DE20121918U1 - Gasaufbereitungsanlage - Google Patents

Gasaufbereitungsanlage

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Description

Gasaufbereitungsanlage
Die Erfindung betrifft eine Gasaufbereitungsanlage zur Rückgewinnung einer Gasfraktion aus einem Speisegas und insbesondere die Propanrückgewinnung.
Viele natürliche und vom Menschen hergestellte Gase weisen eine Vielfalt verschiedener Kohlenwasserstoffe auf, und es sind zahlreiche Verfahren und Konfigurationen im Stand der Technik bekannt, um kommerziell relevante Anteile solcher Gase herzustellen. Neben anderen Prozessen ist die kryogene Gastrennung zu einem bevorzugten Verfahren zur Gastrennung geworden (siehe z.B. US 4,157,904 von Campbell et al., US 4,690,702 von Paradowski et al., oder US 5,275,005 von Campbell et al.) .
In einem typischen Gastrennungsprozess wird ein unter Druck stehender Speisegasstrom mittels Wärmetauschern gekühlt, und wenn das Gas abkühlt, kondensieren Flüssigkeiten aus dem abgekühlten Gas. Man lässt die Flüssigkeiten dann expandieren und destilliert sie stufenweise in einer Destillationskolonne (z.B. De-Ethanisator oder De-Methanisator), um Restbestandteile wie Methan, Stickstoff und andere, leicht flüchtige Gase als Kopfdampf von den gewünschten C2-, C3-5 und schwereren Komponenten zu trennen. In einigen Konfigurationen wird unkondensiertes, gekühltes Speisegas expandiert, damit zusätzliche Flüssigkeit kondensiert, welche nachfolgend als C2- und C3-absorbierendes Agens in einem Absorber verwendet werden kann. Es sind diverse 0 Verbesserungen des grundlegenden Konzepts der kryogenen Gastrennung entwickelt worden.
Rambo et al. z.B. beschreiben in US 5,890,378 ein System, in welchem (a) der Absorber refluxiert wird, (b) der De-Ethanisator-Kondensator den Rückfluss für sowohl den Absorber als auch den De-Ethanisator bereitstellt, während die Kühlungsanforderungen mittels eines Turboexpanders erfüllt werden, und (c) der Absorber und der De-Ethanisator im wesentlichen bei gleichem Druck arbeiten. Obwohl Rambo's Konfiguration vorteilhaft den Kostenaufwand der Ausrüstung verringert, der mit dem Bereitstellen des Rückflusses für den Absorptionsabschnitt und den De-Ethanisator verbunden ist, verringert sich die Propanrückgewinnung signifikant, wenn der Arbeitsdruck im Absorber steigt, besonders bei einem Überdruck über 3,447 MPa (= 500 psig) , bei dem die Trennung des Ethans von Propan im De-Ethanisator zunehmend schwierig wird. Folglich ist Rambo's System im allgemeinen durch die obere Betriebsgrenze des De-Ethanisatordrucks begrenzt. Eine Erhöhung des Absorberdrucks bei Aufrechterhaltung einer wünschenswerten Propanrückgewinnung wird in Rambo's Prozesskonfiguration schwierig, wenn nicht unmöglich.
0 Außerdem erfordert ein Arbeiten des Absorbers oder De-Ethanisators bei einem Überdruck von 3,447 MPa (&Xgr; 500 psig) oder weniger typischerweise eine höhere Restgaswiederverdichtung, wodurch relativ hohe Betriebskosten verursacht werden.
Um wenigstens einige Probleme zu umgehen, die mit den relativ hohen Kosten bei der Restgaswiederverdichtung verbunden sind, beschreibt Sorensen in US 5,953,935 eine Anlagenkonfiguration, in welcher eine zusätzliche Fraktionierkolonne eingeführt wird. Der Absorberrückfluss in Sorensen's Anlagenkonfiguration wird durch Verdichten, Kühlen und Joule-Thomson-Expansion eines Seitenstroms des Speisegases produziert. Obwohl Sorensen's Konfiguration im
allgemeinen eine verbesserte Propanrückgewinnung im wesentlichen ohne Anstieg in der Restverdichtungsleistung der Anlage bereitstellt, verringert sich die Propanrückgewinnung signifikant, wenn der Arbeitsdruck im Absorber steigt, besonders bei einem Überdruck von über 3,447 MPa (= 500 psig) . Des weiteren ist die Ethanrückgewinnung normalerweise bei Verwendung solcher bekannter, für die Propanrückgewinnung ausgelegter Systeme auf eine ungefähr 2 0%-ige Rückgewinnung beschränkt.
Um die Ethanrückgewinnung bei niedrigem CO2-Gehalt im Ethanprodukt zu verbessern, beschreibt Campbell in US 6,182,469 ein Säulennachverdampferschema, in welchem ein oder mehrere Säulenflüssigdestillationsströme von einer höhergelegenen Stelle im Absorber aus für das Abstreifen (="Strippen") unerwünschter Bestandteile (z.B. Kohlendioxid in einem De-Methanisator) verwendet werden. Campbell's Schema erfordert typischerweise das Über-Strippen des Ethanprodukts, und die CO2-Entfernung ist im allgemeinen auf 6% begrenzt.
Außerdem führt die zusätzliche CO2-Entfernung bei Verwendung von Campbell's Prozess zu einer signifikanten Verringerung der Ethanrückgewinnung und Erhöhung des Stromverbrauchs. Des weiteren und besonders dort, wo das Ethanprodukt zur chemischen Produktion verwendet wird, erfordert das Produkt in Campbell's Konfiguration typischerweise eine weitere Behandlung, um CO2 bis auf ein Niveau von 500 ppmv oder weniger zu entfernen, was häufig einen beträchtlichen Kapital- und Arbeitsaufwand erfordert.
Obwohl eine Vielzahl von Konfigurationen und Prozessen zur verbesserten Propan- und Ethanrückgewinnung im Stand der Technik bekannt sind, weisen alle oder fast alle einen oder mehrere Nachteile auf. Deshalb besteht noch immer ein Bedarf,
• · · f
verbesserte Verfahren und Zusammensetzungen für Prozesse und Konfigurationen zur hochgradigen Propanrückgewinnung zu schaffen.
Die vorliegende Erfindung betrifft Konfigurationen einer Gasaufbereitungsanlage mit einem refluxierten Absorber, der einen Sumpfprodukt-Strom erzeugt und ein Edukt und einen Absorber-Refluxstrom aufnimmt. Eine Destillationskolonne, die mit dem Absorber in fluidleitender Verbindung steht, nimmt einen Destillationskolonnen-Speisestrom auf und wird bei einem Druck betrieben, der wenigstens 0,689 MPa (&xgr; 100 psi) niedriger als der Betriebsdruck des Absorbers ist.
Gemäß einem Aspekt der vorliegenden Erfindung weist die Destillationskolonne eine De-Ethanisierungskolonne auf, und das Edukt steht unter einem Überdruck zwischen 6,894 MPa (= 1000 psig) und 13,789 MPa (= 2000 psig) und wird in einem Turboexpander expandiert. Das Sumpfprodukt des Absorbers wird in einem Bereich von 0,689 - 1,723 MPa (= 100 - 250 psi) expandiert, wodurch das Produkt auf eine Temperatur zwischen -70,55 0C (s -95 0F) und -87,22 0C (= -125 0F) abgekühlt wird. Der abgekühlte und expandierte Sumpfproduktstrom wird als Destillationskolonnenspeisestrom der Destillationskolonne zugeführt, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom außerdem eine Kühlung eines Destillationskolonnenrefluxstromes bewirken kann. Gemäß einer bevorzugten Ausführungsform erzeugt die Destillationskolonne einen Kopfstrom, der komprimiert, gekühlt und dem Absorber als Absorberrückflussstrom zugeführt wird.
Gemäß einem anderen Aspekt der vorliegenden Erfindung weist die Destillationskolonne eine De-Ethanisierungskolonne auf, und das Edukt steht unter einem Überdruck zwischen 3,792 MPa
(= 550 psig) und 5,515 MPa (= 800 psig) und wird nicht in einem Turboexpander expandiert. Das Sumpfprodukt des Absorbers wird in einem Bereich von 0,689 MPa - 1,723 MPa (= 100 - 250 psi) expandiert, wodurch das Produkt auf eine Temperatur zwischen -45,55 0C (= -50 0F) und -56,66 0C (= -70 0F) abgekühlt wird. Der abgekühlte und expandierte Sumpfproduktstrom wird als Destillationskolonnenspeisestrom der Destillationskolonne zugeführt, wobei wenigstens ein Teil des Eduktes einem unteren Abschnitt der Destillationskolonne zugeführt wird. Gemäß einem weiteren erfindungsgemäßen Aspekt ist eine äußere Kühlung an die Destillationskolonne und den Zufuhrwärmetauscher gekoppelt.
Gemäß einem weiteren Aspekt der Erfindung umfasst die Destillationskolonne einen De-Methanisator, wobei das Edukt unter einem Überdruck zwischen 6,894 MPa ( = 1000 psig) und 13,789 MPa (= 2000 psig) steht und in einem Turboexpander expandiert wird. Das Sumpfprodukt wird in einen Bereich von 0,689-1,723 MPa (= 100 - 250 psi) expandiert, wodurch der 0 Sumpfproduktstrom auf eine Temperatur zwischen -950F bis 12 5°F abgekühlt wird. Der expandierte Sumpfproduktstrom wird als Destillationskolonnenspeisestrom in die Destillationskolonne eingespeist, wobei die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenkopfstrom 5 erzeugt, der komprimiert, gekühlt und in den Absorber als Absorberrückflussstrom eingespeist wird, und wobei die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenproduktstrom erzeugt, der nicht mehr als 500 ppm Kohlendioxid aufweist. Gemäß einer bevorzugten Ausführungsform wird das Edukt in einen ersten Anteil und einen zweiten Anteil aufgeteilt, wobei eine externe Kühlung wenigstens einen Teil des ersten Anteils kühlt, und wobei wenigstens ein im oberen Abschnitt
der Destillationskolonne angeordneter (d.h. mit dem De-Methanisator zwischen einem obersten Boden und einer Position acht Böden unterhalb des obersten Bodens in fluidleitender Verbindung stehender) seitlicher Nachverdampfer eine Nachverdampfung der Destillationskolonne bewirkt und einen Wärmeeffekt für das Strippen von CO2 aus einem De-Methanisatorproduktstrom liefert und ferner eine Kühlung des ersten Anteils des Eduktes bewirkt.
Diverse Gegenstände, Merkmale, Aspekte und Vorteile der vorliegenden Erfindung werden aus der nachfolgenden detaillierten Beschreibung bevorzugter Ausführungsformen der Erfindung und den beigefügten Abbildungen deutlich.
Es zeigen:
Figur 1 ein Schema einer beispielhaften Gasaufbereitungsanlage für die Propanrückgewinnung gemäß dem Stand der Technik;
Figur 2 ein Schema einer beispielhaften Konfiguration für eine Gasaufbereitungsanlage für die Propanrückgewinnung mit einem Turboexpander, einem Speisegasüberdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) und einem De-Ethanisator als Destillationskolonne;
Figur 2A ein Graph, welcher eine Wärmezusammensetzungskurve für einen Wärmetauscher 100 in einer Anlagenkonfiguration gemäß Figur 2 darstellt;
Figur 3 ein Schema einer anderen beispielhaften Gasaufbereitungsanlage für die Ethanrückgewinnung gemäß dem Stand der Technik;
Figur 4 ein Schema einer weiteren beispielhaften Konfiguration für eine Gasaufarbeitungsanlage für die Ethanrückgewinnung mit einem Turboexpander, einem Speisegasüberdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) und einem De-Methanisator als Destillationskolonne;
Figur 4A ein Graph, welcher eine WärmeZusammensetzungskurve für einen Wärmetauscher 100 in einer Anlagenkonfiguration gemäß Figur 4 darstellt;
Figur 4B ein Graph, welcher eine Wärmezusammensetzungskurve für einen seitlichen Wärmetauscher 116 in einer Anlagenkonfiguration gemäß Figur 4 darstellt;
Figur 5 ein Schema noch einer weiteren beispielhaften Konfiguration für eine Gasaufbereitungsanlage ohne einen Turboexpander, einem Speisegasüberdruck von ungefähr 5,171 MPa (= 750 psig) und einem De-Ethanisator als Destillationskolonne;
Figur 6 ein Schema einer beispielhaften Konfiguration für eine Gasaufbereitungsanlage, in welcher der refluxierte Absorber und die Destillationskolonne in einer einzigen Säule 5 angeordnet sind.
Die Erfinder haben herausgefunden, dass eine hochgradige Propanrückgewinnung (d.h. wenigstens 95%) aus einem Speisegas mit relativ hohem Überdruck, z.B. zwischen ungefähr 6,894 MPa (= 1000 psig) und 13,789 MPa (= 2000 psig), bis zu relativ niedrigem Überdruck, z.B. zwischen ungefähr 3,792 MPa (= 550 psig) und 5,515 MPa (= 800 psig), realisiert werden kann, indem ein Absorber in einer Gasaufbereitungsanlage bei einem
signifikant höheren Druck als bei einer Destillationskolonne (z.B. einem De-Ethanisator) betrieben wird, und man das Absorbersumpfprodukt expandieren lässt, um eine Kühlung des Absorberrückflussstroms und/oder des Destillationskolonnenspeisestroms zu bewirken. Die Erfinder haben ferner herausgefunden, dass solche Konfigurationen ebenso verwendet werden können, um die Ethanrückgewinnung aus einem Speisegas mit relativ hohem Druck signifikant zu steigern und um CO2 signifikant zu entfernen.
Genauer wird durch die Erfindung eine Gasaufbereitungsanlage geschaffen, welche einen refluxierten Absorber umfasst, der bei einem ersten Druck betrieben wird, einen Sumpfproduktstrom erzeugt und ein Edukt und ein Absorberrückflusssystem aufnimmt. Erfindungsgemäße Konfigurationen beinhalten ferner eine Destillationskolonne, die mit dem Absorber in fluidleitender Verbindung steht, einen Destillationskolonnenspeisestrom aufnimmt und bei einem zweiten Druck betrieben wird, welcher wenigstens 0,689 MPa {= 100 psi) niedriger als der Betriebsdruck des Absorbers ist, wobei wenigstens ein Teil des Sumpfproduktstroms expandiert wird und eine Kühlung des Absorberrückflussstroms und/oder des Destillationskolonnenspeisestroms bewirkt.
Figur 1 zeigt eine bekannte Konfiguration für eine Propanrückgewinnungsanlage gemäß dem Stand der Technik, in welcher ein Speisegasstrom 1 bei einem Überdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) in einem Wärmetauscher 100 gekühlt wird, in eine Gas- und eine Flüssigphase aufgeteilt wird, und die gasförmige Phase dann in einem Turboexpander 102 expandiert und in einen Absorber 103 eingespeist wird, welcher bei einem Überdruck von ungefähr 3,102 MPa ( = 450 psig) betrieben wird. Die flüssige Phase (falls vorhanden)
wird Joule-Thomson-(JT)-expandiert und direkt in einen tiefer gelegenen Teil des Absorbers eingespeist. Das Sumpfprodukt des Absorbers wird über eine Pumpe 104 durch den Wärmetauscher 100 gepumpt, und das erwärmte Sumpfprodukt wird anschließend in den De-Ethanisator eingespeist.
Der Absorber 103 wird mittels des gekühlten De-EthanisierungskopfStroms 14 refluxiert, wobei das Kühlen des Rückflusses mittels des Kopfdampfs des Absorbers bewirkt wird, welcher weiter in einem Wärmetauscher 100 vor dem Wiederverdichten in dem Wiederverdichter 112 und dem nachfolgenden Restgaskompressor 113 erwärmt wird. Der Absorber 103 liefert ferner einen Rückflussstrom 17, der in den De-Ethanisator über eine Pumpe 108 eingespeist wird. Der Flüssigproduktstrom 12 verlässt den De-Ethanisator mit einer Propanrückgewinnung von typischerweise über 95 %.
Im Gegensatz weist eine besonders bevorzugte Konfiguration einer Gasaufbereitungsanlage für Propanrückgewinnung, wie in Figur 2 dargestellt, einen Rückflussabsorber 103 auf, der bei einem Überdruck von ungefähr 4,067 MPa (= 590 psig) betrieben wird, und einem De-Ethanisator 106, der bei einem Überdruck von ungefähr 2,826 MPa (= 410 psig) betrieben wird, während der Speisegasstrom 1 unter einem Überdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) steht. Der Speisegasstrom 1 wird im Wärmetauscher 100 gekühlt und in einem Separator 101 in einen flüssigen Anteil 5 und einen gasförmigen Anteil 4 getrennt. Der flüssige Anteil 5 (falls vorhanden) wird in den Absorber 103 eingespeist, während der gasförmige Anteil 4 im 0 Turboexpander 102 auf das Niveau des Betriebsdruckes des Absorbers expandiert wird. Der expandierte gasförmige Anteil 6 wird dann in einen tieferen Abschnitt des Absorbers 103 eingespeist. Der Absorber 103 empfängt einen Rückflussstrom
19, welcher durch den Kopfstrom 13 des De-Ethanisators 106 geliefert wird. Der Überkopf strom 13 wird in einem Wärmetauscher 105 gekühlt und in einem Separator 107 in eine gasförmige Phase 15 und eine flüssige Phase 16 getrennt. Die flüssige Phase 16 wird in den De-Ethanisator als De-Ethanisatorrückfluss über die Pumpe 108 zurückgepumpt, während die gasförmige Phase 15 im Verdichter 111 verdichtet wird und im Wärmetauscher 100 gekühlt wird, bevor sie in den Absorber als Rückflussstrom 19 eintritt.
Der Absorbersumpfstrom 7 wird in einem JT-Ventil 104 expandiert, wodurch sich der Druck um einen Betrag von ungefähr 1,241 MPa {= 180 psi) verringert und der Absorberbodenstrom signifikant gekühlt wird. Der gekühlte Absorbersumpf strom 8 wird dann als Kühlmittel in den Wärmetauschern 100 und 105 verwendet, bevor er in den De-Ethanisator 106 als De-Ethanisatorspeisestrom 11 eintritt. Der Absorberkopfstrom 9 wird im Wärmetauscher 100 erwärmt und im Wiederverdichter 112 (welcher im Betrieb an den Turboexpander gekoppelt ist) wiederverdichtet. Der wiederverdichtete Kopfstrom 21 wird im Restgasverdichter 113 weiter verdichtet und in eine Restgaspipeline eingespeist. Der De-Ethanisatorsumpfstrom 12 liefert ein flüssiges Produkt mit einer Propanrückgewinnung von wenigstens 99 %.
Bezüglich des Speisegasstroms sind erfindungsgemäß zahlreiche natürliche und vom Menschen erzeugte Speisegasströme für den Gebrauch in Verbindung mit der erfindungsgemäßen Lehre geeignet, wobei besonders bevorzugte Speisegasströme 0 natürliche Gase, Raffineriegase und synthetische Gasströme aus Kohlenwasserstoffmaterialien wie Naphta, Kohle, Öl, Braunkohle etc. aufweisen. Demgemäss kann der Druck der beabsichtigten Speisegasströme beträchtlich variieren. Jedoch
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liegen im allgemeinen geeignete Speisegasüberdrücke für Anlagekonfigurationen gemäß Figur 2 bevorzugt zwischen 6,894 MPa (= 1000 psig) und 13,789 MPa (= 2000 psig), und wenigstens ein Teil des Edukts wird geeigneterweise in einem Turboexpander expandiert, um Kühlung und/oder Energie für die Restgaswiederverdichtung zu liefern.
Abhängig vom Druck des Speisegases und der Größe der Speisegasausdehnung im Turboexpander kann der Arbeitsüberdruck für den Absorber im Bereich zwischen 3,447 MPa {= 500 psig) und 5,515 MPa (= 800 psig), bevorzugt zwischen 3,447 MPa (= 500 psig) und 5,171 MPa (= 750 psig) und noch bevorzugter zwischen 3,792 MPa {= 550 psig) und 4,826 MPa {= 700 psig) variieren. Folglich ist besonders zu beachten, daß der Sumpfproduktstrom den Absorber bei einem beachtlichen Druck verlässt und eine Kühlung durch Expandieren des Sumpfproduktstroms auf einen niedrigeren Druck bewirkt werden kann. Gemäß einer besonderen Ausführungsform reduziert die Expansion des 0 Sumpfproduktstroms den Sumpfproduktstromdruck in einem Bereich von ungefähr 0,689 MPa (= 100 psi) bis ungefähr 2,413 MPa (= 350 psi) , bevorzugt in einem Bereich von ungefähr 1,034 MPa (= 150 psi) bis 1,378 MPa (= 200 psi). Folglich wird der Absorber bei einem Druck betrieben, der wenigstens 0,689 MPa (= 100 psi) höher als der Druck der Destillationskolonne ist, wobei allerdings auch alternative Druckunterschiede verwendet werden können, einschließlich Absorberdruckunterschieden von weniger als 0,689 MPa (= 100 psi), z.B. zwischen 0,344 MPa (= 50 psi) und 0,682 MPa {= 99 0 psi) und sogar weniger, insbesondere Absorberdruckunterschiede von mehr als 0,689 MPa (= 100 psi), z.B. zwischen 0,696 MPa (= 101 psi) und 1,034 MPa (= 150
psi) , bevorzugt zwischen 1,041 MPa (= 151 psi) und 1,723 MPa {= 250 psi) und sogar mehr.
Folglich ist zu beachten, dass die Temperaturen der expandierten Sumpfproduktströme in einem Bereich von ungefähr -70,55 0C bis -87,22 0C (= -95 0F bis -125 0F) liegen. Deshalb können die expandierten Sumpfproduktströme erfindungsgemäß ferner eine Kühlung für diverse Ströme in der Gasaufbereitungsanlage liefern, wobei erfindungsgemäß insbesondere die expandierten Sumpfproduktströme ferner eine Kühlung des DestillationskolonnenkopfStroms und des Absorber-Rückflusses bewirken. Ferner können erfindungsgemäß die expandierten Sumpfproduktströme in die Destillationskolonne an verschiedenen Positionen eingespeist werden, wobei es allerdings besonders bevorzugt ist, dass die expandierten Sumpfproduktströme in die Destillationskolonne an einer Position unterhalb des Speisepunktes des Rückflusses eingespeist werden (z.B. wenigstens drei Böden unterhalb des höchsten Bodens der Destillationskolonne).
In Bezug auf die Destillationskolonne ist besonders zu beachten, dass die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenkopfstrom erzeugt, der komprimiert, gekühlt und in den Absorber als Absorberrückflussstrom eingespeist wird, wodurch er einen besonders mageren Strom liefert (der Strom 13 weist 64 mol% Methan und 33 mol% Ethan auf), welcher verwendet werden kann, um Propan und schwerere Bestandteile aus dem expandierten Speisegasstrom zurückzugewinnen. Folglich nehmen erfindungsgemäße Konfigurationen gemäß Figur 2 ein Edukt auf, dass Propan aufweist, und liefern einen Destillationskolonnenproduktstrom, der wenigstens 95 % des Propans im Edukt aufweist.
Gemäß einem anderen besonders bevorzugten Aspekt der vorliegenden Erfindung weist eine Gasaufbereitungsanlage, wie in Figur 5 dargestellt, einen Rückflussabsorber 103, der bei einem Überdruck von ungefähr 4,964 MPa (= 720 psig) betrieben wird, und einen De-Ethanisator 106, der bei einem Überdruck von ungefähr 3,447 MPa (= 500 psig) betrieben wird, auf, während der Speisegasstrom 1 unter einem Überdruck von ungefähr 5,240 MPa (= 760 psig) steht. Der Speisegasstrom 1 wird im Separator 101 in einen flüssigen Anteil 5 und einen gasförmigen Anteil 2 geteilt. Der flüssige Anteil wird in einem JT-Ventil 115 JT-expandiert und direkt in die Deethanisierungskolonne 106 eingespeist. Der gasförmige Teil 2 wird in einem Wärmetauscher 100 abgekühlt, und der abgekühlte gasförmige Teil 6 wird dann ohne Expansion in einem Turboexpander in den Absorber 103 eingespeist. Der Absorber 103 nimmt einen Rückflussstrom 19 auf, welcher vom Kopfstrom 13 von der Rückflusstrommel 102 des De-Ethanisators 106 geliefert wird. Der Deethanisatorkopfstrom 13, gekoppelt an einen externen Kühlungsstrom 109, und der Absorberkopfdampfstrom 9 werden verwendet, um den Speisestrom 2 im Wärmetauscher 100 zu kühlen. Der Deethanisatorkopfstrom 13 wird im Wärmetauscher 100 mittels des Speisestromes im Wärmetauscher 100 auf Raumtemperatur erwärmt und dann in einem Kompressor zu dem Strom 18 komprimiert. Der Kompressor-Entladungsstrom 18 wird in einem luftgekühlten Wärmetauscher 114 gekühlt und dann in einem Wärmetauscher 105 mit dem Absorbersumpfstrom 8 abgeschreckt, bevor er in den Absorber als Rückflussstrom 19 eintritt.
Der Absorbersumpfstrom 7 wird im JT-Ventil 104 expandiert, wodurch der Druck um einen Betrag von ungefähr 1,47 MPa (= 210 psi) verringert und der Absorbersumpfstrom von -43,88 0C
(= -47 0F) auf -51,66 0C (= -61 0F) signifikant abgekühlt wird. Der expandierte und abgekühlte Absorbersumpfstrom 8 wird dann als ein Kühlmittel im Wärmetauscher 105 vor dem Eintreten in den Deethanisator 106 als Deethanisator-Speisestrom 11 verwendet. Der Absorberkopfstrom 9 wird im Wärmetauscher 100 erwärmt und in die Restgaspipeline ohne Wiederverdichtung eingespeist. Der Deethanisator-Sumpfstrom 12 liefert ein flüssiges Produkt mit einer Propanrückgewinnung von wenigstens 95 %.
Bezüglich der Art und der chemischen Zusammensetzung des Speisegases gelten die gleichen Betrachtungen wie oben beschrieben. Jedoch steht in den Anlagekonfigurationen gemäß Figur 5 das Speisegas unter einem Überdruck zwischen ungefähr 3,792 MPa (s 550 psig) und ungefähr 5,515 MPa (= 800 psig), am meisten bevorzugt zwischen ungefähr 4,136 MPa {= 600 psig) und ungefähr 5,171 MPa (= 750 psig). Es ist besonders zu beachten, dass es der Betrieb des Absorbers bei einem höheren Druck erlaubt, dass das Speisegas in dem Absorber eingespeist wird, ohne einen Turboexpander zu durchlaufen. Folglich kann der Druck im Absorbersumpfprodukt (welches bevorzugt methanreich ist) vorteilhaft für die Kühlung der verschiedenen Ströme in der Anlage verwendet werden.
5 Folglich wird erfindungsgemäß der Absorbersumpfproduktstrom expandiert, um den Druck des Sumpfproduktstroms in einem Bereich von ungefähr 0,344 MPa (= 50 psi) bis ungefähr 2,413 MPa (s 350 psi), bevorzugt in einem Bereich von ungefähr 0,689 MPa (&xgr; 100 psi) bis ungefähr 1,723 MPa (= 250 psi), zu reduzieren. Folglich weist erfindungsgemäß der Sumpfproduktstrom eine Temperatur zwischen -34,44 0C ( = -30 'F) und -62,22 0C (= -80 0F), typischerweise zwischen
ungefähr -45,55 0C (= -50 0F) und -56,66 0C (&Xgr; -70 0F), auf. Wenn der Erfindungsgegenstand auch nicht hierauf beschränkt ist, wird erfindungsgemäß im allgemeinen der expandierte Sumpfproduktstrom als Destillationskolonnenspeisestrom in die Destillationskolonne unterhalb der Spitze der Destillationskolonne eingespeist, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom bevorzugt in die Destillationskolonne an einer Position eingespeist wird, die sich wenigstens drei Böden unterhalb des höchsten Bodens in der Destillationskolonne befindet. Bezüglich des flüssigen Teils des Speisegases ist es im allgemeinen bevorzugt, dass wenigstens ein Teil des Speisegases in den unteren Abschnitt der Destillationskolonne eingespeist wird.
Es ist weiter zu beachten, dass während der Propanrückgewinnung die Absorbersümpfe, nachdem sie zum Abschrecken des Absorberkopfrückflusses verwendet wurden, weiter verwendet werden (wenn Restkühlung vorhanden ist), um den Deethanisiererkopfdampf unter Lieferung von Rückfluss für den Deethanisiator abzukühlen. Der erwärmte Absorbersumpfproduktstrom mit einer Temperatur von etwa
34,44 0C (= -30 0F) bis etwa -45,55 0C (= -50 0F) wird in einen Speiseboden eingespeist, der sich wenigstens drei Böden unterhalb des höchsten Bodens des Deethanisiators befindet.
Diese Anordnung verbessert die allgemeine Fraktionierungsleistung des Deethanisators dadurch, daß Rückfluss und zusätzliche Rektifikation mittels des Kühlbeitrages des JT von den Absorberböden geschaffen wird. Der Deethanisator wird bei einer Kopftemperatur zwischen 28,88 0C (= -20 0F) bis -48,33 0C (= -55 0F) betrieben.
Bezüglich des Deethanisators ist besonders zu beachten, dass der De-Ethanisator einen Überkopfstrom erzeugt, der gekühlt
und in den Absorber als Absorberrückflussstrom eingespeist wird und dabei einen besonders mageren Strom bereit stellt (der Strom 13 enthält 75 mol% Methan und 25 mol% Ethan) , welcher verwendet werden kann, um Propan und schwerere Bestandteile aus dem Speisegasstrom zurück zu gewinnen.
Folglich nehmen erfindungsgemäße Konfigurationen gemäß Figur 5 ein Edukt auf, welches Propan aufweist und einen Destillationskolonnenproduktstrom liefert, der wenigstens 95% des Propans im Edukt umfasst.
Gemäß einem weiteren Aspekt der Erfindung können erfindungsgemäße Konfigurationen ferner in einer Gasaufbereitungsanlage zur Ethanrückgewinnung aus einem Speisegas verwendet werden. Figur 3 zeigt eine Konfiguration gemäß dem Stand der Technik, in welcher ein Speisegasstrom 1 bei einem Überdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) gekühlt und in einen gasförmigen Anteil 4 und einen flüssigen Anteil 5 getrennt wird. Der gasförmige Anteil wird in zwei Ströme unterteilt, und der erste Strom wird gekühlt und JT-0 expandiert, während der zweite Strom einen Turboexpander durchläuft. Beide Ströme werden dann an verschiedenen Stellen in den De-Methanisator eingespeist. Der De-Methanisator wird bei einem Überdruck von ungefähr 2,964 MPa (= 43 0 psig) betrieben. Der De-Methanisatorkopfstrom stellt Kühlung für 5 den ersten Strom bereit und wird durch den Turboexpander wiederverdichtet und durch den Restgasverdichter vor Verlassen der Anlage als Restgas weiter verdichtet. Eine typische Ethanrückgewinnung beträgt ungefähr 80 %, und der CO2-Gehalt im Ethanprodukt beträgt ungefähr 2 bis 6 %.
Im Gegensatz dazu weist eine Ethanaufbereitungsanlagenkonfiguration gemäß der Erfindung, wie in Figur 4 gezeigt, einen Rückflussabsorber 103, der bei einem Überdruck
von ungefähr 4,067 MPa (= 590 psig) betrieben wird, und einen De-Ethanisator 106, der bei einem Überdruck von ungefähr 3,102 MPa (= 450 psig) betrieben wird, auf, während der Speisegasstrom 1 unter einem Überdruck von ungefähr 8,963 MPa (= 1300 psig) steht. Der Speisegasstrom 1 wird in einen ersten Anteil 2a und einen zweiten Anteil 2b aufgeteilt. Der erste Anteil 2a wird in einem Wärmetauscher 100 abgekühlt, und der zweite Teil 2b wird in einem Wärmetauscher 116 abgekühlt. Die entsprechend gekühlten Speisegasströme 3a und 3b werden vereinigt und in einem Separator 101 in einen flüssigen Anteil 5 und einen gasförmigen Teil 4 getrennt. Der flüssige Teil 5 (falls vorhanden) wird in den Absorber 103 nach JT-Ausdehnung im JT-Ventil 115 eingespeist, während der gasförmige Teil 4 in einem Turboexpander 102 auf das Niveau des Arbeitsdruckes von Absorber 103 expandiert wird. Der expandierte gasförmige Teil 6 wird dann in einen tiefer gelegenen Teil des Absorbers 103 eingespeist. Der Absorber 103 nimmt einen Rückflussstrom 19 auf, welcher durch den De-Methanisatorkopfstrom 13 des De-Methanisators 106 geliefert wird. Der Kopfstrom 13 wird in einem Separator 107 in eine gasförmige Phase 15 und eine flüssige Phase 16 getrennt. Die flüssige Phase 16 wird in den De-Methanisator als De-Methanisatorrückfluss über die Pumpe 108 zurückgepumpt, während die gasförmige Phase 15 im Kompressor 111 verdichtet 5 und im Wärmetauscher 100 abgekühlt wird, bevor sie in den Absorber als Rückflussstrom 19 eintritt.
Der Absorbersumpfstrom 7 wird im JT-Ventil 104 expandiert, wodurch sich der Druck um einen Betrag von ungefähr 0,758 MPa (&xgr; 110 psi) verringert und der Absorbersumpfstrom signifikant abgekühlt wird. Der gekühlte Absorbersumpfstrom 8 wird dann als Kühlmittel im Wärmetauscher 100 verwendet, bevor er in den De-Methanisator 106 als De-Methanisator-Speisestrom 11
eintritt. Der Absorberkopfstrom 9 wird im Wärmetauscher 100 erwärmt und im Wiederverdichter 112 (welcher im Betrieb an den Turboexpander gekoppelt ist) wiederverdichtet. Der wiederverdichtete Kopfstrom 21 wird im Restgaskompressor 113 weiter verdichtet und in die Restgaspipeline eingespeist. Der De-Methanisatorsumpfstrom 12 liefert ein flüssiges Produkt bei einer Ethanrückgewinnung von wenigstens 69 % und einem CO2-Gehalt von nicht mehr als 500 ppm. Zweiseitige Nachverdampfer, die sich in der oberen Sektion des De-Methanisators befinden, ziehen die Destillationsflüssigkeitsströme 109A und 109B zurück. Diese Ströme sind an die Destillationskolonne gekoppelt, bewirken eine Erwärmung des von dem flüssigen Produkt entfernten CO2-Volumens und liefern mittels der Ströme 109A und 109B eine weitere Kühlung für den ersten Teil des Eduktes. Das ReSt-CO2 wird im Sumpfnachverdampfer 110 entfernt.
Geeignete Speisegase weisen erfindungsgemäß einen Überdruck zwischen 6,894 MPa (= 1000 psig) und 13,789 MPa (= 2000 psig) auf. Folglich ist es bevorzugt, dass wenigstens ein Teil des Speisegases in einem Turboexpander expandiert wird. Des weiteren wird eine Kühlung durch Expandieren des Sumpfproduktstroms in einem Bereich von 0,689 bis 1,723 MPa (= 100 bis 250 psi) bewirkt. Folglich weist der expandierte 5 Sumpfproduktstrom erfindungsgemäß eine Temperatur zwischen 70,55 0C und -87,22 0C (zwischen = -95 0F und -125 0F) auf.
Bezüglich des De-Methanisators ist besonders zu beachten, dass die De-Methanisatorkolonne einen Kopfstrom erzeugt, der 0 komprimiert, gekühlt und in den Absorber als Absorberrückflussstrom eingespeist wird, wodurch er einen besonders mageren Strom (Strom 13 enthält über 90 mol% Methan) liefert, der verwendet werden kann, um Ethan und
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schwerere Komponenten aus dem expandierten Speisegasstrom zurückzugewinnen. Folglich weisen erfindungsgemäße Konfigurationen gemäß Figur 4 ein Edukt auf, dass Ethan und Propan umfasst, und liefern einen Destillationskolonnenproduktstrom, der wenigstens 60 % Ethan und 95 % Propan im Edukt umfasst.
Es ist zu beachten, dass erfindungsgemäße Konfigurationen gemäß Figur 4 für eine Rückgewinnung von bis zu 75 % Ethan ohne einen nennenswerten Anstieg im Kapital- und Arbeitsaufwand für die Ethanrückgewinnung verwendet werden können, wenn das System für eine hohe Propanrückgewinnung nach Figur 2 verwendet werden kann. In einer besonderen erfindungsgemäßen Konfiguration wird die Position des Bodens für die Einspeisung in den De-Methanisator an die Spitze des De-Methanisators geführt, und der Kopfrückflusskondensator 105 in Figur 2 kann zur Verwendung als seitlicher Nachverdampfer 116 des De-Methanisators in Figur 4 umgewandelt werden. Zusätzliche seitliche Nachverdampfer und 0 eine externe Kühlung können verwendet werden, um den gesamten Energiewirkungsgrad zu verbessern. Das De-Methanisatorkopfrückflusssystem wird in diesem Betrieb umgeleitet, und der De-Methanisator wird nun als nachverdampfender Stripper betrieben (vergleichbar mit einem 5 Fraktionierer während der Propanrückgewinnung). Der grundlegende Aufbau der Vorrichtung und die Anordnung im stromaufwärtigen System wird wie in Figur 2, aber mit einer niedrigeren Betriebstemperatur, beibehalten. Der Absorberkopfstrom wird dann bei einer niedrigeren Temperatur von ungefähr -73,33 0C (&xgr; -100 0F) bis ungefähr -90 0C (= 130 0F) betrieben, und die Temperatur der Einspeisung in den De-Methanisator liegt bei einer niedrigeren Temperatur von
ungefähr -73,33 0C (= -100 0F) bis ungefähr -84,44 0C (= -120 0F) .
Es ist weiter zu beachten, dass die vorbekannten Rückgewinnungsanlagen, die für die Propanrückgewinnung ausgestaltet wurden, Ethan in einem Bereich von 2 0 bis 4 0 % rückgewinnen können. Im Gegensatz dazu können Konfigurationen gemäß der Erfindung mit geringen Änderungen in den Betriebsund Prozessparametern für eine Ethanrückgewinnung bis zu 75 % wirtschaftlich genutzt werden. Außerdem enthält das Ethan, daß in den vorbekannten Rückgewinnungsanlagen für die Ethanrückgewinnung produziert wurde, 2-6 % CO2. Im Gegensatz ermöglichen Konfigurationen gemäß der Erfindung eine Ethanrückgewinnung, bei welcher das CO2 im Ethan in einer Menge von weniger als 500 ppm, typischerweise von weniger als 350 ppm, vorliegt.
Bezüglich sämtlicher Bestandteile der erfindungsgemäßen Konfigurationen (z.B. Wärmetauscher, Pumpen, Ventile, 0 Kompressoren, Expansionsvorrichtungen, refluxierter Absorber, De-Ethanisatoren etc.) ist zu beachten, dass alle bekannten und kommerziell erhältlichen Bestandteile zur Verwendung in Verbindung mit der hier vorgestellten Lehre geeignet sind. Des weiteren können Konfigurationen gemäß der Erfindung eine breite Anwendbarkeit in Gasanlagen-Anwendungen finden, wo hohe Propanrückgewinnung wünschenswert und Speisegas bei einem Überdruck von mehr als 3,792 MPa (= 550 psig) erhältlich ist. Außerdem können mit solchen Konfigurationen vorteilhaft Ausrüstungs- und Arbeitskosten vor allem dort reduziert werden, wo eine Turboexpander-Technologie eine Speisegas- und/oder eine Restgas-Verdichtung erfordert. Für Gasanlagenanwendungen, bei denen die Energiekosten relativ hoch sind und der Propanwert im Vergleich zum Brennwert
unbedeutend ist, werden bei bevorzugten Konfigurationen die gesamten Kompressionsenergiekosten deutlich reduziert, indem der Absorber bei einem Überdruck zwischen 4,136 MPa (s 600 psig) und 5,171 MPa (= 750 psig) betrieben wird, wobei die Propanrückgewinnung zwischen 85 und 95 % aufrechterhalten wird. Des weiteren ist zu beachten, dass durch Kombination des Rückflussabsorbers und des De-Ethanisators in einer einzigen Kolonne, wie in Figur 6 gezeigt, der gesamte Raumbedarf reduziert werden kann, was eine beträchtliche Kostenersparnis im Modul- und Plattformdesign bewirken kann.
Beispiele
Betriebsweisen von Gasaufbereitungssanlagen gemäß Fig. 1, 2, 3, 4 und 5 wurden mittels des Prozesssimulators HYSYS computersimuliert, und in den untenstehenden Tabellen 1, 2, 3, 4 und 5 sind beispielhaft Komponentenfluss, Drücke und Temperaturen in den Konfigurationen gemäß Figuren 1-5 zusammengefasst.
Des weiteren wurden Berechnungen für die Auslegung der WärmeZusammensetzungskurve für den Wärmetauscher 100 in der Anlagenkonfiguration gemäß Figur 2, des Wärmetauschers 100 in der Anlagenkonfiguration gemäß Figur 4 und des seitlichen Wärmetauschers 116 in Anlagenkonfiguration gemäß Figur 4 durchgeführt, und die Resultate sind in den Figuren 2A, 4A bzw. 4B dargestellt. Die Energiewirkungsgrade dieser Erfindungen sind sehr hoch, was durch die relative Temperaturannäherung dieser Zusammensetzungskurven gezeigt ist.
Es wurden somit spezielle Ausführungsformen und Anwendungen für Prozesse und Konfigurationen zur hochgradigen Propanrückgewinnung offenbart. Es versteht sich jedoch für
den Durchschnittsfachmann , dass viele weitere Modifikationen neben den bereits beschriebenen möglich sind, ohne das erfindungsgemäße Konzept zu verlassen. Der erfindungsgemäße Gegenstand ist deshalb nicht weiter als im Sinne der beigefügten Ansprüche beschränkt. Außerdem sind alle Begriffe im Kontext in ihrer weitestmöglichen Bedeutung zu interpretieren. Vor allem die Begriffe „umfasst" und „umfassen" sind so zu interpretieren, dass sie sich nicht ausschließlich auf die jeweiligen Elemente, Komponenten oder Schritte beziehen, sondern die betreffenden Elemente, Komponenten oder Schritte mit anderen nicht speziell genannten Elementen, Komponenten oder Schritten kombiniert werden können.
Zusammenfassend weist eine Gasaufbereitungsanlage einen De-Ethanisator und einen refluxierten Absorber auf, wobei der Absorber bei einem höheren Druck als der De-Ethanisator betrieben wird, und wobei wenigstens ein Teil des Absorbersumpfproduktes expandiert wird, um den Absorber-Refluxstrom und/oder den Destillationskolonnenspeisestrom zu kühlen. Bevorzugte Ausführungsformen der Erfindung weisen Propan- und Ethan-Rückgewinnungsanlagen auf, und wenn die Gasaufbereitungsanlage eine Ethan-Rückgewinnungsanlage ist, weist das Ethanprodukt erfindungsgemäß nicht mehr als 500 ppm Kohlendioxid auf.

Claims (28)

1. Gasaufbereitungsanlage, mit:
einem bei einem ersten Druck betriebenem refluxierten Absorber, der einen Sumpfprodukt-Strom erzeugt und ein Edukt und einen Absorber-Refluxstrom aufnimmt;
einer mit dem Absorber in fluidleitender Verbindung stehenden Destillationskolonne, welche einen Destillationskolonnen-Speisestrom aufnimmt, einen Destillationskolonnenkopfstrom erzeugt und bei einem zweiten Druck betrieben wird, der wenigstens 0,689 MPa (∼ 100 psi) niedriger als der erste Druck ist; und
wobei wenigstens ein Teil des Sumpfprodukt-Stroms expandiert wird und eine Kühlung des Absorber-Refluxstromes und/oder des Destillationskolonnen-Speisestromes bewirkt; und
wobei der Destillationskolonnen-Kopfstrom in einen flüssigen Teil, der einen Rückfluß für die Destillationskolonne bereitstellt, und einen gasförmigen Teil, der verflüssigt wird und den Absorber-Refluxstrom bereitstellt, getrennt wird.
2. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 1, wobei die Destillationskolonne eine De-Ethanisierungskolonne aufweist.
3. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 2, wobei das Edukt unter einem Überdruck zwischen 6,894 MPa (∼ 1000 psig) und 13,789 MPa (∼ 2000 psig) steht.
4. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei wenigstens ein Teil des Eduktes in einem Turboexpander expandiert wird.
5. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei der Sumpfproduktstrom unter Druck steht und wobei das Expandieren des Sumpfproduktstroms den Sumpfproduktstromdruck in einem Bereich von 0,689 MPa bis 1,723 MPa (∼ 100-250 psi) reduziert.
6. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom eine Temperatur zwischen -70,5°C (∼ -95°F) und -87, 22°C (∼ -125°F) aufweist.
7. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei der expandierte Absorbersumpfproduktstrom als Destillationskolonnenspeisestrom in die Destillationskolonne bei einer Position eingespeist wird, die sich wenigstens drei Böden unterhalb des höchsten Bodens der Destillationskolonne befindet.
8. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom außerdem eine Kühlung eines Destillationskolonnenkopfstroms bewirkt.
9. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenkopfstrom erzeugt, der komprimiert, gekühlt und dem Absorber als Absorber-Refluxstrom zugeführt wird.
10. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 3, wobei das Edukt Propan aufweist und die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenproduktstrom erzeugt, der wenigstens 95% des Propans im Edukt aufweist.
11. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 2, wobei das Edukt unter einem Überdruck zwischen 3,792 MPa (∼ 550 psig) und 5,515 MPa (∼ 800 psig) steht.
12. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, wobei das Edukt in den Absorber eingespeist wird, ohne einen Turboexpander zu durchlaufen.
13. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, wobei der Sumpfproduktstrom unter Druck steht und wobei das Expandieren des Sumpfproduktstroms den Sumpfproduktstromdruck in einem Bereich von 0,689 bis 1,723 MPa (∼ 100 bis 250 psi) reduziert.
14. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, wobei der Sumpfproduktstrom eine Temperatur zwischen -45, 55°C (∼ -50°F) und -56, 66°C (∼ -70°F) aufweist.
15. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom als Destillationskolonnenspeisestrom in die Destillationskolonne an einer Position eingespeist wird, die sich wenigstens drei Böden unter dem höchsten Boden der Destillationskolonne befindet.
16. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, wobei wenigstens ein Teil des Edukts in einen tiefer gelegenen Abschnitt der Destillationskolonne eingespeist wird.
17. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 11, ferner mit einer an die Destillationskolonne gekoppelten externen Kühlung.
18. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 1, wobei die Destillationskolonne einen De-Methanisator aufweist.
19. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei das Edukt unter einem Überdruck zwischen 6,894 MPa (∼ 1000 psig) und 13,789 MPa (∼ 2000 psig) steht.
20. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei wenigstens ein Teil des Edukts in einem Turboexpander expandiert wird.
21. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei der Sumpfproduktstrom unter Druck steht und das Expandieren des Sumpfproduktstroms den Sumpfproduktstromdruck in einem Bereich von 0,689 bis 1,723 MPa (∼ 100 bis 250 psi) reduziert.
22. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom eine Temperatur zwischen -70,5°C (∼ -95°F) und -87, 22°C (∼ -125°F) aufweist.
23. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei der expandierte Sumpfproduktstrom als Destillationskolonnenspeisestrom in die Destillationskolonne eingespeist wird.
24. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei die Destillationskolonne einen methanreichen Destillationskolonnenkopfstrom erzeugt, der komprimiert, gekühlt und in den Absorber als Absorberrückflussstrom eingespeist wird.
25. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei die Destillationskolonne einen Destillationskolonnenproduktstrom erzeugt, der nicht mehr als 500 ppm Kohlendioxid aufweist.
26. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 18, wobei das Edukt in einen ersten Anteil und einen zweiten Anteil aufgeteilt wird, und wobei eine externe Kühlung wenigstens Teile des ersten Anteils kühlt.
27. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 26, ferner mit wenigstens einem an die Destillationskolonne gekoppelten seitlichen Nachverdampfer, wobei der wenigstens eine seitliche Nachverdampfer mit dem De-Methanisator an einer Position in fluidleitender Verbindung steht, die sich zwischen einem höchsten Boden und einer Position acht Böden unterhalb des höchsten Bodens befindet, einen Wärmeeffekt für das Strippen von CO2 aus einem De-Methanisatorproduktstrom liefert, das Nachverdampfen der Destillationskolonne bewirkt und ferner eine Kühlung des ersten Anteils des Eduktes bewirkt.
28. Gasaufbereitungsanlage nach Anspruch 1, wobei der Absorber und die Destillationskolonne in einer Einkolonnen- Konfiguration angeordnet sind.
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