann aus zahlreichen industriellen Verfahrensströmen erhalten werden. Das thermische Cracken und das Hydrocracken von Kohlenwasserstoffen werden in großem Umfang bei der Raffinerie von Erdöl und bei der Ausnutzung von kondensierbarem C&sub2;+-Naßgas aus Erdgas o.a. verwendet. Kostengünstige Kohlenwasserstoffe werden typischerweise bei hoher Temperatur gecrackt, um zusammen mit dem Nebenprodukt Methan und Wasserstoff eine Reihe wertvoller Produkte zu erhalten, z.B. bei der Pyrolyse von Benzin, niederen Olefinen und LPG (verflüssigtes Erdgas). Herkömmliche Trennungsverfahren in der Nähe von Umgebungstemperatur und -druck können durch aufeinanderfolgende Verflüssigung, Destillation, Sorption usw. viele Crackabflußkomponenten gewinnen. Die Abtrennung von Methan und Wasserstoff von wertvolleren C&sub2;+-Aliphaten, insbesondere Ethen und Ethan, erfordert jedoch eine relativ teure Ausrüstung und Energie für die Behandlung.
  • In vielen Veröffentlichungen werden mehrstufige Strecken für die Rektifizierung und äußerst schnelle Abkühlung durch Tieftemperatur beschrieben, insbesondere Perry's Chemical Engineering Handbook (5. Aufl.) und andere Abhandlungen über Destillationsverfahren. Neueste kommerzielle Anwendungen verwendeten Rektifizieranlagen vom Dephlegmator-Typ in Abkühlungsstrecken und als Rücklaufkondensatoreinrichtung bei der Demethanisierung von Gasmischungen. Typische Rektifizieranlagen werden in US-Patenten 2 582 068 (Roberts), 4 002 042, 4 270 940, 4 519 825, 4 732 598 (Rowles et al.) und 4 657 571 (Gazzi) beschrieben. Typische herkömmliche Entmethaneranlagen erforderten eine sehr große Zufuhr eines Kältemittels mit extrem niedriger Temperatur und spezielle Baumaterialien, um eine angemessene Trennung von binären C&sub1;- C&sub2;-Mischungen oder von komplexepen Zusammensetzungen zu ermöglichen. Wie es von Kaiser et al. in Hydrocarbon Processing, Nov. 1988, S. 57-6l beschrieben wird, kann eine bessere Ethylentrennanlage mit verbesserter Leistungsfähigkeit eine Vielzahl von Entmethanerkolonnen verwenden. Es wird eine Ethengewinnung von mindestens 99% gefordert, dies macht im wesentlichen die gesamte Kondensation der C&sub2;+-Fraktion in der Abkühlungsstrecke notwendig, um die Destillationskolonnen zu beschicken. Es ist bekannt, daß höhersiedende C&sub3; +-Komponenten, z.B. Propylen, im Vorlauf-Entethaner entfernt werden können; dieses Hilfsmittel kann jedoch weniger wirksam als das hier angewendete bevorzugte Trennungsverfahren sein
  • Es ist Aufgabe der vorliegenden Erfindung, ein verbessertes Kaltfraktioniersystem zur Trennung von Leichtgasen bei geringer Temperatur zu schaffen, das im Hinblick auf die Energie produktiv ist und bei der Tief temperaturausrüstung die Investierung von Kapital einspart.
  • Folglich besteht diese Erfindung nach einem Aspekt in einem Tieftemperaturtrennungsverfahren zur Gewinnung von Ethen aus einem Kohlenwasserstoffbeschickungsgas, das Methan, Ethen und Ethan umfaßt, wobei die kalten komprimierten gasförmigen Ströme in einer Vielzahl von aufeinanderfolgend angeordneten Trennanlagen getrennt werden, wobei jede dieser Trennanlagen wirksam verbunden ist, um die kondensierte Flüssigkeit im unteren Flüssigkeitssammelabschnitt durch die Schwerkraftströmung vom oberen senkrechten Separatorabschnitt zu sammeln, durch den das Gas vom unteren Sammelabschnitt in Aufwärtsrichtung strömt und abgekühlt wird, wodurch das nach oben strömende Gas in diesem Separatorabschnitt teilweise kondensiert wird, um im direkten Kontakt mit dem nach oben strömenden Gasstrom einen flüssigen Rücklauf zu bilden, wobei dieses Verfahren die im Patentanspruch 1 definierten Schritte umfaßt.
  • Nach einem weiteren Aspekt besteht diese Erfindung in einem Tieftemperaturtrennungssystem zur Gewinnung von Ethen aus einem Kohlenwasserstoffbeschickungsgas, das Methan, Ethan und Ethen umfaßt, wobei dieses System die im Patentanspruch 8 definierten Merkmale aufweist.
  • In dieser Beschreibung wird auf Quellen eines fortschreitend kälteren Kühlmittels mit mäßig geringer Temperatur und eines Kühlmittels mit extrem niedriger Temperatur Bezug genommen, deren Temperaturbereich im allgemeinen etwa 235 bis 290ºK bzw. weniger als etwa 235ºK bedeuten sollen. Obwohl bei den bevorzugten Ausführungsformen mindestens drei unterschiedliche Kälteerzeugungs-Ringleitungen bzw. Kältekreise angewendet werden, können wichtige Raffinerien 4-8 Kreise innerhalb dieser Temperaturbereich oder diese Bereiche überlappend aufweisen.
  • Das erfindungsgemaße Verfahren ist zur Trennung von hauptsächlich gasförmigen C&sub1;-C&sub2;-Mischungen vorteilhaft, die große Mengen an Ethen (Ethylen), Ethan und Methan enthalten. Signifikante Wasserstoffmengen begleiten üblicherweise das gecrackte Kohlenwasserstoffgas zusammen mit geringfügigen Mengen an C&sub3;+-Kohlenwasserstoffen, Stickstoff, Kohlendioxid und Acetylen. Die Acetylenkomponente kann vor oder nach den Tieftemperaturverfahren entfernt werden; es ist jedoch vorteilhaft, den deethanisierten C&sub2;-Strom katalytisch zu hydrieren, um das Acetylen vor der abschließenden Fraktionierung des Ethenproduktes umzuwandeln. Ein typisches Abgas der Erdölraffinerie oder ein typischer Abfluß vom Paraffincracken wird üblicherweise vorbehandelt, um alle sauren Gase zu entfernen, und wird über einem Wasser absorbierenden Molekularsieb bis zum Taupunkt von etwa 145ºK getrocknet, um die Tieftemperatur-Beschickungsmischung herzustellen. Ein typisches Beschickungsgas umfaßt Crackgas, das 10 bis 50 Mol-% Ethen, 5 bis 20% Ethan, 10 bis 40% Methan, 10 bis 40% Wasserstoff und bis zu 10% C&sub3;-Kohlenwasserstoffe enthält.
  • Bei einer bevorzugten Ausführungsform wird ein trockenes komprimiertes gecracktes Beschickungsgas bei Umgebungstemperatur oder darunter und bei einem Verfahrensdruck von mindestens 2500 kPa (350 psig), vorzugsweise etwa 3700 kPa (37,1 kgf/cm², 520 psig) bei Tieftemperaturbedingungen in einer Abkühlungsstrecke in verschiedene flüssige Ströme und gasförmige Methan/Wasserstoff-Ströme getrennt. Der wertvollere Ethenstrom wird mit hoher Reinheit gewonnen, die für die Anwendung in der herkömmlichen Polymerisation geeignet ist.
  • Diese Erfindung wird nun unter Bezugnahme auf die beigefügten Zeichnungen ausführlIcher beschrieben, welche zeigen:
  • Fig. 1 eine schematische Darstellung des Verfahrensablaufs, die die Anordnung der Vorgänge der Anlage bei einer typischen Kohlenwasserstoffverarbeitungsanlage zeigt die das Cracken und die kalte Fraktionierung für die Ethenerzeugung anwendet; und
  • Fig. 2 eine detaillierte Darstellung des Verfahrens und der Ausrüstung, die eine Vielzahl von Abkühlungsstrecken und ein duales Entmethaner-Fraktioniersystem unter Verwendung von Dephlegmatoren zeigt.
  • In Fig. 1 ist ein Tieftemperaturtrennungssystem zur Gewinnung von gereinigtem Ethen aus einem Kohlenwasserstoffbeschickungsgas schematisch dargestellt. Die herkömmliche Kohlenwasserstoffcrackanlage 10 wandelt die frische Beschickung, z.B. Ethan, Propan, Benzin oder höhersiedende Beschickungen 12 und eventuell rezirkulierte Kohlenwasserstoffe 13 um, um einen gecrackten Kohlenwasserstoff-Abflußstrom zu schaffen. Der Abfluß der Crackanlage wird durch herkömmliche Verfahren in der Trennanlage 15 getrennt, um die flüssigen Produkte 15L, C&sub3;-C&sub4;-Petroleumgase 15P und einen gecrackten Leichtgasstrom 15G zu schaffen, der bei variierenden Mengen an Wasserstoff, Acetylen und C&sub3;+-Komponenten hauptsächlich aus Methan, Ethen und Ethan besteht. Das gecrackte Leichtgas wird durch die Kompressoreinrichtung 16 auf den Verfahrensdruck gebracht und durch die Wärmeaustauscheinrichtung 17, 18 unter Umgebungstemperatur abgekühlt, um das Beschickungsmaterial für die Tieftemperaturtrennung zu schaffen, wie es hier beschrieben ist.
  • In der Abkühlungsstrecke werden in in Reihe angeordneten Rektifizieranlagen kalte komprimierte gasförmige Ströme abgekühlt und teilweise kondensiert, wobei jede dieser Rektifizieranlagen wirksam verbunden ist, um die kondensierte Flüssigkeit im unteren Flüssigkeitssammelabschnitt durch die schwerkraftströmung vom oberen senkrechten Rektifizierabschnitt zu sammeln, durch den das Gas vom unteren Sammelabschnitt in Aufwärtsrichtung zum Austausch durch direkten Gas/Flüssigkeits-Kontakt innerhalb des Rektifizierabschnittes strömt, wodurch ein nach oben strömendes methanreiches Gas in diesem Rektifizierabschnitt mit der kalten zurückfließenden Flüssigkeit in einem direkten Kontakt mit dem nach oben strömenden Gasstrom teilweise kondensiert wird, um einen kondensierten Strom einer kalten Flüssigkeit zu bilden, der nach unten strömt, und dadurch die kondensierte Flüssigkeit allmählich mit Ethen- und Ethankomponenten anzureichern. Vorzugsweise umfaßt mindestens eine dieser Rektifizieranlagen eine Rektifizieranlage vom Dephlegmator-Typ; in der Abkühlungsstrecke können jedoch eine Füllkörpersäule oder eine Bodenkontaktanlage ersetzt werden. Dephlegmator- Wärmeaustauschanlagen sind typischerweise Aluminiumkernstrukturen, die innere senkrechte Leitungen aufweisen, die unter Anwendung bekannter Konstruktionsverfahren durch Formen und Löten des Metalls hergestellt werden.
  • Der kalte komprimierte gasförmige Beschickungsstrom wird in einer Vielzahl aufeinanderfolgend angeordneter Rektifizieranlagen 20, 24 vom Dephlegmator-Typ getrennt. Jede dieser Rektifizieranlagen ist wirksam verbunden, so daß sie die kondensierte Flüssigkeit im unteren Trommelabschnitt 20D, 24D durch die Schwerkraftströmung vom oberen Rektifizier- Wärmeaustauschabschnitt 20R, 24R sammelt, der eine Vielzahl senkrecht angeordnet er Durchgänge für einen indirekten Wärmeaustausch umfaßt, durch die das Gas vom unteren Trommelabschnitt in Aufwärtsrichtung strömt, so daß es durch indirekten Wärmeaustausch innerhalb der Wärmeaustausch-Durchgänge mit dem Kältemittel mit geringerer Temperatur oder einem anderen abschreckenden Medium abgekühlt wird. Nach oben strömendes methanreiches Gas wird auf den senkrechten Oberflächen der Wärmeaustausch-Durchgänge teilweise kondensiert, um im direkten Kontakt mit dem nach oben strömenden Gasstrom einen flüssigen Rücklauf zu bilden, um den kondensierten Strom der kälteren Flüssigkeit zu schaffen, der nach unten strömt und dadurch die kondensierte Flüssigkeit allmählich mit Ethen- und Ethankomponenten anzureichern.
  • Dieses verbesserte System bildet eine Maßnahme zur Einführung eines trockenen Beschickungsgases in eine primäre Rektifizierzone oder Abkühlungsstrecke mit einer Vielzahl von in Reihe verbundener immer kälter werdender Rektifizieranlagen, um das Beschickungsgas in einen primären methanreichen Gasstrom 20V, der mit geringer Temperatur gewonnen wird, und mindestens einen primären flüssigen Kondensatstrom 22 zu trennen, der reich an C&sub2;-Kohlenwasserstoffkomponenten ist und eine geringe Methanmenge enthält.
  • Die kondensierte Flüssigkeit 22 wird gereinigt, um das Methan zu entfernen, inaem mindestens ein primärer flüssiger Kondensatstrom von der primären Rektifizierzone zu einem Fraktioniersystem geleitet wird, das aufeinanderfolgend verbundene Entmethanerzonen 30, 34 aufweist. Im Wärmeaustauscher 31 wird eine nur mäßig geringe Tieftemperatur angewendet, um das Kopfdestillat aus der ersten Entmethaner-Fraktionierzone 30 abzukühlen, um aus dem primären flüssigen Kondensatstrom im Kopfdestillatdampfstrom 32 vom ersten Entmethaner die Hauptmenge an Methan zu gewinnen, und einen ersten flüssigen demethanisierten Rückstandsstrom 30L zu gewinnen, der reich an Ethan und Ethen und im wesentlichen frei von Methan ist. Der Kopfdestillatdampfstrom des ersten Entmethaners wird vorteilhafterweise mit einem Kältemittel mit mäßig geringer Temperatur abgekühlt, wie es zum Beispiel vom Propylenkältekreis zur Verfügung steht, um den flüssigen Rücklauf 30R für den Umlauf zum oberen Abschnitt der ersten Entmethanerzone 30 zu bilden.
  • Es wird ein ethenreicher Strom gewonnen, indem zumindest ein Teil des Kopfdestillatdampfstroms oes ersten Entmethaners in einer abschließenden Entmetnanerzone 34 mit extrem niedriger Temperatur weiter abgetrennt wird, um einen flüssigen ersten ethenreichen Kohlenwasserstoff-Rohproduktstrom 34L und einen Kopfdestillatdampfstrom 34V mit extrem niedriger Temperatur vom abschließenden Entmethaner zu gewinnen. Das gesamte restliche Ethen wird gewonnen, indem der Kopfdestillatdampfstrom 34V vom abschließenden Entmethaner durch einen Wärmeaustauscher 36 mit extrem niedriger Temperatur zur abschließenden Rektifizieranlage 38 geleitet wird, um einen abschließenden flüssigen Rücklaufstrom 38R mit extrem niedriger Temperatur für den Umlauf zum oberen Abschnitt des abschließenden Entmethaner-Fraktionators zu erhalten.
  • Der methanreiche Kopfdestillatdampfstrom 38V von der abschließenden Rektifizierung wird im wesentlichen frei von C&sub2;+-Kohlenwasserstoffen gewonnen. Durch Ausnutzung dieses dualen Entmethaner-Verfahrens wird die Hauptmenge der gesamten Demethanisierungs-Wärmeaustauschleistung durch ein Kältemittel mit nur mäßig geringer Temperatur in der Anlage 31 geliefert, und der gesamte Energiebedarf zur Kälteerzeugung wird verringert, der bei der Abtrennung von C&sub2;+ -Kohlenwasserstoffen von Methan und geringersiedenden Komponenten verwendet wird, Die gewünschte Reinheit des Ethenproduktes wird erreicht, indem die flüssigen C&sub2;+-Rückstandströme 30L von der ersten Entmethanerzone in einer Entethaner-Fraktionierkolonne 40 weiter fraktioniert werden, um C&sub3;- und höhersiedende Kohlenwasserstoffe im C&sub3;+-Strom 40L zu entfernen und einen zweiten rohen Ethenstrom 40V zu bilden.
  • Reines Ethen wird von der Splitterkolonne 50 für das C&sub2;-Produkt mittels des Kopfdestillats 50V gewonnen, indem der zweite rohe Ethenstrom 50V und der erste ethenreiche Kohlenwasserstoff-Rohproduktstrom 34L gleichzeitig fraktioniert werden, um ein gereinigtes Ethenprodukt zu gewinnen. Die Ethanrückstandsströme 50L können zusammen mit dem C&sub2;+-Strom 40L zur Crackanlage 10 rezirkuliert werden, wobei durch indirekten Wärmeaustausch mit dem mäßig abgekühlten Ausgangsmaterial in den Austauschern 17, 18 und/oder 20R Wärmewerte gewonnen werden.
  • Das methanreiche Kopfdestillat 24V wird gegebenenfalls zur Wasserstoffgewinnungsanlage, nicht gezeigt, geleitet, als Treibgas usw. verwendet. Wie es hier weiter beschrieben wird, kann der gesamte oder ein Teil des gasförmigen Stroms in der Rektifizieranlage 38 zusammen mit anderem Methandampf weiter auf eine extrem niedrige Temperatur abgekühlt werden, um das restliche Ethen zu entfernen. Bei dieser Modifikation des Verfahrens umfassen die aufeinander folgend verbundenen Rektifizieranlagen zumindest eine mittlere Rektifizieranlage, um den mittleren flüssigen Strom 24L vom Kopfdestillatdampf 20V der primären Rektifizierung vor der folgenden abschließenden Rektifizieranlage teilweise zu kondensieren. Durch den Kontakt von zumindest einem Teil des Kopfdestillatdampfstroms 32 vom ersten Entmethaner mit diesem mittleren flüssigen Strom 24L kann eine signifikante Niedertemperatur-Wärmeaustauschleistung eingespart werden. Dies kann eine indirkte Wärmeaustauschanlage 33H sein, wie sie in Fig. 1 dargestellt ist. Es ist ebenfalls denkbar, diese Ströme in einer Gegenstrom-Kontaktzone in einen direkten Kontakt zu bringen, die wirksam zwischen der primären und der sekundären Entmethanerzone eingebunden ist, wobei die an Methan verarmte Flüssigkeit von dieser Gegenstrom-Kontaktzone zum unteren Abschnitt der sekundären Entmethanerzone und der mit Methan angereicherte Dampf von dieser Gegenstrom-Kontaktzone zum oberen Abschnitt der sekundären Entmethanerzone geleitet werden.
  • Es ist selbstverständlich, daß innerhalb dieses erfindungsgemäßen Konzeptes verschiedene eventuelle Anordnungen der Vorgänge dieser Anlage angewendet werden können. Die primäre Abkühlungsstrecke 20, 24 usw. kann zum Beispiel auf vier oder mehr in Reihe verbundene Dephlegmator-Anlagen mit fortlaufend tieferen Kondensationstemperaturen verlängert werden. Durch Einordung des Kopfdestillatdampfstromes 24F als goschließenden Rektifizierschritt, indem dieser Strom durch die Zufuhrleitung 38F geleitet wird, wird die abschließende folgende Rektifizieranlage vom Dephlegmator-Typ wirksam als abschließende Entmethaner-Rektifizieranlage eingebunden, um einen abschließenden flüssigen Rücklaufstrom mit extrem niedriger Temperatur für den Umlauf zum oberen Abschnitt des abschließenden Entmethaner-Fraktionators zu erhalten.
  • Bei einigen Trennungssystem wird beim Vortrennungsverfahren 15 eine Vorlauf-Entethaneranlage verwendet, um vor dem Eintritt in die Tieftemperatur-Abkühlungsstrecke höhersiedende Komponenten zu entfernen. Bei einer solchen Anordnung liefert ein eventueller flüssiger Strom 22A von der primären Abkühlungseinrichtung eine Flüssigkeit, die reich an Ethan und Ethen ist, für die Rezirkulierung als Rücklauf zur Oberseite der Vorlauf-Entethanerkolonne. Dieses Verfahren ermöglicht die Eliminierung des stromabwärtigen Entethaners, zum Beispiel der Anlage 40, so daß der Rückstandsstrom 30L des primären Entmethaners zum Produkt-Splitter 50 geleitet werden kann.
  • Eine weitere eventuelle Besonderheit der erfindungsgemäßen Verfahrensgestaltung besteht in der Acetylenhydrierungsanlage 60, die so eingebunden ist, daß sie mindestens einen ethenreichen Strom aufnimmt, der nicht gewonnenes Acetylen enthält, das vor der abschließenden Ethenproduktfraktionierung katalytisch mit Wasserstoff reagieren kann.
  • In Fig. 2 ist eine verbesserte Abkühlungsstrecke gezeigt, die eine Vielzahl von Dephlegmatoren in aufeinanderfolgender Anordnung in Kombination mit einem Entmethaner-Fraktioniersystem mit einer Vielzahl von Zonen verwendet, wobei die üblichen Zahlen dem Gegenstück der Ausrüstung von Fig. 1 entsprechen. Bei dieser Ausführungsform werden verschiedene Quellen von Kältemitteln mit geringer Temperatur verwendet. Da geeignete Kältemittel in der typischen Raffinerie leicht erhältlich sind, ist der bevorzugte äußere Kältekreis mit maßig niedriger Temperatur ein geschlossenes Propylensystem (C&sub3;R), das eine Abkühlungstemperatur bis auf etwa 235ºK (-37F) aufweist. Aufgrund des relativ geringen Energiebedarfs für die Kompression, Kondensation und Verdampfung dieses Kältemittels und auch in Anbetracht der Baumaterialien, die in dieser Ausrüstung verwendet werden können, ist es ökonomisch, ein Kältemittel des C&sub3;R-Kreises zu verwenden. Beim Bau der primären Entmethanerkolonne und der zugehörigen Rücklaufausstattung, die beim dualen Entmethaner-Subsystem dieser Erfindung den umfangreicheren Vorgang dieser Anlage darstellt, kann üblicher Kohlenstoffstahl verwendet werden. Das C&sub3;R-Kältemittel stellt eine bequeme Energiequelle für das erneute Aufkochen der Rückstände in den primären und sekundären Entmethanerzonen dar, wobei relativ kälteres Propylen aus der sekundären Reboileranlage gewonnen wird. Im Gegensatz dazu ist der bevorzugte äußere Kältekreis mit extrem niedriger Temperatur ein geschlossenes Ethylensystem (C&sub2;R) das eine Abkühlungstemperatur bis etwa 172ºK (-150F) aufweist, wobei bei einer derartig extrem niedrigen Temperatur eine Kondensatoranlage mit sehr geringer Temperatur und teuere Cr-Ni-Stahllegierungen für sichere Baumaterialien notwendig sind. Durch die Trennung der Anforderungen bei Temperatur und Material für die sekundäre Demethanisierung bei extrem niedriger Temperatur wird der teuerere Vorgang der Anlage in einem geringeren Umfang gehalten, wodurch bei den Gesamtkosten der Tieftemperaturtrennung eine signifikante Ökonomie erreicht wird. Die Anfangsstufen der Dephlegmator-Abkühlungsstrecke können herkömmliche geschlossene Kältemittelsysteme verwenden, das kalte Ethylenprodukt oder kaltes Ethan, das vom Ethenprodukt abgetrennt wurde, wird vorteilhafterweise in der primären Rektifizieranlage in einen Wärmeaustausch mit dem Beschickungsgas geleitet, um die Wärme daraus zu gewinnen.
  • Wie es in Fig. 2 gezeigt ist, wird das trockene komprimierte Beschickungsmaterial beim verfahrensdruck (3700 kPa) durch eine Reihe von Wärmeaustauschern 117, 118 geleitet und in die Abkühlungsstrecke eingeführt. Die in Reihe verbundenen Rektifizieranlaoen 120, 124, 126, 128 weisen jeweils einen entsprechenden unteren Trommelabschnitt 120D, 124D und einen oberen rektifizierenden Wärmeaustauschabschnitt 120R, 124R usw. auf. Die bevorzugte Abkühlungsstrecke umfaßt mindestens zwei mittlere Rektifizieranlagen, um den ersten bzw. den zweiten fortschreitend kälteren, mittleren, flüssigen Strom vom Kopfdestillatdampf 120V der primären Rektifizierung vor der abschließenden folgenden Rektifizieranlage 128 teilweise zu kondensieren. Es ist vorteilhaft, den ersten mittleren, flüssigen Strom 124L in der primären Entmethanerzone 130 zu fraktionieren, und anschließend den zweiten mittleren, flüssigen Strom 126L in der sekundären Entmethanerzone 134 zu fraktionieren. Die Folge der Dephlegmatoren und das Verhältnis der dualen Entmethaner sind zu Fig. 1 analog, eine dazwischenliegende Flüssigkeits/Gas-Kontaktanlage 133 z. B. eine Füllkörperkolonne, sorgt jedoch für Wärmeaustausch- und Massenübertragungsverfahren zwischen dem mittleren, flüssigen Strom 126L und dem Kopfdestillatdampf 132 des primären Entmethaners im Gegenstrom, um einen mit Ethen angereicherten flüssigen Strom 133L zu schaffen, der zur mittleren Stufe der sekundären Entmethanerkolonne 134 geleitet wird, worin weiteres Methan abgezogen wird. Der mit Methan angereicherte Dampfstrom 133V wird zur vorherigen Abkühlung durch den Austauscher 133H mit extrem niedriger Temperatur geleitet, ehe er in den höheren Stufen der Kolonne 134 fraktioniert wird. Die von der Anlage 133 vorgenommene Wärmeaustauschfunktion kann eventuell durch indirekten Austausch der Gas- und Flüssigkeitsströme erfolgen. Eine kältere Eingabe in den sekundären Entmethaner verringert dessen Kondensatorleistung.
  • Zusätzlich zur Kondensation des Dampfes 134V bei extrem niedriger Temperatur im Austauscher 136, um den Rücklaufstrom 138R des sekundären Entmethaners zu schaffen, kondensiert eine Dephlegmator-Anlage 138 das gesamte restliche Ethen, um ein Kopfdestillat 138V des abschließenden Entmethaners zu bilden, das mit Methan und Wasserstoff vom Strom 128V kombiniert und im Wärmeaustauschverhältnis mit den Strömen der Abkühlungsstrecke in den mittleren Dephlegmatoren 126R, 124R geleitet wird. Vom Kondensat 128L der abschließenden Abkühlungsstrecke wird Ethan gewonnen, indem es zur oberen Stufe des sekundären Entmethaners 134 geleitet wird, nachem es als zusätzliches Kältemittel in den Rektifizierabschnitt der Anlage 138 geströmt ist. Aus dem Fraktioniersystem wird ein relativ reiner flüssiger C&sub2;-Strom 134L gewonnen, der typischerweise im wesentlichen aus Ethen und Ethan in einem Molverhältnis von etwa 3:1 bis 8:1, vorzugsweise mindestens 7 Mole Ethen pro Mol Ethan besteht. Aufgrund seines hohen Ethengehaltes kann dieser Strom in einer kleineren Splitter-Kolonne für das C&sub2;-Produkt ökonomischer gereinigt werden. Da er im wesentlichen frei von jeglichem Propen und einer anderen höhersiedenden Komponente ist, kann der ethenreiche Strom 134L den herkömmlichen Entethaner- Schritt umgehen und direkt zur abschließenden Produktfraktionatorkolonne geleitet werden. Indem zwei getrennte Beschickungsströme zur Ethenproduktkolonne beibehalten werden, werden deren Anforderungen bezüglich Größe und Verwendbarkeit im Vergleich mit herkömmlichen Fraktionatoren mit einer einzigen Beschickung deutlich verringert. Diese herkömmlichen Produktfraktionatoren sind typischerweise die größten Verbraucher der Kälteerzeugungsenergie in einer modernen Anlage zur Gewinnung von Olefinen.
  • innerhalb des Umfangs des Konzepts dieser Erfindung können zahlreiche Modifikationen des Systems vorgenommen werden. Es kann zum Beispiel eine vereinheitliche Konstruktion angewendet werden, die die gesamte Entmethanerfunktion in einer einzigen Destillationskolonne mit mehreren Zonen aufnimmt. Dieses Verfahren kann zur Umrüstung vorhandener Tieftemperauranlagen oder bei neuen landwirtschaftlichen Anlagen gewählt werden. Bei einigen Anlagenplätzen sind an Stützbalken befestigte Anlagen erwünscht.
  • In der folgenden Tabelle ist die Materialbilanz für das Verfahren nach Fig. 2 angegeben. alle Einheiten basieren auf stabilen kontinuierlichen Bedingungen der Ströme, und die relativen Mengen der Komponenten in jedem Strom basieren auf 100 Kilomol Ethen im primären Ausgangsmaterial. Der Energiebedarf beim Betrieb der Hauptanlage ist ebenfalls angegeben, indem die Enthalpie des Stroms aufgeführt ist. Materialbilanz Stromnr. Temp., ºC Druck (kgf/cm²) Enthalpie (kcal, MM) Dampf, Molanteil Strömgsgeschw. (kg-Mol) Gesamt Wasserstoff (H&sub2;) Methan (CH&sub4;) (Tabelle, Fortsetzung) Acetylen (C&sub2;H&sub2;) Ethylen (C&sub2;H&sub4;) Ethan (C&sub2;H&sub6;) Propin (C&sub3;H&sub4;) Propylen (C&sub3;H&sub6;) Propan (C&sub3;H&sub8;) 1,3-Butadien (C&sub4;H&sub6;) 1-Buten (C&sub4;H&sub8;) 1-Butan (C&sub4;H&sub1;&sub0;) 1-Penten (C&sub5;H&sub1;&sub0;) Benzol (C&sub6;H&sub6;) Toluol (C&sub7;H&sub8;) 1-Hexen (C&sub6;H&sub1;&sub2;) CO&sub2; Stromnr. Temp., Druck (kgf/cm²) Enthalpie (kcal, mm) Dampf, Molanteil Strömgsgeschw. (kg Mol) Gesamt Wasserstoff Methan Acetylen Ethylen Ethan Propin Propylen Propan 1,3-Butadien 1-Buten 1-Butan 1-Penten Benzol Toluol 1-Hexen Stromnr. Temp., ºC Druck (kgf/cm²) Enthalpie (kcal, mm) Dampf, Molanteil Strömgsgeschw. (kg Mol) Gesamt Wasserstoff Methan (Tabelle, Fortsetzung) Acetylen Ethylen Ethan Propin Propylen Propan 1,3-Butadien 1-Buten 1-Butan 1-Penten Benzol Toluol 1-Hexen CO&sub2; Stromnr. Temp., Druck (kgf/cm²) Enthalpie (kcal, mm) Dampf, Molanteil Strömgsgeschw, (kg Mol) Gesamt Wasserstoff Methan Acetylen Ethylen Ethan Propin Propylen Propan 1,3-Butadien 1-Buten 1-Butan 1-Penten Benzol Toluol 1-Hexen CO&sub2;
  • Der Fachmann der Tieftemperaturtechnik kann einschätzen, daß die Anordnung der Vorgänge dieser Anlage im Vergleich mit herkömmlichen Entmethaneranordnungen mit einem einzigen Rücklauf eine Verringerung des Kühlbedarfs für den Rücklauf in der sekundären Entmethanerzone ermöglicht. Die Verwendung eines C&sub2;R-Kältemittels mit extrem niedriger Temperatur wird minimiert, oder in einigen Fällen des Ausgangsmaterials entfällt sie beim niedrigsten Temperaturwert von 172ºK vollkommen.

Claims (9)

1. Tieftemperaturtrennungsverfahren zur Gewinnung von Ethen aus einem Kohlenwasserstoffbeschickungsgas, das Methan, Ethen und Ethan umfaßt, wobei kalte komprimierte gasförmige Ströme in einer Vielzahl von nacheinander angeordneten Trennanlagen (20, 24) getrennt werden, wobei jede Trennanlage (20, 24) wirksam verbunden ist, um im unteren Flüssigkeitssammelabschnitt kondensierte Flüssigkeit durch die Schwerkraftströmung vom oberen senkrechten Separatorabschnitt zu sammeln, durch den das Gas vom unteren Sammelabschnitt in Aufwärtsrichtung strömt und abgekühlt wird, wodurch das nach oben strömende Gas im Separatorabschnitt teilweise kondensiert wird, um einen flüssigen Rücklauf in einem direkten Kontakt mit dem nach oben strömenden Gasstrom zu bilden, wobei dieses Verfahren die Schritte umfaßt:
(a) Einführung des Beschickungsgases in die primäre Trennzone mit einer Vielzahl von in Reihe verbundener fortlaufend kälterer Trennanlagen (20, 24) zur Trennung des Beschickungsgases in einen primären methanreichen Gasstrom (24V), der bei geringer Temperatur gewonnen wird, und mindestens einen primären flüssigen Kondensatostrom (22), der reich an C&sub2;-Kohlenwasserstoffkomponenten ist und eine geringe Methanmenge enthält; und
(b) Leiten des zumindest einen primären flüssigen Kondensatstroms (22) von der primären Trennzone zur ersten Entmethaner-Fraktionierzone (30), um die Hauptmenge an Methan aus dem primären flüssigen Kondensatstrom als Kopfdestillatdampfstrom (32) vom Entmethaner zu gewinnen und einen ersten flüssigen demethanisierten Rückstandsstrom (30L) zu gewinnen, der reich an Ethan und Ethen und im wesentlichen frei von Methan ist, dadurch gekennzeichnet, daß die erste Demethaner-Fraktionierzone bei einer Temperatur von 235 bis 290ºK arbeitet, und weiterhin dadurch gekennzeichnet, daß dieses Verfahren den weiteren Schritt einschließt:
(c) Abtrennung von zumindest einem Teil des Kopfdestillatdampfstroms (32) des Entmethaners in einer weiteren Entmethanerzone, die bei einer Temperatur unterhalb 235ºK arbeitet, um den ersten flüssigen ethenreichen C&sub2; -Kohlenwasserstoff -Rohproduktstrom (34L) und einen Kopfdestillatdampfstrom (34V) mit extrem niedriger Temperatur vom weiteren Entmethaner zu gewinnen, der im wesentlichen frei von C&sub2;Kohlenwasserstoffen ist.
2. Verfahren nach Anspruch 1, das den weiteren Schritt (d) der Fraktionierung won zumindest einem Teil des flüssigen demethanisierten Rückstandsstroms (30L) und des ersten ethenreichen Kohlenwasserstoff-Rohproduktstroms (34L) umfaßt, um ein gereinigtes Ethenprodukt zu erhalten.
3. Verfahren nach Anspruch 2, das den weiteren Schritt der Fraktionierung des flüssigen demethanisierten Rückstandsstroms (30L) umfaßt, um Ethan und höhersiedende Kohlenwasserstoffe daraus zu entfernen und einen zweiten rohen Ethenstrom (40V) zu bilden, der im Schritt (d) fraktioniert wird.
4. Verfahren nach Anspruch 1, worin jede Trennanlage (20, 24) eine Dephlegmator-Anlage umfaßt, die so angeordnet ist, daß sie die kondensierte Flüssigkeit im unteren Trommelgefäß des Dephlegmators durch die Schwerkraftströmung vom oberen Wärmeaustauscher des Dephlegmators sammelt, der eine Vielzahl senkrecht angeordneter Durchgänge für indirekten Wärmeaustausch umfaßt, durch die das Gas vom unteren Trommelgefäß zur Kühlung durch indirekten Wärmeaustausch mit dem Kältemittel innerhalb der Wärmeaustausch-Durchgänge in Aufwärtsrichtung strömt, wodurch das nach oben strömende Gas auf den senkrechten Oberflächen der Durchgänge teilweise kondensiert wird, um den flüssigen Rücklauf zu bilden.
5. Verfahren nach Anspruch 4, worin das flüssige Kondensat von zumindest drei in Reihe verbundenen Dephlegmator- Zonen (120, 124, 126, 128) gewonnen und mindestens ein Teil des ersten demethanisierten Kopfdestillatdampfstroms (130L) in einem direkten Wärmeaustauschverhältnis mit dem mittleren flüssigen Strom (126L) von der mittleren Dephlegmatorzone in der Gegenstrom-Kontaktanlage (133) in Kontakt gebracht wird, die wirksam zwischen der ersten und der zweiten Entmethanerzone (130, 134) eingebunden ist, wobei die Flüssigkeit (133L) von oer Gegenstrom-Kontaktzone (133) zur unteren Stufe der zweiten Entmethanerzone (134) geleitet und der Dampf (133V) von der Gegenstrom-Kontaktzone (133) zu einer höheren Stufe der zweiten Entmethanerzone (134) geleitet wird.
6. Verfahren nach Anspruch 5, das den Schritt des Leitens des Kopfdestillatdampstroms (134V) des zweiten Entmethaners zu einer abschließenden Dephlegmator-Anlage (138) umfaßt, um einen abschließenden flüssigen Rücklaufstrom (138R) mit extrem niedriger Temperatur für den Umlauf zum oberen Abschnitt der zweiten Entmethanerzone (134) und einen methanreichen Kopfdestillatdampfstrom (138V) vom abschließenden Dephlegmator zu erhalten.
7. Verfahren nach Anspruch 1, worin das Beschickungsgas 10 bis 50 Mol-% Ethen, 5-20% Ethan, 10-40% Methan, 10-40% Wasserstoff und bis zu 10% C&sub3;-Kohlenwasserstoffe enthält.
8. Tieftemperaturtrennungssystem zur Gewinnung von Ethen aus einem Kohlenwasserstoffbeschickungsgas, das Methan, Ethan und Ethen umfaßt, wobei dieses System umfaßt: Quellen eines primären Kältemittels oder eines Kältemittels mit mäßig niedriger Temperatur und eines Kältemittels mit extrem niedriger Temperatur;
eine aufeinanderfolgende Abkühlungsstrecke mit einer primäre Dephlegmator-Anlage (120), die in einem Reihenverhältnis der Strömung wirksam mit mittleren und abschließenden Dephlegmator-Anlagen (124, 126, 128) verbunden ist, wobei der kalte komprimierte gasförmige Strom in den Reihen der Dephlegmator-Anlagen (120, 124, 126, 128) getrennt wird, wobei jede dieser Dephlegmator-Anlagen eine Einrichtung zur Ansammlung der kondensierten Flüssigkeit, die reich an der höhersiedenden Komponente ist, vom oberen Wärmeaustauscher des Dephlegmators in der unteren Dephlegmator-Trommel aufweist, wobei das nach oben strömende Gas teilweise kondensiert wird, um einen flüssigen Rücklauf im direkten Kontakt mit dem nach oben strömenden Gas zu bilden, um den kondensierten Strom der kühleren Flüssigkeit zu schaffen, der nach unten strömt, und dadurch die kondensierte Dephlegmator-Flüssigkeit allmählich mit C&sub2;- Kohlenwasserstoffen anzureichern;
eine Einrichtung zur Zufuhr des komprimierten Beschickungsmaterials zur primären Dephlegmator-Anlage (120) zur aufeinanderfolgenden Abkühlung, um die Beschickungsmischung in einen primären Gasstrom (120V) der reich an Methan ist, das etwa bei der Temperatur des primären Kältemittels gewonnen wird, und einen primären flüssigen Kondensatstrom (122) zu trennen, der reich an C&sub2; ist und eine geringe Methanmenge enthält;
eine Einrichtung zur Behandlung des Fluids, um den primären flüssigen Kondensatstrom (122) von der primären Dephlegmator-Anlage (120) zum Entmethaner-Fraktioniersystem (130, 134) mit geringer Temperatur zu leiten, um aus der kondensierten Flüssigkeit kondensierte geringersiedende Komponenten zu gewinnen;
wobei dieses Fraktioniersystem eine erste Fraktionierzone (130) umfaßt, die eine erste Rücklaufkondensatoreinrichtung umfaßt, die wirksam mit der Quelle des Kältemittels mit mäßig geringer Temperatur verbunden ist, um aus dem primären flüssigen Kondensatstrom (122) den Kopfdestillatdampfstrom (132) des ersten Fraktionators zu gewinnen, der reich an Methan ist, und den flüssigen Rückstandsstrom (30L) des ersten Fraktionators zu gewinnen, der reich an Ethan und Ethen und im wesentlichen ohne geringersiedende Komponente ist;
wobei dieses Fraktioniersystem eine zweite Fraktionierzone (134) umfaßt, die eine zweite Rücklaufkondensatoreinrichtung umfaßt, die wirksam mit der Quelle des Kältemittels mit extrem niedriger Temperatur verbunden ist, um ein flüssigen Produktstrom (134L) der reich an Ethan ist, und einen Kopfdestillatdampfstrom (134V) mit extrem niedriger Temperatur vom zweiten Fraktionator zu gewinnen, der im wesentliche frei von C&sub2;-Kohlenwasserstoffen ist; und eine Einrichtung zum Leiten des mittleren flüssigen Stroms (126L), der von mindestens einer mittleren Dephlegmator-Anlage (126) kondensiert wurde, zur mittleren Stufe der zweiten Fraktionierzone.
9. System nach Anspruch 8, worin das primäre Kältemittel Propylen umfaßt und das Kältemittel mit extrem niedriger Temperatur Ethylen umfaßt.
DE69008095T 1989-04-05 1990-03-20 Kryogenes scheiden von gasförmigen mischungen. Expired - Lifetime DE69008095T2 (de)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US07/333,214 US4900347A (en) 1989-04-05 1989-04-05 Cryogenic separation of gaseous mixtures
PCT/US1990/001493 WO1990012265A1 (en) 1989-04-05 1990-03-20 Cryogenic separation of gaseous mixtures

Publications (2)

Publication Number Publication Date
DE69008095D1 DE69008095D1 (de) 1994-05-19
DE69008095T2 true DE69008095T2 (de) 1994-07-28

Family

ID=23301828

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
DE69008095T Expired - Lifetime DE69008095T2 (de) 1989-04-05 1990-03-20 Kryogenes scheiden von gasförmigen mischungen.

Country Status (13)

Country Link
US (1) US4900347A (de)
EP (1) EP0419623B1 (de)
JP (1) JP3073008B2 (de)
KR (1) KR0157595B1 (de)
CN (1) CN1025730C (de)
AU (1) AU618892B2 (de)
CA (1) CA2029869C (de)
DE (1) DE69008095T2 (de)
ES (1) ES2056460T3 (de)
HU (1) HU207153B (de)
MY (1) MY105526A (de)
NO (1) NO176117C (de)
WO (1) WO1990012265A1 (de)

Families Citing this family (71)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IT1241471B (it) * 1990-07-06 1994-01-17 Tpl Processo ed apparecchiatura per il massimo recupero dell'etilene e del propilene dal gas prodotto dalla pirolisi di idrocarburi.
US5123946A (en) * 1990-08-22 1992-06-23 Liquid Air Engineering Corporation Cryogenic nitrogen generator with bottom reboiler and nitrogen expander
US5390499A (en) * 1993-10-27 1995-02-21 Liquid Carbonic Corporation Process to increase natural gas methane content
US5372009A (en) * 1993-11-09 1994-12-13 Mobil Oil Corporation Cryogenic distillation
US5523502A (en) * 1993-11-10 1996-06-04 Stone & Webster Engineering Corp. Flexible light olefins production
US5379597A (en) * 1994-02-04 1995-01-10 Air Products And Chemicals, Inc. Mixed refrigerant cycle for ethylene recovery
DE69501043T2 (de) * 1994-02-04 1998-06-18 Air Products And Chemicals, Inc., Allentown, Pa. Verfahren zur Rückgewinnung von Ethylen mit offenem Umlauf von einem gemischten Kühlmittel
US5377490A (en) * 1994-02-04 1995-01-03 Air Products And Chemicals, Inc. Open loop mixed refrigerant cycle for ethylene recovery
US5361589A (en) * 1994-02-04 1994-11-08 Air Products And Chemicals, Inc. Precooling for ethylene recovery in dual demethanizer fractionation systems
US5421167A (en) * 1994-04-01 1995-06-06 The M. W. Kellogg Company Enhanced olefin recovery method
US5502971A (en) * 1995-01-09 1996-04-02 Abb Lummus Crest Inc. Low pressure recovery of olefins from refinery offgases
US5678424A (en) * 1995-10-24 1997-10-21 Brown & Root, Inc. Rectified reflux deethanizer
US5626034A (en) * 1995-11-17 1997-05-06 Manley; David Mixed refrigerants in ethylene recovery
US5680775A (en) * 1996-01-12 1997-10-28 Manley; David B. Demixing sidedraws for distillation columns
US5634354A (en) * 1996-05-08 1997-06-03 Air Products And Chemicals, Inc. Olefin recovery from olefin-hydrogen mixtures
US6395952B1 (en) 1996-08-16 2002-05-28 Stone & Webster Process Technology, Inc. Chemical absorption process for recovering olefins from cracked gases
US5763715A (en) * 1996-10-08 1998-06-09 Stone & Webster Engineering Corp. Butadiene removal system for ethylene plants with front end hydrogenation systems
CN1048713C (zh) * 1996-10-29 2000-01-26 倪进方 提高乙烯回收率的轻烃分离方法
US5768913A (en) * 1997-04-16 1998-06-23 Stone & Webster Engineering Corp. Process based mixed refrigerants for ethylene plants
US6271433B1 (en) 1999-02-22 2001-08-07 Stone & Webster Engineering Corp. Cat cracker gas plant process for increased olefins recovery
FR2797641B1 (fr) * 1999-08-17 2001-09-21 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de separation d'ethane et d'ethylene par absorption par solvant et hydrogenation de la phase solvant et regeneration du solvant
FR2797640B1 (fr) 1999-08-17 2001-09-21 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de separation d'ethane et d'ethylene a partir d'un effluent de vapocraquage par absorption par solvant et hydrogenation de la phase solvant
US6343487B1 (en) 2001-02-22 2002-02-05 Stone & Webster, Inc. Advanced heat integrated rectifier system
US6487876B2 (en) 2001-03-08 2002-12-03 Air Products And Chemicals, Inc. Method for providing refrigeration to parallel heat exchangers
CN100507416C (zh) * 2003-11-03 2009-07-01 弗劳尔科技公司 液化天然气蒸气处理构型和方法
US20050154245A1 (en) * 2003-12-18 2005-07-14 Rian Reyneke Hydrogen recovery in a distributed distillation system
CA2600155C (en) * 2005-03-30 2010-04-27 Fluor Technologies Corporation Integrated of lng regasification with refinery and power generation
WO2007018510A1 (en) * 2005-07-28 2007-02-15 Innovene Usa Llc Process for recovering ethylene from an autothermal cracking reactor effluent
US9103586B2 (en) * 2006-12-16 2015-08-11 Kellogg Brown & Root Llc Advanced C2-splitter feed rectifier
US8256243B2 (en) * 2006-12-16 2012-09-04 Kellogg Brown & Root Llc Integrated olefin recovery process
EP2130811A1 (de) * 2008-06-03 2009-12-09 SOLVAY (Société Anonyme) Verfahren zur Herstellung eines niedrigkonzentrierten Ethylens zur chemischen Verwendung
FR2951815B1 (fr) * 2009-10-27 2012-09-07 Technip France Procede de fractionnement d'un courant de gaz craque pour obtenir une coupe riche en ethylene et un courant de combustible, et installation associee.
US8309776B2 (en) * 2009-12-15 2012-11-13 Stone & Webster Process Technology, Inc. Method for contaminants removal in the olefin production process
MY164976A (en) 2010-05-24 2018-02-28 Siluria Technologies Inc Nanowire catalysts
JP5826854B2 (ja) * 2010-10-05 2015-12-02 エムイーエムシー・エレクトロニック・マテリアルズ・インコーポレイテッドＭｅｍｃ Ｅｌｅｃｔｒｏｎｉｃ Ｍａｔｅｒｉａｌｓ，Ｉｎｃｏｒｐｏｒａｔｅｄ シランを精製する方法及びシステム
BR112013030226A2 (pt) 2011-05-24 2022-05-10 Siluria Technologies Inc Catalisadores para acoplamento oxidativo de metano
US8962517B2 (en) 2011-11-29 2015-02-24 Siluria Technologies, Inc. Nanowire catalysts and methods for their use and preparation
AU2013207783B2 (en) * 2012-01-13 2017-07-13 Lummus Technology Llc Process for providing C2 hydrocarbons via oxidative coupling of methane and for separating hydrocarbon compounds
US9446397B2 (en) 2012-02-03 2016-09-20 Siluria Technologies, Inc. Method for isolation of nanomaterials
AU2013266250B2 (en) 2012-05-24 2017-07-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane systems and methods
EP2855011A2 (de) 2012-05-24 2015-04-08 Siluria Technologies, Inc. Katalytische formen und formulierungen
US9670113B2 (en) 2012-07-09 2017-06-06 Siluria Technologies, Inc. Natural gas processing and systems
CA2893948C (en) 2012-12-07 2022-12-06 Siluria Technologies, Inc. Integrated processes and systems for conversion of methane to ethylene and conversion of ethylene to higher hydrocarbon products
KR102129644B1 (ko) * 2012-12-13 2020-07-03 토탈 리서치 앤드 테크놀로지 펠루이 에틸렌 스트림으로부터의 경질 성분 제거 방법
US8715488B1 (en) 2013-01-07 2014-05-06 Clean Global Energy, Inc. Method and apparatus for making hybrid crude oils and fuels
EP2969184A4 (de) 2013-03-15 2016-12-21 Siluria Technologies Inc Katalysatoren für petrochemische katalyse
EP3074119B1 (de) 2013-11-27 2019-01-09 Siluria Technologies, Inc. Reaktoren und systeme zur oxidativen kupplung von methan
WO2015105911A1 (en) 2014-01-08 2015-07-16 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
CA2935946C (en) 2014-01-09 2022-05-03 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
US10377682B2 (en) 2014-01-09 2019-08-13 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
EP2926882A1 (de) * 2014-04-01 2015-10-07 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Anlage zur Trennung eines Gasgemischs und Verfahren zum Umrüsten einer Trennanlage
CA2947483C (en) 2014-05-02 2023-08-01 Siluria Technologies, Inc. Heterogeneous catalysts
WO2016029046A1 (en) * 2014-08-20 2016-02-25 Nexcrude Technologies, Inc. Methods for separating light fractions from hydrocarbon feedstock
EP3825001A1 (de) 2014-09-17 2021-05-26 Lummus Technology LLC Katalysatoren für erdgasprozesse
CN106715368B (zh) * 2014-09-30 2022-09-09 陶氏环球技术有限责任公司 从丙烯装置增加乙烯和丙烯产量的方法
US10793490B2 (en) 2015-03-17 2020-10-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane methods and systems
US9334204B1 (en) 2015-03-17 2016-05-10 Siluria Technologies, Inc. Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
US20160289143A1 (en) 2015-04-01 2016-10-06 Siluria Technologies, Inc. Advanced oxidative coupling of methane
US9328297B1 (en) 2015-06-16 2016-05-03 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
US20170107162A1 (en) 2015-10-16 2017-04-20 Siluria Technologies, Inc. Separation methods and systems for oxidative coupling of methane
CA3019396A1 (en) 2016-04-13 2017-10-19 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane for olefin production
EP3554672A4 (de) 2016-12-19 2020-08-12 Siluria Technologies, Inc. Verfahren und systeme für chemische abscheidungen
CN110312907B (zh) * 2017-01-02 2021-07-09 沙特基础全球技术有限公司 乙烯设备制冷系统
US11001542B2 (en) 2017-05-23 2021-05-11 Lummus Technology Llc Integration of oxidative coupling of methane processes
US10836689B2 (en) 2017-07-07 2020-11-17 Lummus Technology Llc Systems and methods for the oxidative coupling of methane
CN110698315A (zh) * 2018-07-10 2020-01-17 中国石油天然气股份有限公司 乙烯生产系统
RU2705160C1 (ru) * 2018-12-24 2019-11-05 Андрей Владиславович Курочкин Установка низкотемпературной дефлегмации с ректификацией нтдр для комплексной подготовки газа с выработкой спг
RU2730289C2 (ru) * 2018-12-24 2020-08-21 Андрей Владиславович Курочкин Установка низкотемпературной дефлегмации с ректификацией нтдр для комплексной подготовки газа и выработки спг
RU2743127C1 (ru) * 2019-12-30 2021-02-15 Андрей Владиславович Курочкин Установка для комплексной подготовки газа и получения сжиженного природного газа путем низкотемпературного фракционирования
KR102432669B1 (ko) * 2020-10-15 2022-08-16 주식회사 피트잇 의류 포장용 카드보드 및 이를 이용한 의류 포장 방법
CA3119011A1 (en) * 2021-05-18 2022-11-18 1304338 Alberta Ltd. Method to dry a hydrocarbon gas stream

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4002042A (en) * 1974-11-27 1977-01-11 Air Products And Chemicals, Inc. Recovery of C2 + hydrocarbons by plural stage rectification and first stage dephlegmation
FR2458525A1 (fr) * 1979-06-06 1981-01-02 Technip Cie Procede perfectionne de fabrication de l'ethylene et installation de production d'ethylene comportant application de ce procede
US4270939A (en) * 1979-08-06 1981-06-02 Air Products And Chemicals, Inc. Separation of hydrogen containing gas mixtures
US4270940A (en) * 1979-11-09 1981-06-02 Air Products And Chemicals, Inc. Recovery of C2 hydrocarbons from demethanizer overhead
US4464189A (en) * 1981-09-04 1984-08-07 Georgia Tech Research Institute Fractional distillation of C2 /C3 Hydrocarbons at optimum pressures
US4501600A (en) * 1983-07-15 1985-02-26 Union Carbide Corporation Process to separate nitrogen from natural gas
US4548629A (en) * 1983-10-11 1985-10-22 Exxon Production Research Co. Process for the liquefaction of natural gas

Also Published As

Publication number Publication date
KR0157595B1 (ko) 1998-12-15
EP0419623B1 (de) 1994-04-13
HU902709D0 (en) 1991-03-28
CN1025730C (zh) 1994-08-24
MY105526A (en) 1994-10-31
US4900347A (en) 1990-02-13
HU207153B (en) 1993-03-01
ES2056460T3 (es) 1994-10-01
NO905212D0 (no) 1990-11-30
DE69008095D1 (de) 1994-05-19
CA2029869C (en) 2000-01-18
AU618892B2 (en) 1992-01-09
KR920700381A (ko) 1992-02-19
AU5338490A (en) 1990-11-05
NO905212L (no) 1990-11-30
EP0419623A4 (en) 1991-10-02
CN1046729A (zh) 1990-11-07
EP0419623A1 (de) 1991-04-03
HUT55127A (en) 1991-04-29
NO176117B (no) 1994-10-24
WO1990012265A1 (en) 1990-10-18
CA2029869A1 (en) 1990-10-06
NO176117C (no) 1995-02-01
JPH03505913A (ja) 1991-12-19
JP3073008B2 (ja) 2000-08-07

Similar Documents

Publication Publication Date Title
DE69008095T2 (de) Kryogenes scheiden von gasförmigen mischungen.
DE69219365T2 (de) Absorptionsverfahren zur gewinnung von äthylen und wasserstoff
DE3872255T2 (de) Behandlung stickstoffreicher, wasserstofffreier und olefinreicher gas mittels physikalischer lösungsmittel.
DE69706186T2 (de) Verfahren zur aufbereitung eines kohlenwasserstoffgases
DE3781556T2 (de) Verfahren zur rueckgewinnung und reinigung von c3-c4+-kohlenwasserstoffen durch phasentrennung und dephlegmierung.
EP1818634B1 (de) Verfahren zur Kälteversorgung der Tieftemperaturtrennungsstufe einer Olefinanlage
EP0675190B1 (de) Verfahren zur Rückgewinnung von Olefinen
DE69500206T2 (de) Verfahren mit einer Vorkühlungsstufe zur Rückgewinnung von Ethylen
EP0318504B1 (de) Verfahren zum Abtrennen höherer Kohlenwasserstoffe aus einem Gasgemisch
HUT75977A (en) Cryogenic separation
US3320754A (en) Demethanization in ethylene recovery with condensed methane used as reflux and heat exchange medium
EP0185253A2 (de) Verfahren und Vorrichtung zur Gewinnung von C2+- oder von C3+-Kohlenwasserstoffen
DE69915872T2 (de) Verfahren zur trennung von kohlenwasserstoffen bei niedriger temperatur
DE69205526T2 (de) Verfahren zur Rückgewinnung von C2+ und C3+ Kohlenwasserstoffen.
DE2932561C2 (de) Verfahren und Vorrichtung zum Zerlegen eines Gasgemisches
DE69500473T2 (de) Verfahren zur Rückgewinnung von Ethylen mit gemischtem Kühlmittelumlauf
DE69501043T2 (de) Verfahren zur Rückgewinnung von Ethylen mit offenem Umlauf von einem gemischten Kühlmittel
DE102009038456A1 (de) Trennsequenz für Kohlenwasserstoffe
US3443388A (en) Demethanization of hydrocarbons condensed from hydrogen rich gas
DE4417584A1 (de) Verfahren zur Trennung von C¶2¶/C¶3¶-Kohlenwasserstoffen in Ethylenanlagen
RU2039329C1 (ru) Способ криогенного разделения газовых смесей и устройство для его осуществления
DE3220998A1 (de) Verfahren zur herstellung von niedermolekularen olefinen
DE19752703A1 (de) Verfahren und Anlage zum Abtrennen von C2- oder C2+-Kohlenwasserstoffen
US2881136A (en) Distillation in stages
AT147157B (de) Verfahren zur getrennten Gewinnung von Äthylen und Propylen in annähernder Reinheit aus komplexen Gasgemischen.

Legal Events

Date Code Title Description
8364 No opposition during term of opposition