NO177918B - Fremgangsmåte ved separasjon av en gass som inneholder hydrocarboner - Google Patents

Description

Denne oppfinnelse angår en fremgangsmåte for separasjon av en gass som inneholder hydrocarboner, nærmere bestemt en fremgangsmåte for separasjon av en gass som inneholder methan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler og tyngre hydrocarbonbestanddeler, i en fraksjon bestående av en flyktig restgass inneholdende en større andel av methanet og C2-bestanddelene og en relativt sett mindre flyktig fraksjon inneholdende en større andel av C3-bestanddelene og de tyngre bestanddeler.

Propan og tyngre hydrocarboner kan utvinnes fra en rekke forskjellige gasser, som f.eks. naturgass, raffineri-gass og syntetisk gass erholdt fra andre hydrocarbonmateria-ler, som f.eks. kull, råolje, naftha, oljeskifer, tjæresand og lignitt. Naturgass inneholder vanligvis en større andel methan og ethan, idet mengden av methan og ethan til sammen utgjør minst 50 mol% av gassen. Gassen inneholder også relativt mindre mengder av tunge hydrocarboner, som f.eks. propan, butaner, pentaner og lignende, samt hydrogen, nitrogen, carbondioxyd og andre gasser.

Den foreliggende oppfinnelse angår generelt utvinning av propan og tyngre hydrocarboner fra slike gasstrømmer.

En typisk ananlyse for en gasstrøm som skal behandles i henhold til den foreliggende oppfinnelse, vil kunne være omtrent 86,9 mol% methan, 7,24 mol% ethan og andre C2~bestanddeler, 3,2 moll propan og andre C^-bestanddeler, 0,34 mol% isobutan, 1,12 mol% n-butan, 0,19 mol% isopentan, 0,24 mol% n-pentan og 0,12 mol% hexaner pluss, idet resten utgjø-res av nitrogen og carbondioxyd. Svovelholdige gasser er også av og til tilstede.

Kryogen ekspansjon er nu den foretrukne prosess for utskillelse av ethan og tyngre hydrocarboner fra naturgass-strømmer, fordi denne prosess oppviser maksimal enkelthet,

er enkel å starte opp, gir god driftsfleksibilitet og oppviser god virkningsgrad og pålitelighet. Kryogen ekspansjon foretrekkes også for utskillelse av propan og tyngre hydrocarboner fra naturgasstrømmer. I dette tilfelle taes ethanet ut i restgasstrømmen sammen med methanet. Faktisk er det ganske vanlig å se det samme grunnleggende prosesskjema be-

nyttet både for ethanutvinning og for propanutvinning, bare med den forskjell at varmevekslerarrangementet modifiseres for å ta hensyn til de ulike driftstemperaturer i prosessen.

I US patentskrifter nr. 4 278 457, 4 251 249 og 4 617 039 beskrives relevante prosesser.

I de senere år har fluktuasjonene i både etterspørse-len etter ethan som et væskeprodukt og prisen på naturgass frembragt perioder i hvilke ethan var mer verdt som en bestanddel av restgasstrømmene fra gassbehandlingsanlegget. Dette har resultert i et ønske fra gassbehandlingsindustrien om å maksimere utvinningen av propan og tyngre hydrocarboner, mens samtidig avdelingen av ethan inn i restgasstrømmen maksimeres. Skjønt mange variasjoner av turboekspansjonsprosessen tidligere er blitt benyttet for utvinning av propan, har de vanligvis vært begrenset til utvinning av propan i mengder i området fra midten av 80-tallet i prosent til nedre del av 90-tallet i prosent, uten overdreven bruk av energi for komprimering av reststrømmen og/eller for ekstern kjøling. Skjønt utvinningen av propan kan forbedres noe ved at man

lar noe av ethanet utvinnes i væskeproduktet, må vanligvis en vesentlig prosentandel av det inngående ethan taes ut i væskeproduktet for å oppnå en liten forbedring av utvinningen av propan. Det er derfor ønskelig å ha til rådighet en fremgangsmåte ved hjelp av hvilken det er mulig å utvinne propan og tyngre bestanddeler fra en gasstrøm, og i hvilken bare en mindre mengde propan går tapt til restgassen, mens samtidig praktisk talt alt ethan bortstøtes.

Ved en typisk fremgangsmåte fdr kryogen ekspansjon kjøles tilførselsgassen under trykk i én eller flere varmevekslere ved hjelp av kalde strømmer fra andre deler av prosessen og/eller ved bruk av eksterne kjølekilder, f.eks. et system for komprimering og kjøling av propan. Den kjølte tilførsel ekspanderes så til et lavere trykk og innføres i en destillasjonskolonne som skiller det ønskede produkt (som et væske-formig bunnprodukt) fra restgassen,: som taes ut som kolonnens toppdamp. Det er ekspansjonen av den kjølte tilførsel som gir de kryogene temperaturer som er nødvendige for å oppnå den ønskede produktutvinning.

Under kjølingen av tilførselsgassen kan væsker komme til å kondenseres, avhengig av hvor rik gassen er, og disse væsker blir vanligvis oppsamlet i én eller flere separatorer. Væskene flashes så til et lavere trykk, hvilket resulterer

i ytterligere kjøling og partiell fordampning. Den eller de ekspanderte væskestrømmer kan så strømme direkte til de-stillas jonskolonnen (ethanavdestilleringskolonnen) eller benyttes for kjøling av tilførselsgassen før denne tilføres kolonnen.

Dersom tilførselsgassen ikke kondenseres fullstendig (vanligvis gjør den ikke det), kan den damp som blir tilbake etter kjølingen, deles i to eller flere delstrømmer. En andel av dampen føres gjennom en arbeidsydende ekspansjonsmaskin eller ekspansjonsventil til et lavere trykk. Dette resulterer i ytterligere kjøling av gassen og i dannelse av ytterligere mengder væske. Denné strøm føres så inn i kolonnen på et sted i kolonnens midtparti.

Den andre andel av dampen kjøles til en vesentlig grad av kondensering gjennom varmeveksling med andre prosess-strømmer, f.eks. den kalde toppdamp fra destillasjonskolonnen. Denne i det vesentlige kondenserte strøm ekspanderes deretter gjennom en egnet ekspansjonsinnretning, som vanligvis utgjøres av en ekspansjonsventil. Dette resulterer i kjøling og partiell fordampning av strømmen. Denne strøm, som vanligvis holder en temperatur som er lavere enn -84,4°C, tilføres kolonnen som en topptilførsel. Dampandelen av denne topptilførsel blander seg vanligvis med den damp som stiger opp fra kolonnen, og derved dannes restgasstrømmen. Alternativt kan den kjølte og ekspanderte strøm innføres i en separator for å tilveiebringe damp- og væskestrømmer. Dampen bringes sammen med kolonnens toppdamp, og væsken innføres i kolonnen som en topptilførsel.

Under ideell drift av en slik separasjonsprosess vil restgassen som forlater prosessen, inneholde praktisk talt alt methan og alle C2~bestanddeler som finnes i tilførsels-gassen og praktisk talt ingen av (^-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonbestanddeler. Bunnproduktet som forlater ethanavdestilleringskolonnen, vil inneholde praktisk talt alle C-j-bestanddelene og tyngre bestanddeler og praktisk talt ingen (^-bestanddeler og lettere bestanddeler.

I praksis oppnåes imidlertid ikke denne situasjon, fordi ethanavdestilleringskolonnen drives grunnleggende som en strippekolonne. Restgassproduktet utgjøres av de damper som forlater destillasjonskolonnens øverste fraksjoneringstrinn sammen med de damper som ikke undergår noen rektifika-sjon. Vesentlige tap av propan finner sted, fordi toppvæske-tilførselen inneholder betydelige mengder propan og tyngre bestanddeler, hvilket resulterer i tilsvarende mengder (like-vektsmengder) av propan og tyngre bestanddeler i dampen som forlater ethanavdestilleringskolonnens øverste fraksjoneringstrinn. Tapet av disse ønskelige bestanddeler ville kunne reduseres betydelig, dersom dampene kunne bringes i kontakt med en væske (tilbakeløp) som inneholder meget lite av propanet og de tyngre bestanddeler, og som er i stand til å ab-sorbere propan og tyngre hydrocarboner fra dampene. Med den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes muligheter for å

nå dette siktemål og dermed å oppnå en vesentlig forbedring av utvinningen av propan.

I henhold til oppfinnelsen har det vist seg at en utvinning av C3 i et utbytte på mer enn 99% kan opprettholdes, samtidig som det finner sted en praktisk talt fullstendig bortstøting av (^-bestanddeler til restgasstrømmen. Dessuten gjør den foreliggende oppfinnelse det mulig å oppnå praktisk talt 100% propanutvinning med redusert energiforbruk, avhengig av mengden av ethan som tillates å forlate prosessen i væskeproduktet. Skjønt den også er anvendelig ved lavere temperaturer og høyere temperaturer, er fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen særlig fordelaktig for behandling av tilførselsgasser ved trykk i området fra 4,14 til 6,89

MPa eller høyere, under betingelser som krever temperaturer på -65°C eller lavere temperatur i kolonnens topp.

Med den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes det således en fremgangsmåte for separasjon av en gass som inneholder methan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler og tyngre hydrocarbonbestanddeler, i en fraksjon bestående av en flyktig restgass inneholdende en større andel av methanet og C2-bestanddelene og en relativt sett mindre flyktig fraksjon inneholdende en større andel av C3-bestanddelene og de tyngre bestanddeler, ved hvilken: (a) gassen kjøles under trykk, slik at det fås en kjølt strøm, (b) den kjølte strøm ekspanderes til et lavere trykk, hvorved den kjøles ytterligere, og (c) den ytterligere kjølte strøm fraksjoneres ved nevnte lavere trykk, hvorved mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonfraksjoner utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon.

Fremgangsmåten er kjennetegnet ved en kombinasjon av de føl-gende trinn: (1) gassen kjøles tilstrekkelig til at den kondenseres delvis, og den delvis kondenserte gass separeres, slik at det fås en dampstrøm og en kondensert strøm, (2) dampstrømmen deretter splittes i en første gasstrøm og en andre gasstrøm, (3) den første gasstrøm kjøles slik at den kondenseres praktisk talt fullstendig, og deretter ekspanderes til nevnte lavere trykk, (4) den ekspanderte, kjølte første strøm deretter varmeveksles med en varmere destillasjonsstrøm som stiger opp fra fraksjoneringstrinnene i en destillasjonskolonne, (5) destillasjonsstrømmen kjøles med nevnte første strøm i tilstrekkelig grad til at den kondenseres, og den delvis kondenserte destillasjonsstrøm separeres, hvorved man får nevnte flyktige restgass og en tilbakeløpsstrøm, hvilken til-bakeløpsstrøm tilføres destillasjonskolonnen på et tilførsels-punkt i kolonnens topp, (6) den oppvarmede første strøm tilføres kolonnen på et første tilførselspunkt i kolonnens midtparti, (7) den andre gasstrøm ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjonskolonhen på et andre tilfør-selspunkt i kolonnens midtparti, (8) den kondenserte strøm ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjohskolonnen på et tredje tilførselspunkt i kolonnens midtparti, og (9) temperaturene av nevnte tilførsler til kolonnen velges slik at kolonnens toppdamptemperatur holdes slik at mesteparten av C3-bestanddelene og dé tyngre hydrocarbonbestanddeler utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon.

Varianter av denne nye fremgangsmåte ifølge oppfinnelsen er angitt i krav 2 og 4. Ved fremgangsmåten som ovenfor beskrevet foretas splittingen av dampen etter kjøling og separasjon av eventuell væske som måtte være blitt dannet. Imidlertid kan splitting av dampen foretas før det foretas noen kjøling av gassen, slik det er angitt i krav 2, eller etter at gassen er kjølt og før det foretas noe separasjonstrinn, slik krav 4 angir.

I den hensikt å forklare oppfinnelsen nærmere vises det til de følgende eksempler og tegninger, i hvilke tegninger fig. 1 er et strømningsdiagram for et tidligere kjent prosessanlegg for kryogen ekspansjon av naturgass i henhold til US patentskrift nr. 4 278 457, fig. 2 er et strømnings-diagram for et annet tidligere kjent prosessanlegg for kryogen ekspansjon av naturgass i henhold til US patentskrift nr. 4 251 249, fig. 3 er et strømningsdiagram for ytterligere et prosessanlegg for kryogenekspansjon av naturgass i henhold til US patentskrift nr. 4 617 039, fig. 4 er et strømnings-diagram for et prosessanlegg for behandling av naturgass i henhold til den foreliggende oppfinnelse, fig. 5 er et diagram som viser den relative propanutvinning som funksjon av bortstøtingen av ethan for prosessene vist på figurer 1-4, figurer 6 og 7 er strømningsdiagrammer for andre prosessanlegg for behandling av naturgass i henhold til den foreliggende oppfinnelse, figurer 8 og 9 er diagrammer for alternative fraksjoneringssystemer som kan benyttes ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, og fig. 10 er et partielt strømningsdiagram som viser et gassbehandlingsanlegg i henhold til den foreliggende oppfinnelse, for behandling av en rikere gasstrøm.

I den følgende redegjørelse for disse figurer vises det til tabeller som sammenfatter strømningsmengder beregnet for representative prosessbetingelser. De totale strømnings-mengder som er angitt i tabellene, innbefatter alle ikke-hydrocarbonbestanddeler, og følgelig er de i typiske tilfeller større enn summen av strømningsmengdene for hydrocarbonbe-standdelene. De angitte temperaturer er omtrentlige verdier som er rundet av til nærmeste hele grad. Det er også å merke at de prosessberegninger som ble foretatt for det formål å sammenligne de på figurene viste prosesser innbyrdes, er basert på den antagelse at det ikke finner sted noen varme-lekkasje fra (eller til) omgivelsene til (eller fra) prosessen. Kvaliteten av de kommersielle isolasjonsmaterialer som benyttes for å redusere varmetap/varmeopptak til et minimum, gjør dette til en meget rimelig antagelse, som fagfolk på området vanligvis gjør.

Det vises nu til fig. 1, som viser en simulering av prosessen ifølge US patentskrift nr. 4 278 457. Innløpsgass føres inn i prosessen ved 48,9°C og et trykk på 6,40 MPa (absolutt trykk) som en strøm 10. Dersom innløpsgassen har en konsentrasjon av svovelforbindelser som ville forårsake at produktstrømmene ikke tilfredsstiller spesifikasjonene, fjernes svovelforbindelsene ved dertil egnet forbehandling av tilførselen (ikke vist). I tillegg blir tilførselsstrømmen vanligvis avvannet for å hindre hydratdannelse (isdannelse) under kryogene betingelser. Et fast tørkemiddel er vanligvis blitt benyttet for dette formål. Tilførselsstrømmen kjøles i varmeveksler 11 ved hjelp av en kald restgasstrøm 27b.

Fra varmeveksler 11 føres den delvis kjølte tilførselsstrøm

10a ved 1,1°C inn i en andre varmeveksler 12, hvor den kjøles ved varmeveksling med en ekstern propankjølestrøm. Den ytterligere kjølte tilførselsstrøm 10b strømmer ut av varmeveksler 12 ved -17,2°C og kjøles til -26,7°C (strømmen 10c) med rest-

gass (strøm 27a) i varmeveksler 13. Den delvis kondenserte strøm føres så til en damp-væske-separator 14 ved et trykk på 6,30 MPa. Væske fra separatoren, nemlig strøm 16, ekspanderes i ekspansjonsventil 17 til driftstrykket (ca. 2,40

MPa) for destillasjonskolonnen, som i dette tilfelle er ethanavdestilleringsseksjonen 25 av fraksjoneringstårnet 18. Flash-ekspansjonen av strøm 16 gir en kald, ekspandert strøm 16a med en temperatur på -46,7°C, som tilføres destillasjonskolonnen som en tilførsel til kolonnens nedre midtparti. Avhengig av mengden av kondensert væske og andre prosessbetingelser vil den ekspanderte strøm 16a kunne benyttes for en del av innløpsgasskjølingen i en ytterligere varmeveksler før den innføres i ethanavdestilleringsseksjonen.

Dampstrømmen 15 fra separator 14 inndeles i to gren-strømmer 19 og 20. Grenstrømmen 19, som utgjør ca. 28% av dampstrømmen 15, kjøles i varmeveksler 21 til -72,2°C (strøm 19a), ved hvilken temperatur den kondenseres praktisk talt fullstendig. Strømmen ekspanderes så i ekspansjonsventil 22. (Skjønt en ekspansjonsventil vanligvis foretrekkes, vil det i stedet kunne benyttes en ekspansjonsmaskin.) Etter ekspansjonen flashes strømmen til ethanavdestilleringsseksjonens driftstrykk (2,40 MPa). Ved dette trykk vil tilfør-selsstrømmen 19b, som har en temperatur på -96,7°C, innføres i ethanavdestilleringsseksjonen som kolonnens topptilførsel.

Omtrent 72% av separatordampen, som danner grenstrøm 20, ekspanderes i en ekspansjonsmaskin 23 til ethanavdestil-leringsseks jonens driftstrykk på 2,40 MPa. Den ekspanderte strøm 20a når en temperatur på -67,8°C og innføres i ethan-avdestilleringsseks jonen i et punkt i kolonnens midtparti. Typiske kommersielle ekspansjonsmaskiner (turboekspansjons-maskiner) er i stand til å gjenvinne av størrelsesordenen 80-85% av det arbeide som teoretisk er tilgjengelig i en ideell isentropisk ekspansjon.

Ethanavdestilleringsseksjonen i tårnet 18 er en kon-vensjonell destillasjonskolonne som inneholder flere i verti-kal avstand fra hverandre anordnede bunner, ett eller flere fylte skikt eller en kombinasjon av bunner og fyllmateriale. Slik det ofte er tilfelle i naturgassbehandlingsanlegg, be-står tårnet av to seksjoner. Den øvre seksjon 24 er en separator hvor den delvis fordampede topptilførsel separeres i dens respektive væske- og dampdeler, og hvor dampen som stiger opp fra ethanavdestilleringsseksjonen 25 blander seg med dampandelen av topptilførselen, hvorved man får den kalde restgasstrøm 27 som taes ut fra toppen av tårnet. Den nedre ethanavdestilleringsseksjon 25 inneholder bunner og/eller fyilmateriale og gir den nødvendige kontakt mellom den nedad-strømmende væske og den oppadstigende damp. Ethanavdestil-leringsseks jonen innbefatter også en.koker 26, hvor det foretaes oppvarmning og fordampning av en del av væsken i bunnen av kolonnen for å tilveiebringe den strippedamp som strømmer °PP gjennom kolonnen for å strippe av produktet bestående av methan og C2~bestanddeler. En typisk spesifikasjon for 'det væskeformige bunnprodukt vil være et molforhold mellom ethan og propan på 0,03:1. Den væskeformige produktstrøm 28 taes ut fra bunnen tårnet 18 ved 63,9°C og kjøles til 48,9°C (strøm 28a) i varmeveksler 29, før den går til lagring.

Restgasstrømmen 27 taes ut fra toppen av tårnet ved -73,9°C og innføres i varmeveksler 21, hvor den oppvarmes til -37,8°C, idet den benyttes for kjøling og en vesentlig grad av kondensering av strøm 19. Restgassen (strøm 27a) strømmer så til varmeveksler 13, hvor den oppvarmes til -18,8°C (strøm 27b) og deretter til varmeveksler 11, hvor den oppvarmes til 47,2°C, idet den benyttes for kjøling av innløps-gasstrømmen 10. Den oppvarmede restgasstrøm 27c rekompri-meres deretter delvis i kompressor 30, som drives av en eks-pans jonsturbin 23. Den delvis komprimerte strøm 27d kjøles deretter til 48,9°C i varmeveksler 31 (strøm 27e) og komprimeres deretter til et trykk på 6,50 MPa (strøm 27f) i en kompressor 32 som drives ved hjelp av en ekstern kraftkilde. Strømmen kjøles deretter i varmeveksler 33 og taes ut av prosessen ved 48,9°C som strøm 27g.

Et sammendrag av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen vist på fig. 1 er gitt i den følgende tabell:

Fig. 2 viser en alternativ tidligere kjent prosess

i henhold til US patentskrift nr. 4 251 249. Prosessen vist på fig. 2 er basert på den samme sammensetning av tilførsels-gassen og de samme betingelser som prosessen beskrevet ovenfor med henvisning til fig. 1. Ved simuleringen av denne prosess deles tilførselsgassen 10 i to deler, 11 og 12, som kjøles partielt i henholdsvis varmeveksler 13 og varmeveksler 14. De to deler føres så sammen igjen som strøm 10a, hvorved

det fåes en delvis kjølt tilførselsgasstrøm av temperatur

-26,7°C. Den partielt kjølte tilførsel kjøles deretter ytterligere ved kjøling med eksternt propan i varmeveksler 15

til -38,3°C (strøm 10b). Den ytterligere kjølte strøm undergår deretter en avsluttende kjøling i varmeveksler 16 til en temperatur på -42,7°C (strøm 10c) og tilføres deretter en damp-væske-separator 17 ved et trykk på 6,30 MPa. Væske-strøm 19 fra separator 17 flashekspanderes i ekspansjonsventil 20 til et trykk like over driftstrykket i ethanavdestil-leringsseks jonen i fraksjoneringstårn 27. I prosessen vist på fig. 2 drives ethanavdestillerlingsseksjonen ved et trykk på ca. 2,42 M?a. Flashekspanderingen av strøm 19 gir en kald, delvis fordampet, ekspandert strøm 19a med en temperatur på -67,8°C. Denne strøm føres så til varmeveksler 16, hvor den oppvarmes og fordampes ytterligere (strøm 19b), idet den benyttes for avsluttende kjøling av tilførselsgasstrøm 10b. Fra varmeveksler 16 føres den ytterligere fordampede strøm 19b til varemveksler 16/ hvor den oppvarmes til 40,0°C, idet den benyttes for kjøling av strøm 10. Fra varmeveksler 14 føres den oppvarmede strøm 19c til tårnets 27 ethanavde-stilleringsseks jon på et tilførselspunkt i den nedre del av kolonnens midtparti.

Dampstrømmen 18 fra separator 17 ekspanderes i eks-pans jonsmaskin 21 til ethanavdestilleringsseksjonens driftstrykk. Den ekspanderte strøm 18a når en temperatur på -82,2°C som følge av ekspansjonen og innføres i en separator 22. Væskestrøm 24 fra separatoren 22 føres inn i fraksjonerings-tårnets destilleringsseksjon i et tilførselspunkt i den øvre del av kolonnens midtparti. Dampstrøm 23 fra separator 22 innføres i tilbakeløpskondensator 28, som er anordnet inne i den øvre del av fraksjoneringstårnet. Den kalde dampstrøm 23 som stammer fra ekspansjonsmaskinens utløp, gir kjøling og partiell kondensering av den damp som strømmer oppad gjennom destillasjonskolonnens øvereste fraksjoneringstrinn. Væsken som fåes som resultat av denne partielle kondensasjon, synker nedad som tilbakeløp til ethanavdestilleringsseksjonen. Som en følge av tilveiebringelsen av denne kjøling og partielle kondensasjon blir dampstrømmen som stammer fra ekspansjonsmaskinens utløp, oppvarmet til en temperatur på

-32,7°C (strøm 23a).

Toppdampstrømmen 25 fra ethanavdestilleringsseksjonen taes ut fra toppen av kolonnen ved en temperatur på -49,4^C og føres sammen med den oppvarmede dampstrøm 23a fra separatoren for ekspansjonsmaskinutløp for å danne den kalde rest-gasstrøm 30, som får en temperatur på -36,7°C. Væskeprodukt-strømmen 26 taes ut av bunnen av. tårnet 27 ved en temperatur på 86,7°C og kjøles til 48,9°C i varmeveksler 29, før den forlater prosessen. Ethanavdestilleringsseksjonens koker 35 varmer opp og fordamper delvis en del av den væske som strømmer ned gjennom kolonnen, hvilket bidrar til å strippe ethanproduktet.

Den kalde restgasstrøm 30 av temperatur -36,7°C inn-føres i varmeveksleren 13, hvor den oppvarmes til 4 6,1°C, idet den benyttes for kjøling av. innløpsgasstrømmen 11. Den oppvarmede restgasstrøm 30a komprimeres deretter partielt i kompressor 31, som drives av ekspansjonsmaskinen 21. Den partielt rekomprimerte strøm 30b kjøles så til 48,9°C i varmeveksler 32 (strøm 30c) og komprimeres deretter til 6,50 MPa (strøm 30d) i kompressor 33, som drives ved hjelp av

en ekstern kraftkilde. Den komprimerte strøm 30d kjøles deretter til 48,9°C i varmeveksler 34 og taes ut av prosessen som strøm 30e.

Et sammendrag av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen vist på fig. 2 er gitt følgende tabell:

Fig. 3 viser en alternativ tidligere kjent prosess

i henhold til US patentskrift nr.. 4 617 039. Prosessen ifølge fig. 3 er basert på den samme sammensetning av tilførselsgas-sen og de samme betingelser som prosessene vist på figurer 1 og 2. Ved simuleringen av denne prosess blir tilførselsgas-sen 10 kjølt partielt i varmeveksler 11 til en temperatur på -25,0°C (strøm 10a). Den partielt kjølte strøm kjøles deretter ytterligere ved kjøling med eksternt propan i varmeveksler 12 til -36,1°C (strøm 10b). Den ytterligere kjølte strøm underkastes så en avsluttende kjøling i varmeveksler 13 til en temperatur på -40,5°C (strøm 10c) og innføres der-

etter i en damp-væske-separator 14 ved et trykk på ca. 6,30 MPa. Væskestrøm 16 fra separatoren 14 flashekspanderes i ekspansjonsventil 17 til et trykk på ca. 68,5 kPa over ethan-avdestilleringsseks jonens 27 driftstrykk. I prosessen vist på fig. 3 drives ethanavdestilleringsseksjonen ved et trykk på 2,40 MPa. Ved flashekspanderingeri av strøm 16 fåes en kald, delvis fordampet, ekspandert strøm 16a med en temperatur på -64,4°C. Denne strøm innføres så i varmeveksler 13, hvor den varmes opp og fordampes ytterligere, idet den bidrar med en del av den avsluttende kjøling av tilførselsgasstrøm 10b. Den ytterligere fordampede strøm 16b innføres så i varmeveksler 11, hvor den oppvarmes til 38 > 3°C, idet den benyttes for kjøling av strøm 10. Fra varmeveksler 11 føres den oppvarmede strøm 16c til ethanavdestilleringsseksjon 27, hvor den innføres på et tilførselspunkt i kolonnens midtparti.

Dampstrømmen 15 fra separator 14 ekspanderes i eks-pans jonsmaskinen 18 til et trykk som ligger ca. 34,2 kPa under ethanavdestilleringsseksjonens driftstrykk. Den ekspanderte strøm 15a kommer opp i en temperatur på -80,5°C ved hvilken temperatur den kondenseres partielt, og føres deretter til det nedre tilførselspunkt i absorpsjonsanordning/ separator 19. Væskedelen av den ekspanderte strøm blander seg med væske som strømmer nedad fra den øvre seksjon av absorpsjonsanordnignen/separatoren, og den samlede væskestrøm 21 taes ut fra bunnen av absorpsjonsanordning/separator 19. Denne strøm innføres så som en toppstrøm (strøm 21a) i ethan-avdestilleringsseks jon 27 med en témperatur på -82,8°C ved hjelp av pumpe 22. Dampdelen av den ekspanderte strøm strømmer oppad gjennom fraksjoneringsseksjonen av absorpsjonsanordning/separator 19.

Toppdampen fra absorpsjonsanordning/separator 19

i

(strøm 20) utgjør den kalde restgasstrøm. Denne kalde strøm varmeveksles med toppdampstrømmen fra ethanavdestillerings-seks jonen (strøm 23) i varmeveksler 27. Toppdampstrømmen 23 fra ethanavdestilleringsseksjonen taes ut fra toppen av kolonnen ved en temperatur på 36,7°C og ved et trykk på 2,40

MPa. Den kalde restgasstrøm 20 oppvarmes til ca. -38,3°C (strøm 20a) idet den gir kjøling og partiell kondensering av toppdampen fra ethanavdestilleringsseksjonen. Den partielt kondenserte toppstrøm 23a fra ethanavdestilleringsseksjonen strømmer så som topptilførsel til absorpsjonsanordning/separator 19 ved en temperatur på -6 7,2°C. Væskeandelen av denne strøm 23a strømmer nedad til absorpsjonsanordning/separato-rens øverste fraksjoneringstrinn, mens dampandelen blander seg med den damp som stiger oppad fra fraksjoneringsseksjonen, og den samlede strøm taes ut fra toppen av absorpsjons-anordningen/separatoren som kald restgass (strøm 20).

Væskeproduktstrømmen 24 taes ut fra bunnen av ethanav-destilleringsseks jonen ved en temperatur på 85,6°C og kjøles til 48,9°C (strøm 24a) i varmeveksler 26, før den forlater prosessen. I ethanavdestilleringsseksjonens koker 32 oppvarmes og fordampes partielt en del av den væske som strømmer ned gjennom kolonnen, for det formål å strippe ethanproduktet.

Restgassen taes ut fra varmeveksler 27 med en temperatur på -38,3°C og føres gjennom varmevekslere 13 og 11, hvor den oppvarmes til en temperatur på 47,2°C. Den oppvarmede restgasstrøm 20c blir så komprimert partielt i kompressor 28, som drives av ekspansjonsmaskinen 18. Den partielt rekomprimerte strøm 20d, som nu har et trykk på ca. 2,85 MPa, kjøles til 48,9°C (strøm 20e) i varmeveksler 29 og komprimeres deretter til 6,50 MPa (strøm 20f) i kompressor 30, som drives ved hjelp av en ekstern kraftkilde. Den komprimerte strøm 20f kjøles så til 48,9°C i varmeveksler 31 og taes

ut av prosessen som strøm 20g.

Et sammendrag av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen vist på fig. 3 er gitt i den følgende tabell:

BESKRIVELSE AV OPPFINNELSEN

Fig. 4 viser et strømningsdiagram for en fremgangsmåte ifølge oppfinnelsen, slik denne er angitt i partiet fra side 5, linje 1 til side 6, linje 11. Sammensetningen av til-førselsgassen og betingelsene som benyttes ved fremgangsmåten vist på fig. 4 er som for prosessen vist på figurene 1-3. Føl-gelig kan prosessen vist på fig. 4 og strømningsbetingelsene sammenlignes med prosessene vist på figurene 1-3 for å illu-strere fordelene som oppnås med oppfinnelsen.

Ved simuleringen av prosessen vist på fig. 4, inn-føres innløpsgass av temperatur 48,9°C og trykk 6,40 MPa som strøm 10. Tilførselen kjøles i varmeveksler 11 med kald rest-gasstrøm 29b. Fra varmeveksler 11 blir den partielt kjølte tilførselsstrøm 10a av temperatur 2,2°C ført til varmeveksler 12, hvor den kjøles ytterligere til -15,0°C ved kjøling med eksternt propan av temperatur -16,7°C. Denne ytterligere kjølte strøm 10b kjøles deretter til -25,0°C (strøm 10c)

med restgasstrøm 29a i varmeveksler 13. Den partielt kondenserte strøm 10c innføres så i damp-væske-separator 14 ved et trykk på 6,30 MPa. Væskestrøm 16 fra separator 14 ekspanderes i ekspansjonsventil 17 til destillasjonskolonnens 24 driftstrykk. I prosessen vist på fig. 4 drives kolonnen ved et trykk på 2,40 MPa. Flashekspanderingen av kondensert strøm 16 gir en kald, ekspandert strøm 16a med en temperatur på -43,9°C, som tilføres kolonnen som en partielt kondensert tilførsel på et tilførselspunkt i den nedre del av kolonnens midtparti.

Dampstrømmen 15 fra separator 14 deles i en første gasstrøm 19 og en andre gasstrøm 20. Grenstrøm 19, som utgjøres av ca. 29% av strømmen 15, kjøles i varmeveksler 21 til -75,6°C (strøm 19a), ved hvilken temperatur strømmen er praktisk talt kondensert. Den praktisk talt kondenserte strøm 19a ekspanderes deretter i ekspansjonsventil 22 og tilføres varmeveksler 23. Flashekspanderingen av strøm 19a til et lavere trykk resulterer i en kald, flashekspandert strøm 19b med temperatur -96,7°C. Denne strøm varmes opp og fordampes partielt i varmeveksler 23, idet den benyttes for kjøling og partiell kondensering av destillasjonsstrømmen 25 som stiger opp fra fraksjoneringstrinnene i kolonne 24. Den oppvarmede strøm 19c, som har en temperatur på -69,4°C, innføres deretter i kolonnen på et tilførselspunkt i den øvre del av kolonnens midtparti. Strøm 25 kjøles til en temperatur på -77,2°C (strøm 25a) ved varmeveksling med strøm 19b. Denne partielt kondenserte strøm 25a innføres i separator 26, som drives ved ca. 2,36 MPa. Væskestrøm 27 fra separator 26 re-turneres til kolonne 24 som tilbakeløpsstrøm 27a på et til-førselspunkt i toppen av kolonnen, over tilførselspunktet i den øvre del av kolonnens midtparti, ved hjelp av en til-bakeløpspumpe 28. Dampstrømmen 29 fra separator 26 utgjør den kalde, flyktige restgasstrøm.

Når destillasjonskolonnen utgjør den nedre del av

et fraksjoneringstårn, kan varmeveksleren 23 være anordnet inne i tårnet, over kolonnen 24, som vist på fig. 8. Derved elimineres behovet for separator 26 og pumpe 28, fordi de-stillas jonsstrømmen deretter både kjøles og separeres i tårnet, over fraksjoneringstrinnene i kolonnen. Alternativt,

og som vist på fig. 9, vil bruk av en deflegmator istedenfor varmeveksleren 23 eliminere behovet for separatoren og pumpen og dessuten tilveiebringe konkurrerende fraksjoneringstrinn til erstatning av dem i den øvre seksjon av ethanavdestilleringskolonnen. Dersom deflegmatoren anbringes på bunnivå i et anlegg, forbindes den med en damp-væske-separator, og væske som oppsamles i separatoren, pumpes til toppen av destillasjonskolonenn. Avgjørelsen om hvorvidt varmeveksleren bør inkluderes i kolonnen eller en deflegmator bør benyttes, avhenger vanligvis av anleggets størrelse og behovet for varmevekslerflate.

Den andre gasstrøm 20, som utgjør den gjenværende

del av dampstrømmen 15, ekspanderes i den arbeidende eks-pans jonsmaskin 18 til det lavere driftstrykk. i kolonnen og innføres deretter i kolonnen 24 på et tilførselspunkt i kolonnens midtparti. Ved ekspandering av strøm 20 fåes en kald, ekspandert strøm 20a med en temperatur på -65,6°C.

Væskeproduktstrømmen 30 taes ut fra bunnen av kolonnen 24 med en temperatur på 85,6°C og kjøles til 48,9°C (strøm 30a) i varmeveksler 32, før den taes ut for lagring.

Den kalde restgasstrøm 29 føres til varmeveksler 21, hvor den oppvarmes partielt til -35,6°C (strøm 29a), idet den benyttes for kjøling og praktisk talt fullstendig kondensering av strøm 19. Den partielt oppvarmede strøm 29a innfø-res så i varmeveksler 13, hvor den oppvarmes ytterligere til -16,7°C, idet den benyttes for kjøling av innløpsgass-strømmen 10b. Den ytterligere oppvarmede restgasstrøm 29b oppvarmes så til 47,2°C i varmeveksler 11, idet den benyttes for kjøling av innløpsgasstrøm 10. Den oppvarmede rest-gasstrøm 29c, som nu har et trykk på ca. 2,26 MPa, blir re-komprimert partielt i kompressor 33, som drives av ekspansjonsmaskinen 18. Den partielt rekomprimerte restgasstrøm 29d, som har et trykk på ca. 2,77 MPa, kjøles til 48,9°C (strøm 29e) i varmeveksler 34, komprimeres til 6,50 MPa (strøm 29f) i kompressor 35, som drives ved hjelp av en ekstern kraftkilde, kjøles til 48,9°C (strøm 29g) i varmeveksler 36 og føres så ut av prosessen.

Et sammendrag av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen vist på fig. 4 er gitt i den følgende tabell:

Forbedringen som oppnåes med den foreliggende oppfinnelse, kan sees ved at man sammenligner propanutvinningsni-våene i tabeller I-IV. Den foreliggende oppfinnelse gir en forbedring av propanutvinningen på mer enn 5 prosentenheter for samme energiforbruk (energiforbruk til hjelpetjenester), sammenlignet med de tidligere kjente prosesser vist på figurer 1 og 2, og en forbedring på mer enn 1,25 prosentenheter i forhold til den tidligere kjente prosess vist på fig. 3.

En økning på 1% av propanutvinningen kan innebære vesent-

lige økonomiske fordeler i løpet av brukstiden for et anlegg.

Som et alternativ til den høyere utvinning av (^-bestanddel (ved konstant energiforbruk til hjelpetjenester)

som er angitt for fig. 4 ovenfor, kan driftsbetingelsene for prosessen ifølge fig. 4 innstilles slik at det oppnåes et propanutvinningsnivå som er likt med det som oppnåes for prosessen ifølge fig. 1 eller for prosessen ifølge fig. 2

ved vesentlig redusert energibehov.

Eksempelvis kan driftstrykket for ethanavdestillerings-seks jonen vist på fig. 4 økes til ca. 2,64 MPa. Dette fører til noe høyere temperaturer i og rundt ethanavdestilleringsseksjonen. Damp-væske-separatoren 14 drives ved en tempera-

tur på -25,0°C, idet 29% av separatordampen 15 strømmer i strøm 19 til varmeveksler 21. Den praktisk talt kondenserteo strøm 19a taes ut fra varmeveksler 21 med en temperatur -71,1 C og flash-ekspanderes ved hjelp av ekspansjonsventil 22 til 2,67 MPa. Temperaturen av den flash-ekspanderte strøm 19b er i dette tilfelle -93,3°C. Denne strøm oppvarmes så på

ny til -62,8°C i varmeveksler 23, idet den benyttes for kjø-ling og partiell kondensering av destillasjonsstrømmen 25,

før denne innføres i ethanavdestilleringsseksjonen.

På grunn av det høyere driftstrykk i destillasjonskolonnen er både utløpsstrømmen 20a fra ekspansjonsmaskinen 18 og utløpsstrømmen 16a fra ekspansjonsventilen 17 varmere. I dette eksempel er temperaturene åv disse strømmer henholdsvis -62,8°C og -42,2°C.

Den kalde restgasstrøm 29 taes ut fra damp-væske-separatoren 26 ved en temperatur på -72,8°C og et trykk på 2,60 MPa. Denne strøm oppvarmes i varmevekslere 21, 13 og 11, før den komprimeres som ovenfor angitt. Fordi trykket av restgassen som forlater kolonnen er høyere, kreves det mindre energi for å komprimere restgassen. Væskeproduktstrøm-men 30 taes ut fra bunnen av kolonnen med en temperatur på 91,7°C og kjøles til 48,9°C (strøm 30a) i varmeveksler 32.

Et sammendrag av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen ifølge fig. 4 ved bruk av de alternative prosessbetingelser er gitt i den følgende tabell:

Sett på basis av en konstant utvinning gir således den foreliggende oppfinnelse en nesten 10%-ig reduksjon i energiforbruket (hp) sammenlignet med de tidligere kjente prosesser vist på figurer 1 og 2.

Fordelene som oppnåes med den foreliggende oppfinnelse, illustreres ytterligere i dét diagram som er vist på fig. 5. Dette diagram viser sammenhengen mellom mengden av ethan som avvises til restgassen (abscisse), i prosent av mengden i tilførselen, og propanutvinningen (ordinat)

for prosessene ifølge figurene 1-4. De angjeldende kurver er basert på samme tilførselssammensetning og betingelser som dem som ble benyttet i de ovenstående prosess-sammenlig-ninger, og de er basert på et konstant energiforbruk på 3678 hp, bortsett fra i de tilfeller hvor det er gjort anmerknin-ger i diagrammet for enkelte kurvepunkter.

Kurve 1 i diagrammet svarer til prosessen vist på

fig. 1. Kurven viser at mengden av ethan som avvises til restgassen, avtar fra ca. 99% til 50%, mens propanutvinningen øker fra 94,3% til 97,8%. Kurve 2 svarer til prosessen vist på fig. 2 og viser at for det samme område for ethanavvisningen øker propanutvinningen fra 94,3% til ca. 96,2%. Kurve 3 svarer til prosessen vist på fig. 3 og viser en økning av propanutvinningen fra 98,4% til 99,4% for det samme område for ethanavvisningen. Kurve 4 svarer til prosessen (fremgangsmåten) ifølge den foreliggende oppfinnelse. Denne kurve viser at ved en avvisning av ethan til restgassen på 90% oppnåes praktisk talt 100% utvinning av propanet. Deretter er det - med avtagende ethanavvisning - mulig å opprettholde en propanutvinning på 100% ved redusert energiforbruk. Ved 80% ethanavvisning har energiforbruket falt til 3392 hp.

Ved 50% ethanavvisning er energiforbruket 3118 hp, hvilket er mer enn 15% lavere enn for de øvrige tre prosesser.

Det vil sees av fig. 5 at innlemmelse av tilbakeløps-systemet med splittet strømning i henhold til den foreliggende oppfinnelse i utformningen av et NGL-utvinningsanlegg gir en betydelig fleksibilitet i driften som muliggjør til-pasninger til markedet for ethan. En hvilken som helst grad av avvisning av ethan til restgassen kan oppnåes, samtidig som det opprettholdes en høy propanutvinning. Dette gjør det mulig å drive anlegget slik at inntektene av driften maksimeres med endringer i tilleggsverdien for ethan som en væske (differansen mellom den brutto salgspris for ethan som væske og dens verdi som brensel som bestanddel av restgassen ) .

Samtidig kan en prosess med det nye tilbakeløpssystem med oppsplittet strømning også drives slik at det oppnåes relativt høy utvinning av ethan. Når ethanutvinningen økes ved at temperaturen i bunnen av kolonnen reduseres, avtar temperaturdifferansen mellom den flashekspanderte strøm (strøm 19b på fig. 4) og toppstrømmen fra ethanavdestille-ringsseks jonen (strøm 25 på fig. 4). Når denne temperatur-differanse avtar, finner det sted mindre kjøling og kondensering av toppstrømmen fra kolonnen, hvilket resulterer i mindre oppvarming av den flash-ekspanderte strøm og en lavere temperatur av denne strøm når den innføres i kolonnen. Prosessen eller fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen gjør det mulig å oppnå maksimal propanutvinning for en hvilken som helst gitt grad av ethanavvisning til restgassen. Dersom det ønskes å maksimere ethanutvinningen, bør det overveies å benytte den fremgangsmåte som er beskrevet i den samtidig løpende US patentskrift nr. 4.869.740.

I tilfeller hvor innløpsgassen er rikere enn det som er angitt ovenfor, kan en utførelse av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, som illustrert på fig. 10, benyttes. En kondensert strøm 16 føres gjennom varmeveksler 40, hvor den under-kjøles ved varmeveksler med den kjølte strøm 39a fra ekspansjonsventil 17. Den underkjølte væske deles så i to delstrøm-mer. Den første delstrøm (strøm 39) føres gjennom ekspansjonsventil 17, hvor den undergår ekspansjon, slik at den flashfordampes idet trykket reduseres til omtrent destillasjonskolonnens trykk. Den kalde strøm 39a fra ekspansjonsventil 17 føres deretter gjennom varmeveksler 40, hvor den benyttes for å underkjøle væsken fra separatoren 14. Fra varmeveksler 40 føres strømmen 39b til destillasjonskolonne 24, hvor den innføres i den nedre del av kolonnens midtparti. Den andre væskeformige delstrøm 37, som fortsatt står under høyt trykk, blir (1) ført sammen med delstrøm 19 av damp-strømmen fra separator 14 eller (2) ført sammen med i det vesentlige kondensert strøm 19a eller (3) ekspandert i eks-pans j onsventil 38 og deretter enten tilført destillasjonskolonnen 24 på et punkt i den øvre del av kolonnens midtparti eller ført sammen med ekspandert strøm 19b. Alternativt kan deler av strøm 37 følge hvilken eller hvilke som helst av de ovenfor beskrevne strømningsbaner som er vist på fig. 10.

I henhold til oppfinnelsen kan splittingen av damptil-førselen foretaes på flere måter. I prosessen vist på fig. 4 foretaes splittingen av dampen etter kjøling og separasjon av eventuell væske som måtte være blitt dannet. Imidlertid kan splitting av dampen foretaes før det foretaes noen kjøling av gassen, slik det er vist på fig. 6, eller etter at gassen er kjølt og før det foretaes noe separasjonstrinn, som vist på fig. 7.. I enkelte utførelser kan damp-splittingen foretaes i en separator. Alternativt kan separatoren 14 i prosessene vist på figurer 6 og 7 være overflø-dige, dersom tilførselsgassen er relativt mager. Når dette er hensiktsmessig, kan den andre strøm 15 som er vist på fig. 7, kjøles etter at tilførselsstrømmen er blitt delt og før den andre strøm er blitt ekspandert.

Det vil også forståes at den relative mengde av til-førselen som strømmer i hver grenstrøm av den splittede damp-tilførsel, vil avhenge av flere faktorer, deriblant tilfør-selsgassens trykk, tilførselsgassens sammensetning, varme-mengden som på økonomisk måte kan trekkes ut av tilførselen, og den tilgjengelige mengde energi. Mer tilførsel til toppen kolonnen kan øke utvinningen, samtidig som den energi som utvinnes ved hjelp av ekspansjonsanordningen avtar, hvorved behovet for energi for rekomprimering øker. Økning av tilfør-selen lenger ned i kolonnen reduserer energiforbruket, men det vil også kunne redusere produktutvinningen. Det første tilførselspunkt (øvre del av kolonnens midtparti), den andre tilførselspunkt (kolonnens midtparti) og det tredje tilfør-selspunkt (den nedre del av kolonnens midtparti) som er vist, er de foretrukne tilførselssteder når prosessen drives under de beskrevne betingelser. Imidlertid kan de relative plasse-ringer av tilførselspunktene i kolonnens midtparti variere avhengig av sammensetningen av tilført gass og andre faktorer, som f.eks. den ønskede grad av utvinning og mengden av væske som dannes under kjøling av inngående gass. Videre kan to eller flere av tilførselsstrømmene, eller deler av disse, føres sammen, avhengig av de relative temperaturer og mengder av de enkelte strømmer, og den eller de sammenslåtte strømmer innføres i kolonnens midtparti. Strømmene kan slåes sammen før eller etter ekspandering og/eller kjø-ling. Eksempelvis kan hele den på fig. 7 viste strøm 16, eller en del av denne, slåes sammen med strøm 19 og den totale strøm kjøles i varmeveksler 21 og ekspanderes i ventil 22. Fig. 4 viser den foretrukne utførelse for den viste sammensetning og det viste trykk. Skjønt det er vist individuell strømekspansjon i individuelle ekspansjonsanordninger, kan det også benyttes alternative ekspansjonsanordninger i tilfeller hvor dette er hensiktsmessig. Eksempelvis kan betingelsene gjøre det hensiktsmessig å foreta arbeidsydende ekspansjon av en mindre andel av strømmen.

Claims (13)

1. Fremgangsmåte for separasjon av en gass (10) som inneholder methan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler og tyngre hydrocarbonbestanddeler, i en fraksjon bestående av en flyktig restgass (29, 29g) inneholdende en større andel av methanet og C2-bestanddelene og en relativt sett mindre flyktig fraksjon (30, 30a) inneholdende en større andel av C3-bestanddelene og de tyngre bestanddeler, ved hvilken: (a) gassen kjøles under trykk, slik at det fås en kjølt strøm, (b) den kjølte strøm ekspanderes til et lavere trykk, hvorved den kjøles ytterligere, og (c) den ytterligere kjølte strøm fraksjoneres ved nevnte lavere trykk, hvorved mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonfraksjoner utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon, karakterisert ved en kombinasjon av de føl-gende trinn: (1) gassen (10) kjøles tilstrekkelig til at den kondenseres delvis, og den delvis kondenserte gass (10c) separeres, slik at det fås en dampstrøm (15) og en kondensert strøm (16), (2) dampstrømmen (15) deretter splittes i en første gasstrøm (19) og en andre gasstrøm (20), (3) den første gasstrøm (19) kjøles slik at den kondenseres praktisk talt fullstendig, og deretter ekspanderes til nevnte lavere trykk, (4) den ekspanderte, kjølte første strøm (19b) deretter varmeveksles med en varmere destillasjonsstrøm (25) som stiger opp fra fraksjoneringstrinnene i en destillasjonskolonne, (5) destillasjonsstrømmen kjøles med nevnte første strøm (19b) i tilstrekkelig grad til at den kondenseres, og den delvis kondenserte destillasjonsstrøm (25a) separeres, hvorved man får nevnte flyktige restgass (29) og en tilbake-løpsstrøm (27a), hvilken tilbakeløpsstrøm tilføres destillasjonskolonnen på et tilførselspunkt i kolonnens topp, (6) den oppvarmede første strøm (19c) tilføres kolonnen på et første tilførselspunkt i kolonnens midtparti, (7) den andre gasstrøm (20) ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjonskolonnen på et andre tilførselspunkt (20a) i kolonnens midtparti, (8) den kondenserte strøm (16) ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjonskolonnen på et tredje tilførselspunkt (16a) i kolonnens midtparti, og (9) temperaturene av nevnte tilførsler til kolonnen velges slik at kolonnens toppdamptemperatur holdes slik at mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonbestanddeler utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon. (Fig. 4)

2. Fremgangsmåte for separasjon av en gass (10) som inneholder methan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler og tyngre hydrocarbonbestanddeler, i en fraksjon bestående av en flyktig restgass (29, 29f) inneholdende en større andel av methanet og C2-bestanddelene og en relativt sett mindre flyktig fraksjon (30, 30a) inneholdende en større andel av C3-bestanddelene og de tyngre bestanddeler, ved hvilken: (a) gassen kjøles under trykk, slik at det fås en kjølt strøm, (b) den kjølte strøm ekspanderes til et lavere trykk, hvorved den kjøles ytterligere, og (c) den ytterligere kjølte strøm fraksjoneres ved nevnte lavere trykk, hvorved mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonfraksjoner utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon, karakterisert ved en kombinasjon av de føl-gende trinn: (1) før den kjøles, splittes gassen (10) i en første gasstrøm (19) og en andre gasstrøm (15), og den første gass-strøm (19) kjøles slik at den kondenseres praktisk talt fullstendig, og deretter ekspanderes "til nevnte lavere trykk, (2) den andre gasstrøm (15) kjøles under trykk og deretter ekspanderes til nevnte lavere trykk, (3) den ekspanderte, kjølte første gasstrøm (19c) varmeveksles med en varmere destillasjonsstrøm (25) som stiger opp fra fraksjoneringstrinnene i en destillasjonskolonne (24), (4) destillasjonsstrømmen kjøles med den første gasstrøm i tilstrekkelig grad til at den kondenseres delvis, og den delvis kondenserte destillasjonsstrøm separeres for å tilveiebringe nevnte flyktige restgass (29) og en tilbakeløps-strøm, hvilken tilbakeløpsstrøm (27a) tilføres destillasjonskolonnen på et tilførselspunkt i kolonnens topp, (5) den oppvarmede første gasstrøm (19d) deretter tilføres destillasjonskolonnen på et første tilførselspunkt i kolonnens midtparti, (6) den ekspanderte, kjølte, andre gasstrøm (20a) tilføres destillasjonskolonnen på et andre tilførselspunkt i kolonnens midtparti, og (7) temperaturene av nevnte tilførsler til kolonnen velges slik at kolonnens toppdamptemperatur holdes slik at mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonbestanddeler utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon. (Fig. 6)

3. Fremgangsmåte ifølge krav 2, karakterisert ved at den andre gasstrøm (15) ekspanderes til nevnte lavere trykk i en arbeidsydende ekspansjonsmaskin, og at (a) den andre gasstrøm (15) - før den ekspanderes - foreligger som en delvis kondensert strøm, (b) den delvis kondenserte andre gasstrøm (15c) separeres for å tilveiebringe en dampstrøm (20) og en kondensert strøm (16), (c) dampstrømmen (20) ekspanderes i den arbeidsydende ekspansjonsmaskin og tilføres destillasjonskolonnen på et andre tilførselspunkt (20a) i kolonnens midtparti, og (d) den kondenserte strøm (16) ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjonskolonnen på et tredje tilførselspunkt (16a) i kolonnens midtparti. (Fig. 6)

4. Fremgangsmåte for separasjon av en gass (10) som inneholder methan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler og tyngre hydrocarbonbestanddeler, i en fraksjon bestående av en flyktig restgass (29, 29g) inneholdende en større andel av methanet og C2-bestanddelene og en relativt sett mindre flyktig fraksjon (30, 30a) inneholdende en større andel av C3-bestanddelene og de tyngre bestanddeler, ved hvilken: (a) gassen kjøles under trykk, slik at det fås en kjølt strøm, (b) den kjølte strøm ekspanderes til et lavere trykk, hvorved den kjøles ytterligere, og (c) den ytterligere kjølte strøm fraksjoneres ved nevnte lavere trykk, hvorved mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonfraksjoner utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon, karakterisert ved en kombinasjon av de føl-gende trinn: (1) den kjølte gasstrøm (10b,c) splittes i en første gasstrøm (19) og en andre gasstrøm (15), og den første gass-strøm (19) kjøles slik at den kondenseres praktisk talt fullstendig, og deretter ekspanderes til nevnte lavere trykk, (2) den andre gasstrøm (15) ekspanderes til nevnte lavere trykk, (3) den ekspanderte, kjølte første strøm (19b) varmeveksles med en varmere destillasjonsstrøm (25) som stiger opp fra fraksjoneringstrinnene i en destillasjonskolonne (24), (4) destillasjonsstrømmen kjøles med den første gass-strøm i tilstrekkelig grad til at den kondenseres delvis, og den delvis kondenserte destillasjonsstrøm (25a) separeres, slik at man får nevnte flyktige restgasstrøm (29) og en til-bakeløpsstrøm (27a), hvilken tilbakeløpsstrøm tilføres destil-las jonskolonnen på et tilførselspunkt i toppen av kolonnen, (5) den oppvarmede første strøm (19c) deretter til-føres kolonnen på et første tilførselspunkt i kolonnens midtparti, (6) den ekspanderte, andre strøm (20a) tilføres de-stillas jonskolonnen på ét andre tilførselspunkt i kolonnens midtparti, og (7) temperaturene av nevnte tilførsler til kolonnen velges slik at kolonnens toppdamptemperatur holdes slik at mesteparten av C3-bestanddelene og de tyngre hydrocarbonbestanddeler utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon. (Fig. 7)

5. Fremgangsmåte ifølge krav 4, karakterisert ved at den andre strøm (15) kjøles etter nevnte splitting og før ekspansjonen til nevnte lavere trykk. (Fig. 7)

6. Fremgangsmåte ifølge krav 4, karakterisert ved at den andre gasstrøm (15) ekspanderes til nevnte lavere trykk i en arbeidsydende ekspansjonsmaskin, og at (a) den andre gasstrøm (15) - før den ekspanderes - foreligger som en delvis kondensert strøm, (b) den delvis kondenserte andre gasstrøm (15) splittes for å tilveiebringe en dampstrøm (20) og en kondensert strøm (16), (c) dampstrømmen (20) ekspanderes i den arbeidsydende ekspansjonsmaskin (18) og tilføres destillasjonskolonnen på et andre tilførselspunkt (20a) i kolonnens midtparti, og (d) den kondenserte strøm (16) ekspanderes til nevnte lavere trykk og tilføres destillasjonskolonnen på et tredje tilførselspunkt (16a) i kolonnens midtparti. (Fig. 7)

7. Fremgangsmåte ifølge krav 1, 2 eller 4, karakterisert ved at temperaturene av nevnte tilførsler til kolonnen holdes slik at kolonnens toppdamptemperatur holdes slik at mesteparten av C2-bestanddelene, C3-bestanddelene og tyngre hydrocarbonbestanddeler utvinnes i den relativt sett mindre flyktige fraksjon.

8. Fremgangsmåte ifølge krav 1, 3 eller 6, karakterisert ved at i det minste deler av minst to av strømmene som utgjøres av den første strøm, den andre strøm og den kondenserte strøm slås sammen for å danne en sammenslått strøm, og at denne sammenslåtte strøm tilføres kolonnen på et tilførselspunkt i kolonnens midtre parti.

9. Fremgangsmåte ifølge krav 2 eller 4, karakterisert ved at i det minste deler av nevnte første gasstrøm (19) og nevnte andre gasstrøm (20) slås sammen for dannelse av én strøm, og at denne sammenslåtte strøm tilføres kolonnens (24) midtparti. (Fig. 4)

10. Fremgangsmåte ifølge krav 1, 3 eller 6, karakterisert ved at: (a) den kondenserte strøm (16) kjøles og separeres i en første del (39) og en andre del (37), (b) den første del ekspanderes (17) til nevnte lavere trykk og tilføres i kolonnens (24) midtre parti, og (c) den andre del (37) tilføres i den øvre del av kolonnens (24) midtparti. (Fig. 10)

11. Fremgangsmåte ifølge krav 10, karakterisert ved at (a) i det minste en del av nevnte andre del (37) føres sammen med den første gasstrøm (19), slik at det dannes en sammenslått strøm, og at denne strøm varmeveksles (21,23) med destillasjonsstrømmen (29) og deretter tilføres i kolonnens (24) midtparti, og (b) den gjenværende del av nevnte andre del (37) ekspanderes (38) til nevnte lavere trykk og tilføres kolonnen (24) på et annet tilførselspunkt i kolonnens midtparti. (Fig. 10)

12. Fremgangsmåte ifølge krav 10, karakterisert ved at den første del (39) ekspanderes (17), varmeveksles (40) med den kondenserte strøm (16) og deretter tilførés kolonnen (24) i den nedre del av dens midtparti. (Fig. 10)

13. Fremgangsmåte ifølge krav 10, karakterisert ved at den første del (39) ekspanderes (17) til nevnte lavere trykk, og at i det minste en del av den ekspanderte andre del (37) føres sammen med den ekspanderte, kjølte første gasstrøm (19), slik at det dannes én strøm (19b), og at denne sammenslåtte strøm varmeveksles (23) med destillasjonsstrømmen (25) og deretter tilføres i kolonnens (24) midtparti. (Fig. 10)