NO312858B1 - Fremgangsmåte for fremstilling av etan og system for utförelse av fremgangsmåten - Google Patents

Fremgangsmåte for fremstilling av etan og system for utförelse av fremgangsmåten Download PDF

Info

Publication number
NO312858B1
NO312858B1 NO19985109A NO985109A NO312858B1 NO 312858 B1 NO312858 B1 NO 312858B1 NO 19985109 A NO19985109 A NO 19985109A NO 985109 A NO985109 A NO 985109A NO 312858 B1 NO312858 B1 NO 312858B1
Authority
NO
Norway
Prior art keywords
stream
steam
residual gas
methane
fractionating
Prior art date
Application number
NO19985109A
Other languages
English (en)
Other versions
NO985109D0 (no
NO985109L (no
Inventor
James N Sorensen
Original Assignee
Mcdermott Engineers & Construc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Mcdermott Engineers & Construc filed Critical Mcdermott Engineers & Construc
Publication of NO985109D0 publication Critical patent/NO985109D0/no
Publication of NO985109L publication Critical patent/NO985109L/no
Publication of NO312858B1 publication Critical patent/NO312858B1/no

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G5/00—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas
    • C10G5/06—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas by cooling or compressing
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/72—Refluxing the column with at least a part of the totally condensed overhead gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte og et system for fremstilling av etan og tyngre hydrokarbonkomponenter fra naturgass under samtidig generering av en gass-strøm som primært består av metan.
Det foreligger i dag mange metoder for opparbeiding av hydrokarbongasser. Enkelte typiske eksempler på isolering og ekstrahering av ønskede komponenter av de høyere karbongasser er beskrevet i US 4,680,042, 4,696,688, 4,832,718 og 4,883,515. Disse patenter beskriver generelt fjerning av et metanrikt gassprodukt fra en innløpsgass-strøm mens det også genereres en produktstrøm inneholdende etan, propan, butan og andre tyngre hydrokarbonkomponenter. Isoleringen av metan gjennomføres ved å returnere et magert oppløsningsmiddel fra en hydrokarbonproduktkolonne å injisere dette nær toppen av en ekstraktor-stripper (ES) kolonne. Dette magre oppløsningsmiddel benyttes for å absorbere de tyngre hydrokarbonkomponenter efter hvert som rågass mates til ekstraktor/stripperkolonnen. På denne måte blir metanrikt gassprodukt fjernet fra toppen av ekstraktor/stirpperkolonnen.
Ytterligere metoder for opparbeiding av hydrokarbongass er beskrevet i US 4,854,955, US 4,869,740, 4,889,545 og 5,275,005. Disse patenter beskriver alle ekspandering av damp som mottas fra en separator før avlevering av denne til en destillasjonskolonne.
US 5.325.673 beskriver en fremgangsmåte for forbehandling av en naturgass-strøm ved bruk av en enkelt skrubbekolonne for å fjerne for å fjerne utfrysbare C5+-komponenter. Denne metode består i mating av en naturlig gass-strøm til et matepunkt på en skrubbekolonne som arbeider i det vesentlige som en absorbsjonskolonne hvori de tunge komponenter absorberes fra mategassen ved bruk av et flytende tilbakeløp som i det vesentlige er fritt for slike C5+-komponenter. Dette patent beskriver også at tilbakeløpsstrøm-men kan være over topp damp-kondensat med en temperatur rundt -40°C eller metanrik, flytendegjort naturgass (LNG) eller en kombinasjon av LNG og damp-kondensat.
US 4,157,904 og 4,278,457 angår hydrokarbongass-opparbeiding. Disse patenter angår fremstilling av etan og propan fra en gass-strøm og særlig en naturgass-strøm inneholdende karbongass-dioksyd i en mengde av over 0,02 mol-%.
Det foreligger fremdeles et behov for en etanfremstillingsprosess som øker etanutbyttet opp til et nivå på rundt 99 % uten økning i anleggets restkompresjonsenergi. Alternativt vil en forbedret prosess kunne gi en 96 % etanutvinning med rundt 10 % av restgass-kompresjonsenergien. Dette kan resultere i signifikante omkostningsbesparelser. Foreliggende oppfinnelse tar sikte på å løse de ovenfor stilte mål og angår i et første aspekt en fremgangsmåte for fremstilling av etan, omfattende: lokalisering av en separator nedstrøms en varmeveksler for mottak av avkjølt
naturgassmate-strøm;
separering av den avkjølte naturgassmate-strøm i en øvre dampstrøm og en nedre
væskestrøm;
og denne fremgangsmåte karakteriseres ved:
deling av den øvre dampstrøm i en første, en andre og en tredje dampstrøm; føring av den nedre væskestrøm fra separatoren til midtregionen av en demetani sator;
føring av den første dampstrøm gjennom en ekspander og inn i en øvre midtseksjon av demetanisatoren;
føring av den andre dampstrøm inn i bunnregionen av en fraksjoneringskolonne; føring av den tredje dampstrøm inn i midtregionen av en fraksjoneringskolonne; føring av en bunnstrøm fra fraksjoneirngskolonne til det øvre område av demetanisatoren; og
produsering av en øvre metanrestgass-strøm og en nedre bunn-naturgass- væske-strøm ved hjelp av demetanisatoren.
I et andre aspekt angår oppfinnelsen et system for utførelse av fremgangsmåten som beskrevet ovenfor og dette system karakteriseres ved at det omfatter en apparatur med: separeringsmidler konstruert for å motta en avkjølt naturgassmate-strøm idet separeringsmidlene deler den avkjølte, naturgassmate-strøm i en øvre dampstrøm
og en nedre væskestrøm;
oppdelingsinnretninger forbundet med separeringsmidlene og som mottar den øvre dampstrøm derfra idet oppdelingsmidlene deler dampstrømmen i tre strøm-mer, en første, andre og en tredje dampstrøm;
destillasjonsmidler anordnet nedstrøms separeringsmidlene og oppdelings innretningene idet destillasjonsmidlene tilveiebringer en bunnetanproduktstrøm og en øvre metan restgass-strøm idet destillasjonsmidlene er forbundet med separeringsmidlene og tar i mot den nedre lavere væskestrøm i et midtre område av destillasjonsmidlene hvorved destillasjonsmidlene videre mottar den første dampstrøm fra separeringsmidlene i en øvre midtseksjon derav; og
fraksjoneirngsmidler forbundet med separeringsmidlene og destillasjonsmidlene hvorved fraksjoneirngsmidlene tar i mot den andre og tredje dampstrøm for separering av metan derfra og å tilveiebringe en bunnstrøm som topp-tilbakeløp til destillasjonsmidlene.
Foreliggende oppfinnelse er som nevnt ovenfor rettet mot å løse problemer forbundet med systemer og prosesser ifølge den kjente teknikk ved å tilveiebringe en forbedret etanfremstillingsprosess og -system som deler en dampstrøm generert fra en separator i 3 strømmer. En av strømmene som er ca. 70 % av dampstrømmen går gjennom en turboekspander og trer inn i en demetaniseirngskolonne i den øvre midtseksjon. Den andre strøm trer inn i bunnen av en ytterligere fraktureringskolonne ved et redusert trykk for å strippe metan fra det fraksjonerte kolonne-bunnprodukt. Den tredje strøm som er ca. 20 % av den opprinnelige dampstrøm blir partielt kondensert før innføring i midten av fraksjoneringskolonnen. Den ytterligere fraksjoneirngskolonne produserer topp-tilbakeløp til demetaniseirngskolonnen med et så høyt innhold av metan som mulig. Bunnproduktet fra fraksjoneringskolonnen gir etan og tyngre hydrokarboner. Foreliggende oppfinnelse er en forbedring av den etanfremstillingsprosess som er beskrevet i US 4,278,457 når det gjelder mengden av etan og produksjon som oppnås uten økning i anvendt energi.
Ved oppfinnelsens fremgangsmåte og system kan man oppnå en øket etanfremstilling til rundt 99 % uten å måtte øke anleggets restgasskompresjonsenergi.
For en bedre forståelse av oppfinnelsen, dens driftsfordeler og de spesielle gjenstander som oppnås ved dens bruk, skal det henvises til de vedlagte figurer sett i sammenheng med den følgende beskrivelse av foretrukne utførelsesformer.
I tegningene viser:
figur 1 et skjematisk diagram av etanfremstillingssystemet og -prosessen ifølge
oppfinnelsen; og
figur 2 et skjematisk diagram av en utførelsesform av prosessen ifølge oppfinnelsen.
Under henvisning til figurene der like tall henviser til like eller tilsvarende trekk, og i særdeleshet til figur 1, vises skjematisk systemet og fremgangsmåten (2) ifølge oppfinnelsen. Den avkjølte naturmatestrøm (14) trer inn i separatoren (16) der mate-strømmen separeres i en dampstrøm (30) og væskestrøm (18). Væskestrømmen (18) passerer gjennom en ventil (24) der dens trykk reduseres til en væskestrøm (36) med lavere trykk som trer inn i det sentrale området eller midtkolonne av en destillasjonskolonne eller en demetanisator via rørledningen (36).
Dampstrømmen (30) deles i 3 strømmer med egnede, ikke-viste oppdelingsmidler. Den første strøm (40) som utgjør ca. 70 % på mol-%-basis av dampstrømmen (30) passerer gjennom en ekspansjonsinnretning (22), for eksempel en turboekspander, og trer inn i demetanisatoren (20) i det øvre midtområdet. Den andre strøm (39) som utgjør ca. 10 % på mol-%-basis av dampstrømmen (30) føres gjennom en ventil (26) som reduserer trykket i dampstrømmen og den trer så inn i bunnen av en fraksjoneirngskolonne (21). Denne strøm (39) stripper metan fra bunnproduktet i fraksjoneringskolonnen (21) mot-strøms. Den tredje strøm (38) som utgjør ca. 20 % på mol-%-basis av dampstrømmen (30) blir partielt kondensert ved kryssveksling med kold restgass (74) i varmeveksleren
(32) før den trer inn i midten av fraksjoneringskolonnen (21) via rørledningen (34). Formålet med fraksjoneringskolonnen (21) er å produsere topp-tilbakeløpet til demetanisatoren (20) med et så høyt innhold av metan som mulig. Bunnproduktet (48) passerer gjennom varmeveksleren (46) der det avkjøles ytterligere og føres så gjennom en ventil (42b) som reduserer trykket når den trer inn i demetanisatoren (20) i toppområdet av denne gjennom rørledningen (44b). Fraksjoneringskolonnen (21) arbeider ved et trykk rundt 5000 kPa (ab) for å ligge innenfor væske/dampfase-omhyllingen. Bunnproduktstrømmen (48) trer inn i demetanisatoren ved ca. 4 bunn fra toppen av demetanisatoren. En demetanisator benytter vanligvis et antall av 10 til 15 teoretiske trinn avhengig av innløpsgassen (10), prosessbetingelsene og økonomiske faktorer. Før inn-treden i demetanisatoren blir strømmen (48) avkjølt ved kryssveksling med en del av restgass-strømmen (50) fra toppen av demetanisatoren (20). Efter at den er avkjølt blir strømmen (40) trykkavlastet. Topp-produktet (52) fra fraksjoneringskolonnen (21) blir kondensert fullstendig og underkjølt ved varmeveksleren (54) med en del av restgass-strømmen (50) fra demetanisatoren (20). Den avkjølte strøm (58) splittes med egnede, ikke viste midler i strømmer (56,44a). Strømmen (56) refluxeres tilbake til fraksjoneringskolonnen (21) med en tilbakeløpspumpe (60) for å øke hovedtrykket på strøm-men for avlevering av denne til toppen av fraksjoneringskolonnen (21). Strømmen (44a) passerer gjennom ventilen (42a) der den trykkavlastes når den trer inn i toppen av demetanisator-kolonnen (20). Demetanisatorkolonnen (20) er konstruert for å fraksjonere
metan fra etan og tyngre hydrokarbonkomponenter. Restgass-strømmen (50) som genereres fra demetanisatoren (20) er rik på metan og konsentrasjonen av etan og andre tyngre hydrokarbonkomponenter er betydelig redusert. Bunnstrømmen (62) inneholder all eller så og si all etan, propan, butan og tyngre komponenter som til å begynne med fm-
nes i naturgass-matestrømmen (10) og inneholder relativt små konsentrasjoner av metan. Denne bunnstrøm (62) er NGL (naturlige gass-væsker) produkter hvori det oppnås en etangjenvinning på ca. 99 % på mol-%-basis uten økning i anleggets restgasskompresjonsenergi sammenlignet med andre systemer.
Restgass-strømmen (50) fra toppen av demetanisatoren (20) deles der en del føres gjennom varmeveksleren (54) og den andre del går gjennom varmeveksleren (46). Restgass-strømmen (50) blir så senere rekombinert til en strøm (74) og ført gjennom varmeveksleren (32) og derefter ført gjennom ikke viste varmevekslere. Efter at restgass-strømmen (74) er.oppvarmet på denne måte går den gjennom en ikke vist kompressor som øker trykket og resulterer i en restgass-strøm som i det vesentlige består av metan og kun mindre mengder etan eller andre tyngre hydrokarboner.
Den forbedrede etanfremstillingsprosess ifølge oppfinnelsen øker etanfremstillingen fra 96,0 % til rundt 99 % uten økning i anleggets restkompresjonsenergi.
Under henvisning til figur 2 vises det i en utførelsesform av systemet og prosessen iføl-ge oppfinnelsen. Dette system er generelt angitt som (4) og er meget likt systemet (2) som vist i figur (1). Naturgass-råstoff (10) avkjøles i en varmeveksler (12) i en kryssveksling med strømmer generert fra prosessen. Systemet (4) arbeider på den måte som er beskrevet tidligere under henvisning til systemet (2) der like henvisningstall angir like trekk for å oppnå tilsvarende resultater. Restgass-strømmen 74 går så gjennom nok ytterligere en varmeveksler (35) for å avkjøle bunnstrømmen (62), noe som resulterer i underkjøling av NGL for avkjølt lagring. Restgass-strømmen (74) trer efter at den har gått gjennom varmeveksleren (35) inn på kompressorsiden 65 av expander/ kompressoren (22), (65) der den så mates til restgass-kompressoren som kan bestå av et eller flere trinn (67) (70). Det første trinnets utslipps-strøm (78) går til en omkoker (84) som tilveiebringer varme til demetaniseringskolonnen. Den avkjølte restgass-strøm (80) passerer til en kompressor (70) der den komprimerer og trer ut som en restgass (72).
Et typisk eksempel på prosessen (4) vil være som følger med de spesifiserte tempera-turer (°C) og trykk (kPa) (ab) som betyr kiloPascal i absolutt mål. Naturgass-mate-strømmen (10) trer inn i en varmeveksler (12) ved en temperatur rundt -12°C og ved et omtrentlig trykk på 6490 kPa. Når den avkjølte matestrøm trer ut av varmeveksleren (12) har den en temperatur på -29°C og et omtrentlig trykk på 6405 kPa. Mategass-strømmen separeres i en dampstrøm (30) og en væskestrøm (18). Væskestrømmen (18) befinner seg ved en temperatur på 29°C og har et omtrentlig trykk på 6405 kPa. Efter at væskestrømmen (18) har gått gjennom ventilen (24) blir dens trykk redusert til rundt 1490 kPa. Dampstrømmen (30) splittes til 3 strømmer (38), (39), og (40) der den første dampstrøm (40) trer inn i ekspansjonsinnretningen (22) ved en temperatur rundt -29°C. Når den første dampstrøm passerer gjennom ekspansjonsinnretningene (22) har den en omtrentlig temperatur på -84,3 8°C og et omtrentlig trykk på 1480 kPa. Den andre del (39) av dampstrømmen (30) passerer gjennom ventilen (26) der dens trykk reduseres fra 6405 kPa til rundt 50,55 kPa og en temperatur rundt -37,2°C. Den tredje del (38) av dampstrømmen (30) passerer gjennom varmeveksleren (32) der den avkjøles til en temperatur rundt 69,5°C og ventilen (28) reduserer dens trykk til rundt 5015 kPa. I fraksjoneringskolonnen (21) har bunn-væskestrømmen (48) et trykk på rundt 5050 kPa og en temperatur på -62,63°C. Temperaturen for denne flytende del reduseres ytterligere til - 94,47°C når den passerer gjennom varmeveksleren (46) og trykket reduseres ytterligere efter å ha passert gjennom ventilen (42b) til rundt 1470 kPa efter hvert som den trer inn i demetanisatoren (20). Toppdelen (52) forlater fraksjoneringskolonnen (21) ved et trykk på rundt 5010 kPa og en temperatur på -75,76°C. Strømmen (42) blir ytterligere avkjølt i en varmeveksler (54) til en temperatur på -113,56°C og et trykk rundt 49,66 kPa. En del (56) av strømmen (58) pumpes tilbake til toppområdet av fraksjoneringskolonnen (21) mens den andre del sendes via rørledningen (44a) til toppen av demetanisatoren (20) ved et redusert trykk på 1452 kPa efter å ha passert gjennom ventilen (52a). Restgass-strømmen (50) forlater toppen av demetanisatoren (20) ved en temperatur rundt - 115,18°C og et trykk på 1452 kPa. Restgass-strømmen (50) deles i én del som passerer gjennom varmeveksleren (54) og den andre del passerer gjennom varmeveksleren (46) der de eventuelt rekombineres i en ikke vist kombinator med et trykk på rundt 1417 kPa og en temperatur rundt -74,8°C. Restgass-strømmen (74) passerer så gjennom varmevekslere (32) og (35) og trer inn i kompressoren (65) ved en temperatur rundt -38,93°C og et trykk på 1347 kPa. Efter føring gjennom første trinns restgass-kompressoren (97) har restgass-strømmen en temperatur rundt 31,35°C og et trykk rundt 3034 kPa. Restgass-strømmen (80) trer inn i annet-trinns-restgasskompressoren (70) ved et trykk rundt 2965 kPa og en temperatur rundt -9,22°C. Kompressoren (70) øker trykket opp til rundt 6677 kPa og en temperatur rundt 66,34°C for rest-gassen 72 som primært består av metan med relativt lave og sågar ikke-signifikante mengder etan, propan, butan og lignen-de. Bunndelen 62 som trer ut av demetanisatoren (20) har et trykk rundt 1492 kPa og en temperatur på rundt -12,06°C. Varmeveksleren (65) avkjøler ytterligere bunn NGL til en temperatur på rundt -24°C og et trykk rundt 1457 kPa.
Mens spesifikke utførelsesformer av oppfinnelsen er vist og beskrevet i detalj for å il-lustrere anvendelsene og prinsippene ved oppfinnelsen kan selvfølgelig visse modifikasjoner og forbedringer være aktuelle slik fagmannen vil se efter å ha lest den foregående beskrivelse. Slike modifikasjoner og forbedringer er her utelatt for enkelhets skyld men ligger klart innenfor rammen av de ledsagende krav.

Claims (12)

1. Fremgangsmåte for fremstilling av etan, omfattende: lokalisering av en separator nedstrøms en varmeveksler for mottak av avkjølt naturgassmate-strøm; separering av den avkjølte naturgassmate-strøm i en øvre dampstrøm og en nedre væskestrøm; karakterisert veddeling av den øvre dampstrøm i en første, en andre og en tredje dampstrøm; føring av den nedre væskestrøm fra separatoren til midtregionen av en demetani sator; føring av den første dampstrøm gjennom en ekspander og inn i en øvre midt seksjon av demetanisatoren; føring av den andre dampstrøm inn i bunnregionen av en fraksjoneringskolonne; føring av den tredje dampstrøm inn i midtregionen av en fraksjoneringskolonne; føring av en bunnstrøm fra fraksjoneirngskolonne til det øvre område av deme tanisatoren; og produsering av en øvre metanrestgass-strøm og en nedre bunn-naturgass- væske- strøm ved hjelp av demetanisatoren.
2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at den videre omfatter å føre en del av den øvre metanrestgass-strøm til fraksjoneringskolonnen.
3. Fremgangsmåte ifølge krav 2, karakterisert ved at den videre omfatter å tilveiebringe en bunnstrøm ved hjelp av fraksjoneringskolonnen og å føre denne til det øvre området av demetanisatoren.
4. System for utførelse av fremgangsmåten ifølge krav 1, karakterisert ved at det omfatter en apparatur med: separeringsmidler konstruert for å motta en avkjølt naturgassmate-strøm idet separeringsmidlene deler den avkjølte, naturgassmate-strøm i en øvre dampstrøm og en nedre væskestrøm; oppdelingsinnretninger forbundet med separeringsmidlene og som mottar den øvre dampstrøm derfra idet oppdelingsmidlene deler dampstrømmen i tre strømmer, en første, andre og en tredje dampstrøm; destillasjonsmidler anordnet nedstrøms separeringsmidlene og oppdelings innretningene idet destillasjonsmidlene tilveiebringer en bunnetanproduktstrøm og en øvre metan restgass-strøm idet destillasjonsmidlene er forbundet med separeringsmidlene og tar i mot den nedre lavere væskestrøm i et midtre område av destillasjonsmidlene hvorved destillasjonsmidlene videre mottar den første dampstrøm fra separeringsmidlene i en øvre midtseksjon derav; og fraksjoneirngsmidler forbundet med separeringsmidlene og destillasjonsmidlene hvorved fraksjoneirngsmidlene tar i mot den andre og tredje dampstrøm for separering av metan derfra og å tilveiebringe en bunnstrøm som topp-tilbakeløp til destillasjonsmidlene.
5. System ifølge krav 4, karakterisert ved at den andre dampstrøm trer inn i fraksjoneirngsmidlene i et bunnområde.
6. System ifølge krav 5, karakterisert ved at den tredje dampstrøm trer inn i fraksjoneirngsmidlene i et midtre område av disse.
7. System ifølge krav 6, karakterisert ved at apparature-ne videre omfatter en varmeveksler forbundet med separeringsmidlene for avkjøling av den tredje dampstrøm før fraksjoneringsmidlene.
8. System ifølge krav 4, karakterisert ved at apparaturen videre omfatter kompresjonsmidler lokalisert nedstrøms destillasjonsmidlene for komp-rimering av den øvre metanrestgass-strøm.
9. System ifølge krav 4, karakterisert ved at destillasjonsmidlene omfatter en demetanisator.
10. System ifølge krav 4, karakterisert ved at fraksjoneringsmidlene omfatter en absorber.
11. System ifølge krav 4, karakterisert ved at apparaturen videre omfatter en varmeveksler for avkjøling av naturgass-matestrømmen og oppvarming av den øvre metanrestgass-strøm.
12. System ifølge krav 8, karakterisert ved at apparaturen videre omfatter et antall varmevekslere for oppvarming av den øvre metanrestgass-strøm.
NO19985109A 1997-11-04 1998-11-02 Fremgangsmåte for fremstilling av etan og system for utförelse av fremgangsmåten NO312858B1 (no)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US08/963,923 US5953935A (en) 1997-11-04 1997-11-04 Ethane recovery process

Publications (3)

Publication Number Publication Date
NO985109D0 NO985109D0 (no) 1998-11-02
NO985109L NO985109L (no) 1999-05-05
NO312858B1 true NO312858B1 (no) 2002-07-08

Family

ID=25507906

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
NO19985109A NO312858B1 (no) 1997-11-04 1998-11-02 Fremgangsmåte for fremstilling av etan og system for utförelse av fremgangsmåten

Country Status (4)

Country Link
US (1) US5953935A (no)
CA (1) CA2252342C (no)
GB (1) GB2330900B (no)
NO (1) NO312858B1 (no)

Families Citing this family (51)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6354105B1 (en) 1999-12-03 2002-03-12 Ipsi L.L.C. Split feed compression process for high recovery of ethane and heavier components
US6244070B1 (en) * 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
US6453698B2 (en) 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
US6755965B2 (en) 2000-05-08 2004-06-29 Inelectra S.A. Ethane extraction process for a hydrocarbon gas stream
AU7158701A (en) * 2000-08-11 2002-02-25 Fluor Corp High propane recovery process and configurations
FR2821351B1 (fr) * 2001-02-26 2003-05-16 Technip Cie Procede de recuperation d'ethane, mettant en oeuvre un cycle de refrigeration utilisant un melange d'au moins deux fluides refrigerants, gaz obtenus par ce procede, et installation de mise en oeuvre
US6425266B1 (en) 2001-09-24 2002-07-30 Air Products And Chemicals, Inc. Low temperature hydrocarbon gas separation process
FR2831656B1 (fr) * 2001-10-31 2004-04-30 Technip Cie Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes
EP1454103B1 (en) * 2001-11-09 2007-06-20 Fluor Corporation Configurations and methods for improved ngl recovery
US6823692B1 (en) 2002-02-11 2004-11-30 Abb Lummus Global Inc. Carbon dioxide reduction scheme for NGL processes
US7475566B2 (en) * 2002-04-03 2009-01-13 Howe-Barker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
US6941771B2 (en) * 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
AU2002303849B2 (en) * 2002-05-20 2006-05-25 Fluor Technologies Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
US7484385B2 (en) * 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
US7079034B2 (en) * 2003-02-03 2006-07-18 Ingrid, Inc. RFID transponder for a security system
WO2005045338A1 (en) * 2003-10-30 2005-05-19 Fluor Technologies Corporation Flexible ngl process and methods
US7159417B2 (en) * 2004-03-18 2007-01-09 Abb Lummus Global, Inc. Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams
MY141887A (en) * 2004-07-12 2010-07-16 Shell Int Research Treating liquefied natural gas
US7165423B2 (en) * 2004-08-27 2007-01-23 Amec Paragon, Inc. Process for extracting ethane and heavier hydrocarbons from LNG
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
JP5155147B2 (ja) 2005-03-16 2013-02-27 フュエルコア エルエルシー 合成炭化水素化合物を生成するためのシステム、方法、および組成物
MX2007015603A (es) * 2005-07-07 2008-02-21 Fluor Tech Corp Metodos y configuraciones de recuperacion de liquidos del gas natural.
CA2536075C (en) * 2006-01-31 2011-03-22 Expansion Power Inc. Method of conditioning natural gas in preparation for storage
US9316433B2 (en) * 2006-06-27 2016-04-19 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery methods and configurations
EP2054685A2 (en) * 2006-08-23 2009-05-06 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and apparatus for treating a hydrocarbon stream
US20080098770A1 (en) * 2006-10-31 2008-05-01 Conocophillips Company Intermediate pressure lng refluxed ngl recovery process
EP2185878A1 (en) * 2007-08-14 2010-05-19 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for improved natural gas liquids recovery
FR2923000B1 (fr) * 2007-10-26 2015-12-11 Inst Francais Du Petrole Procede de liquefaction d'un gaz naturel avec recuperation amelioree de propane.
US8973398B2 (en) 2008-02-27 2015-03-10 Kellogg Brown & Root Llc Apparatus and method for regasification of liquefied natural gas
US8381544B2 (en) * 2008-07-18 2013-02-26 Kellogg Brown & Root Llc Method for liquefaction of natural gas
CA2734853A1 (en) * 2008-10-07 2010-04-15 Exxonmobil Upstream Research Company Helium recovery from natural gas integrated with ngl recovery
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
AU2011349713B2 (en) 2010-12-23 2015-04-09 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
CA3084911A1 (en) 2011-06-20 2012-12-27 Fluor Technologies Corporation Ngl plant for c2+ hydrocarbon recovery
CA2772479C (en) 2012-03-21 2020-01-07 Mackenzie Millar Temperature controlled method to liquefy gas and a production plant using the method.
CA2790961C (en) 2012-05-11 2019-09-03 Jose Lourenco A method to recover lpg and condensates from refineries fuel gas streams.
CA2798057C (en) 2012-12-04 2019-11-26 Mackenzie Millar A method to produce lng at gas pressure letdown stations in natural gas transmission pipeline systems
CA2813260C (en) 2013-04-15 2021-07-06 Mackenzie Millar A method to produce lng
CN104194853B (zh) * 2014-07-04 2016-06-15 韩俊义 一种甲烷含量15-40%的含氧煤层气提纯制备lng的装置及工艺
WO2016023098A1 (en) 2014-08-15 2016-02-18 1304338 Alberta Ltd. A method of removing carbon dioxide during liquid natural gas production from natural gas at gas pressure letdown stations
US10808999B2 (en) 2014-09-30 2020-10-20 Dow Global Technologies Llc Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant
CA2997628C (en) 2015-09-16 2022-10-25 1304342 Alberta Ltd. A method of preparing natural gas at a gas pressure reduction stations to produce liquid natural gas (lng)
WO2017056022A1 (en) 2015-09-29 2017-04-06 Sabic Global Technologies B.V. Cryogenic separation of light olefins and methane from syngas
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
CA3033088A1 (en) 2016-09-09 2018-03-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting ngl plant for high ethane recovery
CA3063539A1 (en) 2017-05-24 2018-11-29 Basf Corporation Gas dehydration with mixed adsorbent/desiccant beds
MX2020002413A (es) * 2017-09-06 2020-09-17 Linde Eng North America Inc Metodos para proporcionar refrigeracion en plantas de recuperacion de liquidos del gas natural.
RU2753751C1 (ru) * 2020-10-08 2021-08-23 Общество С Ограниченной Ответственностью "Пегаз Инжиниринг" Установка комплексной подготовки газа с повышенным извлечением газового конденсата
RU2753755C1 (ru) * 2020-10-21 2021-08-23 Общество С Ограниченной Ответственностью "Пегаз Инжиниринг" Установка комплексной подготовки газа с увеличенным извлечением газового конденсата
RU2753754C1 (ru) * 2020-10-21 2021-08-23 Общество С Ограниченной Ответственностью "Пегаз Инжиниринг" Установка комплексной подготовки газа переменного расхода

Family Cites Families (24)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4157904A (en) * 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
CA1048397A (en) * 1976-08-09 1979-02-13 Ortloff Corporation (The) Hydrocarbon gas processing
US4278457A (en) * 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4883515A (en) * 1982-05-03 1989-11-28 Advanced Extraction Technologies, Inc. Processing hydrocarbon gases with selected physical solvents
US4832718A (en) * 1982-05-03 1989-05-23 Advanced Extraction Technologies, Inc. Processing nitrogen-rich, hydrogen-rich, and olefin-rich gases with physical solvents
US4453958A (en) * 1982-11-24 1984-06-12 Gulsby Engineering, Inc. Greater design capacity-hydrocarbon gas separation process
US4519824A (en) * 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
US4617039A (en) * 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
US4680042A (en) * 1985-12-13 1987-07-14 Advanced Extraction Technologies, Inc. Extractive stripping of inert-rich hydrocarbon gases with a preferential physical solvent
US4696688A (en) * 1985-12-13 1987-09-29 Advanced Extraction Technologies, Inc. Conversion of lean oil absorption process to extraction process for conditioning natural gas
US4687499A (en) * 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4698081A (en) * 1986-04-01 1987-10-06 Mcdermott International, Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents utilizing a fractionator
US4695303A (en) * 1986-07-08 1987-09-22 Mcdermott International, Inc. Method for recovery of natural gas liquids
US4869740A (en) * 1988-05-17 1989-09-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4854955A (en) * 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4851020A (en) * 1988-11-21 1989-07-25 Mcdermott International, Inc. Ethane recovery system
US4889545A (en) * 1988-11-21 1989-12-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5275005A (en) * 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5325673A (en) * 1993-02-23 1994-07-05 The M. W. Kellogg Company Natural gas liquefaction pretreatment process
US5568737A (en) * 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) * 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
US5685170A (en) * 1995-11-03 1997-11-11 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Propane recovery process
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890377A (en) * 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process

Also Published As

Publication number Publication date
GB9824166D0 (en) 1998-12-30
GB2330900A (en) 1999-05-05
CA2252342A1 (en) 1999-05-04
CA2252342C (en) 2003-07-01
US5953935A (en) 1999-09-21
GB2330900B (en) 2001-07-25
NO985109D0 (no) 1998-11-02
NO985109L (no) 1999-05-05

Similar Documents

Publication Publication Date Title
NO312858B1 (no) Fremgangsmåte for fremstilling av etan og system for utförelse av fremgangsmåten
US4617039A (en) Separating hydrocarbon gases
JP5620927B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
CA2440142C (en) Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
JP4571934B2 (ja) 炭化水素ガス処理
USRE33408E (en) Process for LPG recovery
JP5770870B2 (ja) 等圧オープン冷凍ｎｇｌ回収
RU2701018C2 (ru) Способ увеличения выхода этилена и пропилена на установке получения пропилена
AU2010295870A1 (en) Hydrocarbon gas processing
NO158478B (no) Fremgangsmaate for separering av nitrogen fra naturgass.
CA2763714C (en) Hydrocarbon gas processing
RU2658010C2 (ru) Способы разделения углеводородных газов
CA2764630C (en) Hydrocarbon gas processing
US11884621B2 (en) System, apparatus, and method for hydrocarbon processing
EP2553365A1 (en) Hydrocarbon gas processing
AU2011233590B2 (en) Hydrocarbon gas processing
AU2011233648B2 (en) Hydrocarbon gas processing
EP2553368A1 (en) Hydrocarbon gas processing
AU2011238799A1 (en) Hydrocarbon gas processing

Legal Events

Date Code Title Description
MM1K Lapsed by not paying the annual fees

Free format text: LAPSED IN MAY 2003