專利名稱：用物理性溶劑處理富氮、富氫和富烯烴氣體的工藝的制作方法
技術領域：
本發明涉及利用溶劑萃取方法，處理天然氣、熱裂化或催化裂化氣體、或煉油廠廢氣，以生產富甲烷產品、富氮產品、富氫氣流或富烯烴產品的工藝。另外還涉及采用萃取閃蒸和萃取氣提等方式利用所選物理性溶劑來處理這些氣體流的梅拉(Mehra)工藝。
許多烴類氣體，如天然氣都含有一種或多種惰性氣體雜質，這些惰性氣體使烴類氣體的焓降低或削弱了它們的市場銷售能力。這些惰性氣體包括氮、氦和氬。含雜質氮的天然氣相當普遍。氮氣可以是天然氣的成分，或可以是靠注入氮氣使油井在適當巖層內恢復抽油能力而形成雜質氮，在美國得克薩斯地區中部和北部就是這樣。
由于政府的法規不允許原油生產者直接燃燒富氮締合氣，并且環境法和保護有價值資源的愿望都禁止原油生產者將締合烴氣體排放掉，所以這些氮雜質使得原油生產者削減了原油產量。因此，產油者受到選擇可利用的技術的限制，這些技術是為了對來自油井的締合氣體進行適當處理。涉及低溫原理的現有技術，不能經濟地處理，甚至從原油生產中給以稅收補貼之后仍不能經濟地處理氮含量超過3%(mol)的天然氣。
象乙烯和丙烯等烯烴存在于熱裂化或催化裂化氣流中，或在煉油廠的廢氣中，他們通常與大量的氫締合在一起。一般來說，這些氣體由甲烷、一氧化碳、二氧化碳、乙炔、乙烷、甲基乙炔、丙二烯、丙烯、丙烷、丁二烯、丁烯、丁烷、C5餾分、C6-C8菲芳香族餾分、苯、甲苯、二甲苯、乙基苯、苯乙烯、C9-400°F汽油、400+°F燃油和水組成。
在溶劑吸收技術領域已知有許多種用于分離和回收烯烴的工藝，該烯烴是含有那些不飽和化合物的裂化氣、煉廠氣和合成氣中的烯烴。某些工藝利用特殊的鏈烷化合物作為吸油劑，其它工藝利用芳香族作吸油劑。利用這些物質作吸油劑是在吸收塔或帶有再沸器的吸收-氣提塔內實現的。在某些例子中，這些方法還輔助以分離富甲烷氣流和/或富氫氣流。
在石油精煉中會發現有許多種氣流。某些氣流是某種工藝的不可缺少的部分，例如將這些氣流從分餾塔再循環到反應器中。該循環氣流可以是不純的氫氣流，該氣流在返回到反應器前必須純化和/或與補充的氫氣流混合。其它的氣流可以是主精煉過程的副產品，并可以送到一個或幾個附近的以及需要氫原料流的其它工藝過程中。由于含硫量較高和碳氫比值較高的原油需要連續加工，又由于通過了較嚴格的環境法規，法規限定了較低的含硫量，因此，予期氫的需求量會增加。既使這些增加的需求量的大部分可以通過輕質烴的蒸汽重整和重烴的部分氧化來得到滿足，濃縮現存的廢氣流仍是一個可供選擇的方法。
例如，從乙烯裂化設備出來的副產氫氣流可具有75%(mol)的含氫量，并且初始時就可以利用這種氫氣流作為原料送到需要95%(mol)氫氣的加氫脫烷基化工藝中。或者在靠近臨氫重整設備處的工藝狀態的改變可以產生對99%(mol)的氫氣的需求，然后純化為90%的氫氣副產品流，在這種情況下正好可以加以利用。
在某種情況下，顯然需要在不必改變設備技術規格的情況下，就能夠有選擇地將一種氫的純度改變到另一種氫的純度。
有許多小量到中等量的含有氫和重烴的廢氣流，它們通常要送到石油精煉的燃料系統中去。包括有近似氫氣濃度的各種氫氣源的概況，公開在1984年2月6日出版的“石油與氣”期刊(OilandGasJournal)的表Ⅰ中，在第111頁上，作者Wang等人。在大多數精煉和石油化工應用中，氫氣是作為反應劑來使用的，所需補充的氫純度大約為95%。為了防止反應中積累象甲烷這樣的副產物，通常要將部分循環氣流進行清除。即使這種氣流較小，它的氫氣濃度就表示一種損失，這種損失必須靠另外補充氫氣來進行補嘗。
表Ⅰ廢氣流中的氫氣源工業氣源近似氫氣濃度精煉高溫清除25-35流化催化裂化(FCC)氣10-15階式排除50-60甲醇清洗氣70-80乙烯副產品H260-90裂化氣10-35煉焦爐產品氣0-5液化石油氣脫氫產品氣58甲苯十七烷胺 H2清洗 57環己烷 H2清洗 42碳黑產品氣7甲醛副產品H218氨清洗氣60
為了提高這種廢氣流的純度有幾種工藝可以采用并且目前正在采用。這些工藝，正如Wang等人在1984年2月11日的“石油和氣”期刊中的文章所描述的那樣，包括低溫分離、催化提純、變壓吸附和隔膜分離。挑選合適的工藝取決于許多因素，其中一些因素是所需的氫產品純度、氫氣回收率、可利用的壓力降、預處理的需求量、廢氣成分、殘留在氫氣產品中的反應產物的作用以及所選工藝的調節性能。
在美國生產大量的工業氫是采用按方程式2CH4+3H2O→CO+CO2+7H2進行的天然氣的蒸汽轉化工藝。其它的工藝采用了殘油的部分氧化、煤的氣化和水解等，但當把天然氣轉化成液態烴，然后再轉化成固態原材料時，這種工藝的難度大而且生產費用增加。
在原氫中通常可找到CO2、CO、O2、N2、H2O、CH4、H2S、以及較重烴等雜質。這些雜質可利用變換催化劑、去除H2S和CO2、PSA工藝和氮氣洗滌等方法去除。提純各種精煉廢氣幾乎總比用蒸汽轉化手段生產氫更經濟。在未處理氣體的成分和產品中允許的雜質含量，基本上決定了所選用的用于純化的最合適工藝。
美國專利2，187，631號涉及生產不飽和C4和C5烴的方法，該方法利用減粘裂化重殘油和熱裂化混有循環油的低沸點油餾分以生產轉化產品的工藝，該轉化產品經分餾離析出含有不飽和及可作為所需最終產品的芳香烴的輕質蒸汽-氣餾分。該餾分還經過用芳香族吸收油的選擇吸收過程，芳香族吸收油主要吸收C4和C5飽和的和不飽和烴的二烯屬烴和支鏈單烯屬烴。
美國專利2，282，549涉及的是在有或沒有催化劑的情況下，把氣態烯烴聚合成類似汽油特性的輕質烴。溶劑清洗用于除去乙烷和氫等物質，它是通過讓烯烴含量達50%的烯烴氣體混合物與溶劑一起在100-1000磅/吋2壓力下接觸，以使氫和C1+烴保持不溶解并能從含有溶解的烯族烴的清洗油中分離出來。這種溶劑可以是“冷凝的和熱穩定的芳香烴，如聯(二)苯，或是沸點比汽油高并由系統本身生產的聚合產品”，該溶劑必須在100-1000磅/吋2壓下力對氣態烯烴有較高的溶解本領，對甲烷和氫來說有較低的溶解本領。
美國專利2，308，856涉及一種從氣態混合物中萃取烯烴的連續工藝，該工藝對于象(二)異戊醚和其它高脂族醚、丁基醚、戊基醚和類似化合物等烯烴來說，利用與選擇性溶劑逆流接觸的方式萃取。該溶劑最好冷卻到-20℃到-25℃的溫度，具體冷卻到什么溫度要視溶劑和將要萃取的氣體種類而定。吸收器內的壓力可從50磅/吋2變化到300磅/吋2。
美國專利2，325，379號公開了一種分離液態混合物組分的工藝，該工藝是靠有較高沸點的選擇性溶劑(可以是極性溶劑)存在的情況下進行萃取蒸餾。
美國專利2，433，286號中指出了對混有作為萃取溶劑的鏈烷烴的液態烴混合物的萃取蒸餾工藝。在第一萃取蒸餾中，生產富溶劑中的烯屬烴和二烯屬烴，在第二萃取蒸餾中，以不飽和或芳香烴作溶劑，在高溫下進行，生產作為提余液的烯屬烴和在富溶劑中的二烯屬烴。鏈烷烴是從第一萃取蒸餾的富溶劑中蒸餾出的，二烯屬烴是從第二萃取蒸餾的富溶劑中蒸餾出的。
美國專利2，455，803號描述了一種與溶劑混在一起的可蒸發的有機混合物的萃取蒸餾工藝，溶劑包括(1)選擇性溶劑，(2)選擇性溶劑和混合物的互溶劑。選擇性溶劑必須具有高選擇性，這種溶劑經常是一種低溶解能力的溶劑，因此，往往在萃取塔內形成兩層液體。使用互溶劑的目的是保持單液相。混合物中存在的溶劑必然會使混合物中的一種成分比其它成分的“逃逸趨勢”變化更大，“逃逸趨勢”定義為一種成分從一種相轉變成另一種相的潛力。可以列舉象糖醛和酚這類的溶劑，它們在芳香烴多于鏈烷烴時具有最好的溶解本領。適用的互溶劑有甲基酮、環己酮、乳腈、嗎啉以及象苯、甲苯、異丙基苯、1，3，5-三甲基苯等芳香烴，或類似物質。
美國專利2，511，206號描述了一種生產具有商業價值的，存在于乙炔的衍生物中的乙烯的工藝。該工藝是通過一種烴的熱解分解形成一種復雜氣態混合物，混合物中含有乙烯、丙烯和乙炔，然后在聚乙二醇醚內吸收丙烯和乙炔，除去含有乙烯的殘存氣體，反萃取含有乙炔和丙烯的吸收介質，以生產含有丙烯和乙炔的二次氣體，最后處理二次氣體，以生產所需要的乙炔衍生物。
美國專利2，516，507涉及到使用萃取反萃取塔分離主要由C1、C2和C3烴組成的包括乙烯在內的氣態混合物的工藝，該工藝采用了在作為吸收油的C5-C7烴中進行逆流吸收的方法。該工藝適宜在溫度為80°F和壓力為300磅/吋2(表壓)條件下進行。在設有再沸器的萃取蒸餾塔內，有一順次吸收丙烷、C2-烴和甲烷的吸收區。當要分離的氣態混合物是濕烴氣原料，例如是來自油井或由C1-C4烴和N2和/或H2組成的煉廠廢氣的濕氣的時候，供給到塔內的貧油量可按原料組分、吸收油的性質、塔內的溫度和壓力來調節，以便在丙烷吸收區(主區)內基本上吸收所有的C3材料，同時提取主區頂部作為C2-濃縮物的大部分比例的氣體。所提取的比例應選擇在能使得剩下的氣體在和C3或2次吸收區內的油接觸時，氣體內的差不多是全部的C2含量都被吸收在油中，然后送回到C3吸收區，并在該區內由仍未被吸收的C3反萃取。類似地，從C2(二次)吸收區的頂部提取甲烷和輕組分和在剩下的氣體內的甲烷和輕組分當它們和進入塔頂的貧油接觸時，除去了甲烷、剩余的氫氣和氮氣作為塔頂餾出流而離開該塔。
美國專利2，573，341涉及在連續的吸收-反萃塔內，使用芳香吸收油并在超高大氣壓下回收含有氫的煉廠廢氣中的烯烴的工藝。甲烷、輕質烴和氫，形成第一塔的塔頂餾出流。乙烯和較重的分餾物是在飽和的油中。連續運行的塔分離烯烴。
美國專利2，588，323描述了一種吸收工藝，該工藝是用芳香吸收油回收煉廠廢氣中的烯烴。該工藝與美國專利2，573，341中的工藝非常相似，不同的只是把甲醇加到乙烯分餾塔和脫乙烷塔的塔頂餾出物中，并供給到精餾-吸收塔中的一個或多個上部中間冷卻器內。
美國專利2，610，704涉及在萃取蒸餾塔內的蒸餾區內，使煉油廠的氣體混合物，具體包括氫、甲烷、乙烯、乙烷等，與極性的，最好是溶水的液態溶劑接觸，以降低乙烯相對于氫和甲烷的揮發性。溫度和壓力已發現是相互關聯的。溫度最好在0-120°F的范圍內，壓力最好在200-300磅/吋2的范圍內。溶劑可以是含有96%丙酮和4%水的含水丙酮溶流，在塔的頂部，溶劑與烴之比大約在2.5-3.5之間。在塔頂餾出物中的蒸餾物質是典型的氫和甲烷的混合物，基本上所有乙烯都存在于富溶劑中。富溶劑在大約5磅/吋2壓力下閃蒸并蒸發掉大部分乙烯。然后閃蒸后的溶劑經加熱除去了剩余的乙烯。最后，回收的乙烯用水洗滌，以回收溶劑蒸汽。
美國專利2，780，580描述了用沸程范圍為100-400°F的貧油逆流地處理裂解氣的工藝。該工藝使用了用于部分回收乙烷的一次吸收器和二次吸收器，裂解氣被送到二次吸收器的中部，一次吸收器的塔底流出物和新貧油也都被輸送到二次吸收器。生成的飽和油送到蒸餾塔以去除C2，生成的富油被送到另一個蒸餾塔以去除C3。控制貧油的循環量，以使進入二次吸收器的含量超過75%的乙烯由新貧油回收，而含量不超過75%的乙烯由送到一次吸收器的相同貧油回收。
美國專利2，804，488號中，在從裂解氣流中回收乙烯的過程中，使用了吸收-反萃取器和兩種吸收劑(貧油和乙烷)。在壓縮到180磅/吋2(在45°F時)之后，貧油從吸收區內的冷卻和壓縮氣體中除去C5+烴，產生一種干燥的、冷卻到-148°F的塔頂餾出氣體流，并逆流地通過脫甲烷吸收器的內部而進入乙烷流中。吸收器的塔頂餾出流由未經冷凝的氣體組成。富吸收劑可以利用甲烷反萃取內的蒸餾作用除去甲烷，然后在乙烯分餾器內被分成溶劑流(乙烷)和乙烯/乙炔塔頂餾出流，該塔頂餾出流又因部分冷凝而分離成乙炔和乙烯。
美國專利2，849，371描述了一種用于分離和回收天然氣、精煉或合成氣的低沸點組分的工藝，上述幾種氣體輸入到吸收-反萃取塔的中部，而貧吸收油從塔頂部輸入。吸收油是60°F的丁烷。吸收-反萃取塔排出的廢氣被輸送到二次吸收塔，脫丁烷的汽油作為一種吸收油從塔頂輸入以萃取較高沸點的烴，并產生殘余氣。從吸收-反萃取塔塔底部出來的物質被輸送到脫丙烷塔內，而該塔的塔頂餾出物又輸入到脫乙烷塔內。
美國專利3，213，151號公開了一種用于回收氣態混合物中含50%氫的循環氣流的工藝，該氣態混合物由甲烷、氫和通常為液態的烴組成，它們用戊烷吸收。
美國專利3，291，849號公開了一種工藝，該工藝中，與其它烷基苯相混合的甲苯，被制成貧油并用于吸收器內以純化來自催化重整裝置的補充的氫氣流。
美國專利3，349，145號是在過量氫氣存在的情況下，對烷基芳香烴的催化加氫脫烷基化的工藝的改進。該工藝包括從不純的氫氣源中提取富氫氣體，氫氣源中含有50-90%(mol)的氫，其余是C1-C6鏈烷烴。在200-1000磅/吋2(表壓)的壓力和溫度在200°F情況下，用主要由C9+芳香烴的混合物組成的液態吸收劑逆流地清洗氣體，這樣，便吸收了吸收劑中的大部分鏈烷烴。用作液態吸收劑的芳香烴可以包括以純的或以與其它芳香烴混合的形式出現的二甲苯，和象三甲基苯和四甲基苯之類的高級多烷基苯。但是烷基-取代單環芳香烴是很少優先選用的，它們每環上有三個以上的甲基團或有含三個以上碳原子的烷基團。很少優先選用的原因是因為它們有較高的氫當量。當粗制氫含有C6、C7或C8鏈烷烴時，優選的吸收劑就包括C9+芳香烴，它們以純的或以同其它C9+芳香烴，如丙苯、異丙烷基苯、1，2，4-三甲基苯和1，3，5-三甲基苯等混合的形式出現。
美國專利4，479，812號提供了一種從烯族原料中回收乙烯的連續分餾技術，烯族原料包括C3+高烯屬烴，利用烯族原料與由C6+烯屬烴汽油餾程烴組成的液態溶劑逆流接觸，有選擇地從原料中吸收基本上是全部的C3+烯屬烴組分，然后從吸收塔內提取富乙烯蒸汽流，再使富乙烯氣流與蒸餾餾程液態氨氣流在海綿吸收器內接觸，以純化乙烯氣流。吸收塔是具有兩個中間冷卻器和一個再沸器的吸收-反萃取塔。
美國專利4，552，572號涉及純化由高溫氣化煤時獲得的原料氣。適用的純化溶劑必須對硫化氫有超過二氧化碳的有擇溶解度。它們包括甲醇、N-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇的二甲醚。通常，用于合成的原料氣被分成兩部分，其中的一部分通過轉化反應器，并利用轉化反應CO+H2O-CO2+H2將大部分的一氧化碳轉變成氫。由于純化處理除去了包括CO2在內的雜質，富氫的轉化氣體和富一氧化碳的未轉化氣體，可以混合成一定的氫與一氧化碳的比，這種比例適合于特殊合成的需要。
梅拉工藝的改進的萃取閃蒸方案和改進的萃取反萃取方案分別在美國專利4，623，371和4，680，042中已加以描述。上述方案的目的是從富氮烴氣體中分離C2+烴，富氮烴氣體中的氮含量為3-75%(mol)，其余的是烴。
另外的處理富氮氣、富氫氣和含烯烴氣流的梅拉處理工藝公開于1986年10月27日出版的《化學工程》雜志由尤夫·R·梅拉(YuvR·Mehra)撰寫的題為“使用萃取法處理
烴”的文章中，1987年3月16-18日在科羅拉多的丹佛舉行的第66屆氣體處理聯盟的年會上由尤夫·R·梅拉宣讀的題為“梅拉工藝的適應性改進了氣體處理的界限”的論文中，在1987年3月29-31日于得克薩斯州的圣安東尼奧舉行的1987年全國石油精煉聯盟年會上由尤夫·R·梅拉撰寫的題為“經濟地回收和提純氫氣”的論文中，在1987年9月的美國化學工程師學會編的《能源進展》刊物的第150頁中的一篇文章，題目是“新工藝的適應性改進了氣體處理的界限”中，作者尤夫·R·梅拉。
人們已意外地發現，某些鏈烷和環烷溶劑的溶解度要高于芳香烴溶劑和其它有擇物理性溶劑的溶解度，這一發現公開在尤夫·R·梅拉的下列美國專利中4，421，535，4，511，381，4，526，594，4，578，094，4，601，738，4，617，038，4，623，371，4，692，179，4，680，017，以及4，696，688。
所以，本發明的一個目的是提供對所選溶劑的萃取工藝系統，用于處理氣體混合物，該工藝是采用按新的標準選擇的溶劑及采用適當壓力、溫度、溶劑流量和氣體流量等條件來回收氣態混合物中所需要的成分。該工藝的建造和運行條件較為經濟。
本發明的另一個目的是工藝中運用這些溶劑選擇標準處理富氮氣、富氫氣和富烯烴氣。本發明基于這樣的發現鏈烷的、環烷的和輕芳香溶劑具有明顯的下面兩種潛力(a)較低的初投資，(b)較低的運行費用，這是因為已發現，較高的溶解特性在價值上超過了優良的選擇特性。特別是，較低的選擇性可以通過增加萃取塔的高度來得到補嘗，而較低的溶解度卻只能通過加大塔的直徑和提高溶劑流量才能得到補嘗，這就會造成較高的初投資和較高的運行費用。
無論是否能用于多種化合物的混合物還是一種單純的化合物，這些選擇的標準是每種溶劑的分子量和UOP特性因素。鏈烷溶劑、環烷溶劑和輕芳香溶劑對每種標準都有不同的范圍。
對于本發明的目的，正如表Ⅱ所示，對于分子量為75到140MW范圍內鏈烷和環烷溶劑組中，以及芳香族組中的苯和甲苯等所有物理性溶劑來說，在梅拉工藝中都被認為是有用的添加溶劑。鏈烷溶劑組還被定義為具有UOP特性因素12.0到13.5范圍的溶劑。環烷溶劑定義為具有UOP特性因素10.5到12.0的溶劑。這兩個定義都與溶劑的芳香含量無關。
當每種鏈烷溶劑的分子量小于75時，溶劑的溶解度最高，但是，當在產品塔、分餾器、再生器中從溶劑中分離產品時，則費用過高。另外，使用分子量低于75的溶劑的系統則必然需要溶劑回收系統。
當鏈烷溶劑的分子量超過140，或當環烷溶劑的分子量超過130的時候，相對于目前已公開的梅拉的專利和正在審查的梅拉的專利申請中的有擇物理性溶劑來說，在改進溶解度方面不再具有優越性。
根據選擇的物理溶劑和給定設備的經濟性，本發明還必須提供一種溶劑回收系統。可以采用冷凍、吸收、和/或海綿油系統。
正如在“石油精煉工程”一書(MCGraw-Hill圖書有限公司出版，紐約，1941年，作者W.L.納爾遜)的第102-104頁上定義的那樣，UOP特性因素(K)在給原油分類時非常有用，對確定個別餾分的所含鏈烷烴的程度更為有用。對于相互關聯的許多參數，如含氫量、苯胺點、熱膨脹、粘度指數、潛熱都是有用的。應該注意到，如果任意兩種參數值是已知的，那么其它的參數值也就可以確定了。UOP“K”特性因素也可以描述為純烴和石油餾分的化學特性指數。烴的特性因素被定義為這些溶劑的絕對平均沸點溫度R度(°F+460°)的立方根被它的比重(60°F/60°F)來除，即特性因素等于K=TB3S]]>其中TB為平均沸點°RS為60°F時的比重然而，與這個特性因素同樣重要的是，應該牢牢記住正象沸點溫度的偏差所顯示出的，對于同系列的組成物和石油餾分來說，烴的特性因素僅僅是近似的指數。


圖1是一個流程示意圖，表示貧物理性溶劑在任意壓力下與富氮氣接觸，在經過至少一個閃蒸段后，生成氮氣產品和富甲烷氣體產品。
圖2是一個類似的流程示意圖，表示富氮氣在任意壓力下與貧物理性溶劑接觸，在連續經過至少兩個閃蒸段后，生成作為塔頂餾出物的氮氣產品以及富甲烷氣產品，該產品是從富塔底溶劑中得到的。來自于第一閃蒸段的塔頂餾出氣體再循環返回到萃取塔。
圖3是另一個流程示意圖，表示富氮氣在任意壓力下與流入萃取塔中部的反萃過的溶劑主液流接觸，并與進入塔頂部、經過提純的貧-干溶劑的液流接觸，經過至少一個閃蒸段后，生成作為塔頂餾出物的氮氣產品以及富甲烷氣產品，該產品是富塔底溶劑中得到的。反萃過的溶劑分成主溶劑流和在再生塔內生成的滑流，從而生產出作為塔頂餾出物的反萃氣體，這些氣體加入到富甲烷氣產品中。
圖4是一個與圖3類似的流程示意圖，不同的是采用了兩個閃蒸段。
圖5是一個流程示意圖，表示來自于精煉廠的含氫廢氣流在任意壓力下，與萃取塔內的貧溶劑流接觸，生成塔頂餾出的氫氣產品，并且富溶劑塔底流在至少閃蒸一次后生成一種純氣體產品和一種循環到萃取塔頂部的反萃后的溶劑流。
圖6是一個類似于圖5的流程示意圖，不同的是采用了兩個閃蒸段。
圖7是另一個流程示意圖，它與圖4類似，表示含氫廢氣流在任意壓力下，與反萃溶劑的主流和提純的貧溶劑流接觸。
圖8是一個流程示意圖，表示含烯烴氣流的萃取分離物在至少500磅/吋2(表壓)的壓力下，在萃取/反萃取塔內，與貧溶劑一起被送到塔頂部，生成一種作為廢氣塔頂餾出流的氫和甲烷的混合物，并且還生成一種富溶劑塔底流，從塔底流中，將含乙烯氣體作為產品回收。
圖9是一個類似于圖8的流程示意圖，所不同的是，氫和甲烷的塔頂餾出混合物被送到一個甲烷萃取器的底部，生成一種作為塔頂餾出流的氫氣產品。
應當認識到，當氣流確定后，管線事實上已被明確指定了，當提到某些材料時，如果未加說明，這種氣流已是預先確定了的。但是流量控制閥、溫度調節裝置、泵和類似設備都是按照常規的方式安裝和運行的，設備的主要術語顯示在附圖中，并且將在后面參照本發明的連續運行過程進行討論。所有這些閥、裝置、泵以及熱交換器、儲存器、冷凝器及類似裝置都包括在“輔助設備”這一術語中。術語“吸收器”常規是作為氣體/溶劑吸收設備來使用，但當用于本發明的工藝(具有物理性溶劑)中時，便認為是“萃取器”。
氮氣的排除對于500磅/吋2(表壓)和-10°F的氮-甲烷系統所用的各種物理性溶劑的性能都總結在表Ⅲ中，其中入口氣體含有15%(mol)N2和85%(mol)Cl。壓力、溫度和成分等條件只表示許多商業用途中的一種，它們的選擇只是為了說明本發明，本發明不受這些條件的限制。
表Ⅲ包括5種芳香化合物的實際分子量和11種典型的鏈烷和環烷化合物的分子量。該表還顯示出利用由15%的氮氣和85%的甲烷組成的1000lb-mols/h的氣體，與所列舉的溶劑/原料(S/F)摩爾比率的指定溶劑接觸，以便在富溶劑中回收25%的
甲烷所需要的溶劑流量(美國加侖/分鐘)。表Ⅲ還包括甲烷在每種溶劑中的溶解度(γ)，單位是標準立方英尺/加侖(SCF/gal)，以及氫的揮發度與甲烷從溶劑中揮發的揮發度之比(α)。另外還包括每種溶劑的優化因數(γ×α)。
定義為KNZ/KCLα值的6.56的苯溶劑(78MW)的選擇性，比3.97的可比較的鏈烷溶劑(75MW)的選擇性大大約65.2%。但是，甲烷在可比較分子量的鏈烷溶劑中的溶解性，需要192gpm的鏈烷溶劑的循環量，該循環量明顯小于約364gpm的苯溶劑的循環量，即減小約47%。
從梅拉(Mehra)的早期公開，人們便認為鏈烷溶劑比苯溶劑性能提高14.6%，這是因為定義為α(KNZ/KCl)與甲烷在溶劑(每加侖溶劑C1的標準立方英尺數)中的溶解度的乘積的優化因數，對于鏈烷溶劑是27.72，而對于苯溶劑則是24.20。因此，溶劑循環量總共減小了47%，這不僅是驚人的，而且也是非常合乎需要的。因為較低的選擇性可以通過在塔內簡單地增加附加塔板就可得到補嘗。此外，較高的循環量意味著較大的資本投資，而且運行費用也將提高。
圖1表示萃取-閃蒸結構的最簡單形式，該結構用于從貧天然氣中排除氮氣。這樣的布置對于適度地回收甲烷作為富甲烷氣產品來說特別有用，回收的富甲烷氣產品滿足最小的管道所需熱值要求。這種布置不必滿足下列兩種技術要求(a)氮氣產品的甲烷含量;(b)甲烷產品的氮氣含量。
圖1的管路11中的富氮氣流，可處于任何壓力，它進入萃取設備10內的萃取塔12的底部，并逆流流到來自管路17的貧溶劑流中，由于閃蒸作用使貧溶劑已經被反萃過。管路13內的塔頂餾出物是氮氣產品。管路15內的富溶劑塔底流在至少一個閃蒸段20處進入。具體說就是進入閃蒸容器22，該容器22生產的塔頂餾出物進入管路23。塔頂餾出物也可以在壓縮機內被壓縮，生成富甲烷產品29。從閃蒸塔22來的塔底流通過管路25、溶劑泵26、管路27和溶劑冷卻器16流到管路17并進入萃取塔12的頂部。
在圖2的工藝布置中，富甲烷氣產品滿足管路所要求的最小氮氣含量。這可以靠下述步驟來實現循環過量的萃取后的氮氣及在萃取塔底部的宜溶劑，同時提高甲烷的回收率。來自中間閃蒸段的富氮閃蒸蒸汽也被壓縮并再循環到萃取塔的底部。富甲烷氣產品離開最后的閃蒸段的塔頂。
在圖2中，富氮氣流以任意壓力由管路引送到萃取設備30的萃取塔32，并逆向流到貧溶劑流中，該貧溶劑流已利用閃蒸而反萃過，并經管路39進入塔32的頂部。氮氣產品作為塔頂餾出物經管路33離開塔頂，而富溶劑的塔底流經管路35流到多級閃蒸段的中間閃蒸設備40。富溶劑進入閃蒸容器42后，分成(a)由管路43排出的塔頂餾出再循環氣流，該氣流在循環壓縮機46內被壓縮并經管路37返回到萃取塔32;(b)經過部分反萃的溶劑的塔底流，由管路45輸送到最后閃蒸設備50的閃蒸容器52，在那里分成塔頂餾出氣流53，該氣流可以在壓縮機58內被壓縮，并且作為富甲烷氣產品通過管路59排出。閃蒸器52的塔底流通過管路55、溶劑泵56、管路57、溶劑冷卻器38和管路39進入萃取塔32的頂部。
如果入口氣體包含有大量的重烴(C5+)時，圖3的設備結構就可以有效地用來在高回收率下回收富甲烷氣產品。在這樣的布置中，萃取塔由兩個萃取段組成。富溶劑在至少一個閃蒸段內閃蒸。離開最后閃蒸段的蒸汽滿足管道的熱值要求。這種結構可以從重烴組成的氣流中回收更多的含甲烷氣。
圖3示意性地表示出一種工藝，該工藝是在任意壓力下接觸富氮氣體，該富氮氣體是經管路61進入萃取設備60的萃取塔62的。塔62有一個一次萃取區64和一個二次萃取區66。富氮氣逆向地流入經管路67而來的反萃后的溶劑主流中，并流入經管路69而來的貧-干溶劑流中，該貧-干溶劑流是已經過再生的。作為氮氣產品的塔頂餾出物從管63內流出該塔。富溶劑的塔底流經過管路65流到多級閃蒸段70的至少一個段內，即進閃蒸塔72，從閃蒸塔內由管73排出塔頂餾出流，排出的塔頂餾出流可由壓縮機74壓縮，并通過管路74a作為富甲烷氣產品排出。反萃后的溶劑的塔底流流過管路75、主溶劑泵76和管路77，然后分成管路77a內的主溶劑流和管路79內的滑流。
主溶劑流在溶劑冷卻器78內冷卻，并通過管路67送到塔62的中段。滑流則經過管路79、叉流熱交換器87、管81流到滑流再生裝置80的塔82的中段。塔82設有再沸器86和回流裝置。塔頂餾出物由管83排出，在冷凝器84內冷凝，經管路93流到儲存器94內，經管路98將氣體從儲存器中排出并通入到管路74a中的閃蒸氣體內，成為管路99內的富甲烷氣。管路95內的回流經過泵96和管路97被送到塔82的頂部。再生的貧-干溶劑，經管路85、叉流熱交換器87、管路88、溶劑泵89、管路91和溶劑冷卻器92，流入管路69和塔62的頂部。
圖4的工藝布置與圖3的布置十分相似。但是，富溶劑經過閃蒸達到中級壓力程度，注入過量的經萃取的氮氣，使氮氣再循環到萃取塔的底部。這種布置還具有滿足富甲烷氣產品含氮量要求的能力。入口氣體可以處于任意合適的壓力。
圖4顯示出管路101中處于任意壓力下的富氮氣體是如何被輸送到萃取設備100的塔102的底部的。塔102包括一個一次萃取區和一個二次萃取區，通過管路104從塔的底部供入再循環氣體，主溶劑流用管路107在其中段輸入，貧-干再生溶劑的貧溶劑流通過管路109從其頂部輸入。作為氮氣產品的塔頂餾出流由管路103從塔頂排出。
富溶劑的塔底流經管路105進入中間的閃蒸設備110的中間閃蒸塔112并且分成(a)管113內的塔頂餾出流，該流在循環壓縮機114內增壓，然后由管路104輸送到塔102內;(b)富溶劑的塔底流，該流通過管路115送到最后閃蒸設備120內，進入塔122。在塔122內再分成從管路123排出的富甲烷氣的塔頂餾出流，該塔頂餾出流可先在壓縮機124內壓縮，然后輸入管路124a內;以及塔底流，該塔底流通過管路125、主溶劑泵126和管127;然后分成管路127a內的主溶劑流和管路129內的滑流。
主溶劑流經溶劑冷卻器128冷卻，并通過管路107流到萃取塔102的中段。管路129內的滑流經過叉流熱交換器137和送料管路131被送到滑流再生裝置130的再生塔132內。塔132裝有再沸器136和回流裝置。塔132的塔頂餾出流由管路133排出，通過冷凝器134和管路143，然后儲存在儲存器144中。從儲存器144中排出的氣體由管路148加到管路124a的閃蒸氣體內，并成為管路149內的富甲烷氣產品。管145內的回流，由泵146泵送，經過管路147流到塔132的頂部。作為塔132的塔底流的再生溶劑，經管路135排出，然后經過叉流熱交換器137和管路138，并由溶劑泵139經過管路141、溶劑冷卻器142以及管路109泵入到塔102內。
氫氣的純化有許多種含氫的廢氣，其中含有甲烷和其它作為稀釋劑的重烴。這些廢氣中的氫氣含量可以從5%(mol)到90%(mol)。表Ⅲ概括了用于在300磅/吋2(絕壓)和-30°F下的氫-甲烷系統的各種物理性溶劑的性能。入口氣體成分是65%(mol)的氫和35%(mol)的氯。壓力、溫度和成分等條件只代表許多商業應用中的一種，選用它們僅為說明本發明，但本發明并不受這些條件的限制。
如表Ⅳ所示，α值為21.81的芳香族溶劑間二甲苯(106MW)的選擇性，比α值為19.22的環烷溶劑(110MW)的選擇性高大約13.5%。甲烷在間二甲苯溶劑中的溶解度比它在環烷溶劑中的溶解度低大約4%。此外，自梅拉的早期公開，人們便認為優化因數為17.80的環烷溶劑，應用效果低于優化因數為19.42的間二甲苯溶劑。
但是，顯示在表Ⅳ中的數據使人感到意外地確定，從入口氣體中回收相同數量的甲烷大約需要598gpm的環烷溶劑循環量，而間二甲苯溶劑循環量都需要622gpm，即減少了約3.8%。這一結果對于110MW的鏈烷溶劑來說是更加明顯。
圖5概要地示出了用于將氫氣純化到95%(mol)的程度，同時適度回收大約80+%的氫氣的設備布置。在這種布置中，含氫廢氣進入萃取塔的底部。富溶劑流在由至少一個閃蒸段組成的多級閃蒸段內閃蒸。最后的閃蒸段的塔頂餾出物被排列燃料系統中，必要時可將其壓縮。閃蒸后的溶劑由泵來輸送并進行冷卻，然后循環到萃取塔。氫氣產品在通過梅拉工藝設備傳送時具有最小的壓降。
圖5表示處理管路151內的含氫廢氣的工藝，廢氣在任意壓力下進入萃取設備150的萃取塔152底部。反萃后的貧溶劑從塔152的頂部經管道157輸入塔內。塔頂餾出物通過管153作為氫氣產品脫離工藝流程。富溶劑的塔底流通過管155流到多級閃蒸段160的閃蒸塔162內。在閃蒸塔內，分成由管路163排出的塔頂餾出流和由管165排出的塔底流。塔頂餾出流可由壓縮機1164壓縮，然后作為燃料氣產品從管168排出該系統。管路165內的塔底流由溶劑泵166經過管路167、溶劑冷卻器156、管路157泵入塔152內。
圖6中，工藝設備的布置與圖5的布置十分相似，所不同的只是為把氫的回收率提高到90+%而增加了一個中間閃蒸步驟。該工藝的完成是通過中間閃蒸選擇地分離富溶劑中過量的氫，并在壓縮后循環到萃取塔底部。氫氣產品離開工藝設備時設備壓降極小。
圖6中的含氫廢氣，可在任何適用的壓力下通過管路171進入萃取設備170的萃取塔172的底部。管路177內的再循環氣體也被加進到塔的底部。然后這兩股氣流逆向流到通過管道179進入塔頂的貧溶劑流中，該貧溶劑流是在溶劑冷卻器178中冷卻后通過管路179進入塔頂的。這樣便生成了由管路173排出的作為氫氣產品的塔頂餾出氣流和富溶劑的塔底流175，該塔底流在中間閃蒸設備180的閃蒸塔182內閃蒸，形成塔頂餾出氣流183，該氣流183經過循環壓縮機184和管路177回到塔172的底部。反萃后的溶劑塔底流185流到最后閃蒸設備190的閃蒸塔192內，并生成一塔頂餾出流193，該流可在壓縮機194內壓縮，形成富甲烷氣產品流198。塔192的塔底流經過管路195、溶劑泵196、管路197進入溶劑冷卻器178。
為了進一步在約95+%的高回收率下將氫產品的純度提高到99+%(mol)，可有效地利用圖7那樣的設備布置。這種工藝布置和圖6的閃蒸結構一樣利用了滑流的原理。主溶劑流有助于大量除去甲烷和較重化學成分，并且對從溶劑滑流中再生的貧溶劑進行了最后的提純，以致達到所需的大約為99%(mol)H2的純度。
圖7示意地表示出含氫廢氣的處理過程，廢氣由管路201以任意壓力進入萃取設備200的萃取塔202，處理過程在塔內進行。塔202有一個一次萃取區和二次萃取區，在塔的底部接收來自管路204的循環氣體，反萃過的溶劑的主溶劑流由管路207輸入到塔的中段，貧-干溶劑的再生溶劑流通過管路209進入塔的頂部。氫氣產品的塔頂餾出流從管路203排走。
富溶劑的塔底流通過管路205排出，并供給到中間閃蒸設備210的塔212內。在塔212內，富溶劑流分成閃蒸氣體的塔頂餾出流213和由管路215排出的部分反萃后的溶劑的塔底流，塔頂餾出流213通過循環壓縮機214循環到塔202的底部。
流215被輸送到最后閃蒸設備220的閃蒸塔222。在塔222內分離成閃蒸氣體流，該流通過管路223、壓縮機224和
管路224a。反萃后的溶劑流經管路225、溶劑泵226和管路227，然后又分成管路227a內的主溶劑流和管路229內的滑流。主溶劑流在溶劑冷卻器228內冷卻并通過管路207進入塔202的中部。
滑流通過管路229、叉流熱交換器237和管路231進入滑流再生設備230的滑流再生塔232的中部。塔232有一再沸器236和回流裝置。由管233排出的塔頂餾出氣流在冷凝器234內冷凝，并經過管路243流到儲存器244內，儲存器內的氣體由管路248輸入到管224a內的閃蒸氣體中，形成了管249內的燃料氣產品。從儲存器244內出來的回流經過管路245、泵246和管路247返回到塔232的頂部。再生后的貧-干溶劑的塔底流經過管路235、叉流熱交換器237、管路238、溶劑泵239、管路241和溶劑冷卻器242流到管路209內，并進入塔202的頂部。
烯烴的萃取有幾種含有所需烯烴(如乙烯、丙烯)以及甲烷、氫和氣流。為了說明物理性溶劑的應用，表Ⅴ中列出了甲烷-乙烯系統在200磅/吋2絕壓下和+10°F時的性能參數，甲烷-乙烯系統是來自含有95%(mol)C1和5%(mol)C2烯(C2＝)的極貧氣流。這些壓力、溫度和成分等條件表示許多商業應用中的一種，選用它們僅僅為了進一步說明本發明，但本發明不受這些條件的限制。
在比較苯溶劑和75MW的鏈烷溶劑的選擇性數據時，可以明顯地看出，使用鏈烷溶劑的吸引力小，這是因為對于定義為KC1/KC2＝α的選擇性，鏈烷溶劑為4.89，而苯溶劑為6.93。基于對苯溶劑和75MW的鏈烷溶劑優化因數的比較，人們會認為鏈烷溶劑的效果較差。但是為了在壓力為200磅/吋2絕壓和+10°F下以貧溶劑流中回收25%的所含乙烯，鏈烷溶劑只需要141gpm的循環量，而苯溶劑則需要168gpm，意想不到地竟減少了約16%。
在圖8中，顯示出工作壓力為500磅/吋2絕壓時用于烯烴萃取的梅拉工藝的萃取-反萃取布置。萃取-反萃取塔的底部富溶劑能夠滿足乙烯產品的嚴格的對甲烷規格的要求。萃取的C2＝+烴類被從分餾器內的溶劑中分離出來。分餾器迴餾，使溶劑損失減到最小。在這種布置中，甲烷和氫以最小的總壓降從萃取-反萃取塔的頂部排出。
圖8表示一種含有烯烴的氣體流在不超過500磅/吋2絕壓下與再生溶劑接觸，產生含氫廢氣流、甲烷和乙烯+產品流的工藝。管251內的含烯烴的氣流進入設備250的萃取-反萃取塔252的中部，該設備有一再沸器254，氣流在塔內與管257輸入的貧溶劑流相互逆向流動。從管路253排出的塔頂餾出流作為氫和甲烷廢氣的混合物離開該工藝流程。作為塔底流的富溶劑通過管路255、叉流熱交換器267和管路261流到分餾設備260的分餾塔262的中部。
塔262有一再沸器266和一個回流裝置。塔頂餾出氣通過管路263、冷凝器264和管路271流到儲存器274，從儲存器中將乙烯+產品通過管路278抽出。回流通過管路275、回流泵276和管路277進入到塔262的頂部。貧-干再生溶劑的塔底流通過管路265、叉流熱交換器267、再沸器254、溶劑泵268、溶劑冷卻器269和管路257進入到塔252的頂部。
如果還需要從氫氣中分離出甲烷，可以利用圖9的設備布置。在這種布置中，利用單一的溶劑系統生產氫、燃料氣和C2＝+產品。其次，從氣體中萃取甲烷來生產氫氣產品。如果考慮到經濟性的話，在甲烷萃取前，對乙烯萃取塔的塔頂餾出流進行壓縮。但是，甲烷可以在合適的壓力下從氫中萃取出來以達到任何純度和回收率。即使所示甲烷萃取系統稍微不同于圖5、6和7的系統，但也可以使用工藝特征的任何組合，例如象動力回收透平或中間閃蒸以及再壓縮等。
圖9表示一種在至少500磅/吋2絕對壓力下，利用一物理性溶劑萃取的方法從含有烯烴的氣流中獲取氫產品、燃料氣產品和乙烯+產品的工藝。含有烯烴的氣流從管路281中進入乙烯萃取設備280的萃取塔282的中部。萃取塔282有一再沸器286，并在塔的頂部接收由管路287輸送的再生溶劑的滑流。塔頂餾出氣流通過管路283、壓縮機284、管路288、冷卻器289和管路311進入到甲烷萃取設備310的甲烷萃取塔312的底部。塔312內有一個一次萃取區和一個二次萃取區。塔312在其中部接收由管路317輸入的反萃取后的溶劑流，和在其頂部接收由管路319輸入的再生溶劑流。作為氫氣產品的塔頂餾出流通過管路313排出，富溶劑的塔底流通過管路315流出，然后進入多級閃蒸段320的閃蒸塔322內。
作為燃料氣產品的閃蒸氣體流經管路323、壓縮機324及管路324a。反萃后的溶劑流經管路325、泵326和管路327，然后被分成管路327a內的主溶劑流和管路329內的滑流，滑流通過溶劑冷卻器318和管路317，進入塔312。主溶劑流經冷卻器328和管路287進入塔282的頂部。
塔282的富溶劑塔底流通過管路285、叉流熱交換器296和管路291進入分餾裝置290的塔292的中部。塔292有一個再沸器296和一個回流裝置。塔頂餾出氣體通過管路293、冷凝器294和管路303進入儲存器304。從儲存器304流出的乙烯+氣體作為產品由管路308排出。回流通過管305、回流泵306和管路307進入塔292的頂部。從塔292出來的塔底流通過管295、叉流熱交換器296、再沸器286、溶劑泵298和溶劑冷卻器299，并由管路319進入塔312的頂部。
本發明的連續工藝可用可分離烴氣流中的成分，烴氣流的成分選自下列一組物質氫、氮、甲烷、乙烯、乙烷、飽和和不飽和的較重烴以及它們的混合物，該連續工藝包括下列步驟A.使烴氣流與物理性溶劑接觸，該物理性溶劑從下列物質組成的組中選擇1)鏈烷溶劑，它的分子量在75到140的范圍，UOP特性因素在12.0到13.5的范圍，該因素與鏈烷溶劑的芳族含量無關，2)環烷溶劑，它的分子量在75到130的范圍，UOP特性因素在10.5到12.0的范圍，這些因素與環烷溶劑的芳族含量無關，3)苯和甲苯，
生成一種塔頂餾出流和一種富溶劑塔底流，該塔頂餾出流至少富集至少一種成分;
B.從富溶劑塔底流中回收貧物理性溶劑，并將回收后的溶劑流循環到步驟A的接觸工序。
一般說來，對于本發明的所有實施例，當利用塔內的反萃段時，最重要的是要避免在接近系統的臨界壓力下操作，當壓力用液體和蒸汽之間的密度差表示時，臨界壓力不超過20磅/呎3。
權利要求
1.一種用于分離烴給料氣流的成分的連續工藝，所述的成分從由下列物質組成的組中選擇氫、氮、甲烷、乙烯、乙烷、飽和和不飽和的較重烴以及它們的混合物，該連續工藝包括如下步驟A.使烴氣流與物理性溶劑逆向地接觸，該物理性溶劑從下列物質組成的組中選擇1)鏈烷溶劑，它的分子量在75到140的范圍內，UOP特性因素在12.0到13.5的范圍，該因素的大小與所述的鏈烷溶劑的芳族含量無關，2)環烷溶劑，它的分子量在75到130的范圍，UOP特性因素在10.5到12.0的范圍，該因素的大小與所述的環烷溶劑的芳族含量無關，3)苯和甲苯，生產一種塔頂餾出流和一種富溶劑塔底流，該塔頂餾出流富集所述成分中的一種，該富溶劑塔底流至少富集所述成分中的另一種成分，B.閃蒸所述的富溶劑塔底流，以獲得所述的貧物理性溶劑，并且將回收后的溶劑流循環到所述步驟A的接觸工序。
2.按照權利要求1的工藝，其中A.所述的烴給料氣流是一種含氮氣超過3%(mol)的富氮天然氣流，氮氣即為要分離的一種所述成分;B.氮氣產品流作為所述的塔頂餾出流被分離。
3.按照權利要求2的工藝，其中A.所述閃蒸至少在兩個閃蒸段內進行;B.將來自所述至少兩個閃蒸段中的第一段的閃蒸后的氣體壓縮，并循環到所述步驟A的所述接觸工序。
4.按照權利要求3的工藝，其中所述的至少兩個閃蒸段的最后段生成一種塔頂餾出產品流和一種反萃后的溶劑的塔底流，該塔底流循環到所述步驟A的所述接觸工序。
5.按照權利要求2的工藝，其中所述的已回收的溶劑流分成(1)送到所述步驟A的所述接觸工序的主溶劑流;(2)送到再生塔的滑流。
6.按照權利要求4的工藝，其中所述反萃后的溶劑流分成(1)送到所述步驟A的所述接觸工序的主溶劑流;(2)送到再生塔的滑流。
7.按照權利要求5或6的工藝，其中所述的再生塔產生被部分地冷凝而生成氣體產品流的塔頂餾出流和返回到所述再生塔頂部的回流。
8.按照權利要求7的工藝，其中所述再生塔產生一種貧再生溶劑的塔底流，該溶劑流被送到步驟A的逆流接觸工序。
9.按照權利要求1的工藝，其中所述塔頂餾出流是氫氣產品。
10.按照權利要求9的工藝，其中A.所述的閃蒸在至少兩個閃蒸段內進行;B.從所述至少兩個閃蒸段的第1閃蒸段出來的閃蒸氣體被壓縮，并循環到所述步驟A的所述接觸工序。
11.按照權利要求10的工藝，其中閃蒸段的最后一段產生氣體產品流和反萃后的溶劑的塔底流，該塔底流循環到所述步驟A的所述接觸工序。
12.按照權利要求9的工藝，其中所述回收的溶劑流分成1)被輸送到所述步驟A的所述接觸工序的主溶劑流;和2)被輸送到再生塔的滑流。
13.按照權利要求11的工藝，其中所述塔底反萃后的溶劑流分成1)被輸送到所述步驟A的所述接觸工序的主溶劑流;和2)被輸送到再生塔的滑流。
14.按照權利要求12或13的工藝，其中所述再生塔生成一種被部分冷凝并生成塔頂餾出氣體產品流的塔頂餾出流和返回到所述再生塔頂部的回流。
15.按照權利要求14的工藝，其中所述再生塔生產一種貧再生溶劑的塔底流，該流被輸送到步驟A的逆流接觸工序。
16.按照權利要求1的工藝，其中所述閃蒸產生一種塔頂餾出流，該流富集所述成分中的至少另一種成分。
17.按照權利要求1的工藝，其中1)送至步驟A的逆流接觸工序的氣體給料至少含有氫和甲烷，并生成一種氫產品的塔頂餾出流;2)所述閃蒸后的溶劑流再逆流地接觸一種烴氣流，該烴氣流至少包含氫、甲烷、乙烯和乙烷，生成作為塔頂餾出流的步驟(1)所述的氣體給料和乙烯富溶劑塔底流;3)再生所述乙烯富溶劑流，生成作為塔頂餾出產品的乙烯+產品和貧再生溶劑流，該溶劑流循環到本權利要求的步驟1中步驟A的逆流接觸工序。
18.按照權利要求16的工藝，其中所述接觸工序生產一種氫和/或氮的氣體產品流和一種富集C1+成分的溶劑塔底流。
19.按照權利要求18的工藝，其中所述塔底溶劑流經閃蒸而生成燃料氣產品和反萃后的溶劑的塔底流。
20.按照權利要求19的工藝，其中所述反萃后的溶劑流分成主溶劑流和滑流，主溶劑流送到所述步驟A的所述接觸工序，而滑流送到第二接觸步驟或送到再生步驟。
全文摘要
一種用于分離烴氣流的成分的連續工藝，所述成分選自氫、氮、甲烷、乙烯、乙烷、飽和和不飽和較重烴以及它們的混合物。使烴氣流逆流地與物理性溶劑接觸，該物理性溶劑選自1)鏈烷溶劑；2)環烷溶劑3)苯和甲基。生產一種塔頂餾出流和一種富溶劑塔底流，該塔頂餾出流富集所述成分中的至少一種，回收富溶劑塔底流中的貧物理性溶劑，并且將回收的溶劑流循環到步驟A的接觸工序。
文檔編號B01D53/00GK1035440SQ8810881
公開日1989年9月13日 申請日期1988年9月23日 優先權日1987年9月23日
發明者尤夫·R·米拉 申請人:先進提取技術有限公司