NO322415B1 - Fremgangsmate for separasjon av en gasstrom - Google Patents

Description

BAKGRUNN FOR OPPFINNELSEN

Denne oppfinnelse angår en fremgangsmåte for separasjon av en gasstrøm som inneholder hydrokarboner.

Etylen, etan, propylen, propan og/eller tyngre hydrokarboner kan utvinnes fra en rekke forskjellige gasser, som for eksempel naturgass, raffinerigass og syntetiske gas-strømmer oppnådd fra andre hydrokarbonmaterialer, som for eksempel kull, råolje, nafta, oljeskifer, tjæresand og lignitt. Naturgass inneholder vanligvis en større andel metan og etan, dvs. metan og etan omfatter til sammen minst 50 mol% av gassen. Gassen inneholder også forholdsvis mindre mengder tyngre hydrokarboner, som for eksempel propan, butaner, pentaner og lignende, samt hydrogen, nitrogen, karbondioksid og andre gasser.

Den foreliggende oppfinnelse angår generelt utvinning av etylen, etan, propylen, propan og tyngre hydrokarboner fra slike gasstrømmer. En typisk analyse for gasstrøm-men som skal behandles i henhold til oppfinnelsen, vil være, i omtrentlig molprosent, 92,12 % metan, 3,96 % etan og andre C2-bestanddeler, 1,05 % propan og andre Cr bestanddeler, 0,15 % iso-butan, 0,21 % n-butan, 0,11 % pentaner pluss, idet resten utgjøres av nitrogen og karbondioksid. Svovelholdige gasser er også enkelte ganger til stede.

De historiske sykliske fluktuasjoner i prisene på såvel naturgass som dennes naturgassvæske-bestanddeler (NGL) har til tider redusert verdiforøkelsen av etan, etylen, propan, propylen og tyngre bestanddeler som væskeprodukter. Konkurransen om prosesseringsrettigheter har tvunget operatørene av anlegg til å maksimere prosesserings-kapasiteten og utvinningsvirkningsgraden ved deres gassprosesseringsanlegg. Tilgjengelige prosesser for å skille ut disse materialer, innbefatter slike som er basert på avkjøling og kjøling av gass, oljeabsorpsjon og absorpsjon av nedkjølt olje. I tillegg er fryseproses-ser blitt populære på grunn av tilgjengeligheten av rimelig utstyr som produserer energi, samtidig som det foretas ekspansjon av og utvinning av varme fra gassen som behandles. Avhengig av gasskildens trykk, dens rikholdighet (innholdet av etan, etylen og tyngre hydrokarboner) og de ønskede sluttprodukter kan hver av disse prosesser eller en kombinasjon av slike benyttes.

Den kryogene ekspansjonsprosess foretrekkes nå generelt for utvinning av naturgassvæsker, fordi den frembyr maksimal enkelhet, med enkel oppstarting, fleksibel drift, god virkningsgrad, sikkerhet og god pålitelighet. Relevante prosesser beskrives i US patentskrifter nr. 4157904; 4171964; 4185978; 4251249; 4278457; 4519824; 4617039; 4687499; 4689063; 4690702; 4854955; 4869740; 4889545; 5275005; 5555748; 5568737; 5771712; 5799507; 5881569; 5890378, nyutgitt US patentskrift nr. 33408 og den samtidig løpende US patentsøknad nr. 09/054802 (skjønt beskrivelsen av den foreliggende oppfinnelse i enkelte tilfeller er basert på andre prosesseringsbetingelser enn dem som er angitt i de ovennevnte US patentskrifter og patentsøknader).

I en typisk kryogen ekspansjonsutvinningsprosess kjøles en tilført gasstrøm under trykk ved varmeveksling med andre strømmer i prosessen og/eller eksterne kilder for kjøling, som for eksempel et propankomprimerings- og kjølesystem. Når gassen kjøles, kan væsker kondenseres og oppsamles i én eller flere separatorer som høytrykks-væsker inneholdende noen av de ønskede C2<+->bestanddeler. Avhengig av gassens rikholdighet og av mengden av dannede væsker kan høytrykksvæskene ekspanderes til et lavere trykk og fraksjoneres. Fordampningen som finner sted under ekspansjon av væskene resulterer i ytterligere kjøling av strømmen. Under visse betingelser kan en forhåndskjøling av høytrykksvæskene forut for ekspansjonen være ønskelig for ytterligere å senke temperaturen som nås som følge av ekspansjonen. Den ekspanderte strøm, omfattende en blanding av væske og damp, fraksjoneres i en destiliasjonskolonne (metanutvinningskolonne). I kolonnen destilleres den eller de ekspansjonskjølte strøm-mer for å skille ut rester av metan, nitrogen og andre flyktige gasser som toppgasser fra de ønskede C2-bestanddeler, C3-besanddeler og tyngre hydrokarbonkomponenter som væskeformig bunnprodukt.

Dersom tilførselsgassen ikke er blitt fullstendig kondensert (hvilket den vanligvis ikke vil være), kan i det minste en del av dampen som er tilbake etter en partiell kondensasjon føres gjennom en arbeidende ekspansjonsmaskin eller en ekspansjonsventil til et lavere trykk ved hvilket ytterligere væske kondenseres som en følge av ytterligere kjøling av strømmen. Trykket etter ekspansjonen er hovedsakelig det samme som trykket ved hvilket destillasjonskolonnen drives. De samlede damp-væske-faser som fås ved ekspansjonen tilføres som en tilførsel til kolonnen. I de senere år foretas ved de foretrukne fremgangsmåter for hydrokarbonseparasjon innføring av denne ekspanderte damp-væske-strøm i et tilførselspunkt midt på kolonnen, med en øvre absorpsjonsseksjon som sørger for ytterligere rektifisering av dampfasen.

Kilden for tilbakeløpsstrømmen for den øvre rektifiseringsseksjon er i typiske tilfeller en del av den ovennevnte damp som blir tilbake etter partiell kondensasjon av tilførselsgassen, men som tas ut forut for arbeidsekspansjonen. En alternativ kilde for den øvre tilbakeløpsstrøm kan tilveiebringes av en resirkulert strøm av restgass tilført under trykk. Uansett hva kilden er, blir denne dampstrøm vanligvis kjølt til den er blitt praktisk talt kondensert, ved varmeveksling med andre prosesstrømmer, f.eks. den kalde topp-strøm fra fraksjoneringstårnet. En del av eller hele mengden av høytrykksvæsken som fås ved partiell kondensering av tilførselsgassen kan føres sammen med denne dampstrøm før kjølingen. Den resulterende, vesentlig kondenserte strøm ekspanderes så gjennom en egnet ekspansjonsanordning, som for eksempel en ekspansjonsventil, til det trykk ved hvilket metanavdriveren drives. Under ekspansjonen vil vanligvis en del av væsken fordampe, hvilket resulterer i kjøling av den totale strøm. Den flashekspanderte strøm tilføres så som topptilførsel til metanavdriveren. I typiske tilfeller føres dampdelen av den ekspanderte strøm og toppdampen fra metanavdriveren sammen i en øvre separatorsek-sjon i fraksjoneringstårnet som restmetanproduktgass. Alternativt kan den kjølte og ekspanderte strøm tilføres til en separator for å tilveiebringe damp- og væskestrømmer, slik at dampen deretter føres sammen med toppstrømmen fra tårnet, og væsken føres til kolonnen som en topptilførsel til denne.

Formålet med denne fremgangsmåte er å utføre en separasjon som gir en restgass fra prosessen som inneholder hovedsakelig alt metan i tilførselsgassen og praktisk talt intet av C2-bestanddelene og tyngre hydrokarbonbestanddeler, og en bunnfraksjon fra metanavdriveren som inneholder hovedsakelig alle C2-bestanddeler og tynge hydrokarbonbestanddeler og praktisk talt intet metan eller mer flyktige bestanddeler, samtidig som den tilfredsstiller anleggets spesifikasjoner med hensyn til maksimalt tillatelig karbondioksidinnhold. Med den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes en mulighet for å fremskaffe et nytt anlegg eller å modifisere et eksisterende prosesseringsanlegg for å oppnå denne separasjon med betydelig lavere kapitalkostnader gjennom en reduksjon av størrelsen av, eller eliminering av behovet for, et produktbehandlingssystem for fjerning av karbondioksid. Alternativt kan den foreliggende oppfinnelse, enten den utnyttes i et nytt anlegg eller for modifisering av et eksisterende prosesseringsanlegg, benyttes for å utvinne mer C2-bestanddeler og tyngre hydrokarbonbestanddeler i det væskeformige bunnprodukt for en gitt karbondioksidkonsentrasjon i tilførselsgassen enn ved bruk av andre prosesseringsskjemaer.

Med den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes det en fremgangsmåte for separasjon av en gasstrøm inneholdende metan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler, tyngre hydrokarbonkomponenter og karbondioksid, til en flyktig restgassfraksjon inneholdende en hoveddel av metanet og en relativt mindre flyktig fraksjon inneholdende en hoveddel av C2-bestanddelene, C3-bestanddelene og tyngre hydrokarbonbestanddeler, hvilken fremgangsmåte har utforming og særpreg slik det fremgår av patentkrav 1. Foretrukne utførelsesformer av fremgangsmåten fremgår av patentkravene 2 til 6.

I henhold til den foreliggende oppfinnelse har det vist seg at en utvinning av C2 på mer enn 84 % kan opprettholdes, mens det opprettholdes et karbondioksidinnhold i det væskeformige bunnprodukt som er innenfor spesifikasjonene, og det oppnås en praktisk talt fullstendig avdrivning av metanet til restgasstrømmen. Skjønt den foreliggende oppfinnelse er anvendelig også ved lavere trykk og høyere temperaturer, er den særlig fordelaktig ved prosessering av tilførselsgasser ved trykk i området fra 4,13 MPa (600 psia) til 6,90 MPa (1000 psia) eller høyere, under betingelser som krever temperaturer i kolonnens topp på -84,4 °C (-120 °F) eller lavere.

I henhold til den foreliggende oppfinnelse anvendes et modifisert kokerskjema som kan anvendes for en hvilken som helst type NGL-utvinningssystem. I en typisk koker eller sidekoker for en destillasjonskolonne blir hele den nedadstrømmende væskestrøm i kolonnen tatt ut fra tårnet og ført gjennom en varmeveksler og deretter tilbakeført til kolonnen på praktisk talt det samme punkt i kolonnen. I dette modifiserte kokersystem tas en del av den nedadstrømmende væske i kolonnen ut fra et punkt høyere opp i kolonnen, dvs. adskilt fra tilbakeføringspunktet med minst ett teoretisk trinn. Skjønt væskens strømningsmengde kan være mindre, er væsken vanligvis meget kaldere, og dette kan medføre fordeler ved at utvinningen forbedres eller varmevekslerstørrelsen reduseres.

Det har vist seg at når den foreliggende oppfinnelse anvendes på kjente fremgangsmåter for NGL-utvinning, forbedres utvinningen av C2-bestanddeler og tyngre bestanddeler med fra én til to prosent. Forbedringen er imidlertid meget større når det er ønskelig å redusere karbondioksidinnholdet i det utvundne NGL-produkt. Utvinning av etan i et typisk NGL-utvinningsanlegg resulterer også i utvinning av i det minste en del av karbondioksidinnholdet i tilførselsgassen, fordi karbondioksid faller mellom metan og etan hva relativ flyktighet angår. Når derfor utvinningen av etan økes, øker også utvinningen av karbondioksid i NGL-produktet. Ved bruk av det modifiserte kokerskjema ifølge oppfinnelsen har det vist seg mulig å forbedre i betydelig grad utvinningen av etan i NGL-produktet sammenlignet med bruk av de konvensjonelle koker- eller sidekoker-systemer, når kolonnen drives etter et kokerskjema som gir det ønskede karbondioksidinnhold i NGL-produktet.

For en bedre forståelse av den foreliggende oppfinnelse vises det til de etterføl-gende eksempler og tegninger. Det vises således til tegningene, hvor: Fig. 1 er et strømningsdiagram for et tidligere kjent kryogent naturgassprosesseringsanlegg, Fig. 2 er et strømningsdiagram for en alternativ tilpasning av det tidligere kjente kryogene naturgassprosesseringsanlegg, Fig. 3 er et strømningsdiagram som illustrerer hvordan prosessseringsanleggene ifølge Fig. 1 og Fig. 2 kan tilpasses til et naturgassprosesseringsanlegg i henhold til den foreliggende oppfinnelse, Fig. 4 er et strømningsdiagram som illustrerer en alternativ tilpasning av Fig. 1 og Fig. 2 til et naturgassprosesseringsanlegg ifølge den foreliggende oppfinnelse, Fig. 5 er et strømningsdiagram som illustrerer hvordan en alternativ tidligere kjent prosess kan tilpasses til et naturgassprosesseringsanlegg i henhold til opprinnelsen, Fig. 6 er et diagram som illustrerer det modifiserte kokerskjema ifølge oppfinnelsen for et prosesseringsanlegg, hvor skjemaet inkluderer et termosifongsystem, Fig. 7 er et diagram som illustrerer det modifiserte kokerskjema ifølge oppfinnelsen for et prosesseringsanlegg, hvor skjemaet inkluderer et pumpedrevet system, Fig. 8 er et diagram som illustrerer det modifiserte kokerskjema ifølge oppfinnelsen for et prosesseringsanlegg, hvor skjemaet inkluderer et pumpedrevet system, Fig. 9 er et diagram som illustrerer det modifiserte kokerskjema ifølge oppfinnelsen for et prosesseringsanlegg, hvor skjemaet inkluderer et system med splittet kolonne.

I den følgende forklaring av de ovenfor omtalte figurer er det benyttet tabeller som sammenfatter strømningsmengder beregnet for representative prosessbetingelser. I disse tabeller er verdiene for strømningsmengder (i kgmol/h) blitt avrundet til det nærmeste hele tall av praktiske grunner. De totale strømningsmengder som er angitt i tabellene, innbefatter alle ikke-hydrokarbonbestanddeler og er følgelig vanligvis større enn summen av strømningsmengdene for hydrokarbonkomponentene. De angitte temperaturer er omtrentlige verdier avrundet til den nærmeste grad. Det skal også bemerkes at prosessutformningsberegningene som ble utført for det formål å sammenligne prosessene vist på figurene, er basert på den antagelse at det ikke har forekommet noen varme-lekkasje fra (eller til) omgivelsene til (eller fra) prosessen. Kvaliteten av kommersielle isolasjonsmaterialer gjør dette til en meget rimelig antagelse som ofte gjøres av fagfolk på området.

BESKRIVELSE AV DEN KJENTE TEKNIKK

Fig. 1 er et prosesstrømningsdiagram som viser utformningen av et prosesseringsanlegg for utvinning av C2<+->bestanddeIer fra naturgass under anvendelse av kjent teknikk ifølge US patentskrift nr. 4157904. Fordi dette er et stort anlegg beregnet for 28,3 millioner kubikkmeter tilførselsgass pr. døgn, må metanutvinningskolonnen (fraksjoneringstårnet) konstrueres i to seksjoner, en absorpsjonskolonne 17 og en strippekolonne 19. Ved denne simulering av prosessen føres tilførselsgassen inn i anlegget ved 30,0 °C (86 °F) og 4,22 MPa (613 psia) som strøm 31. Dersom tilførselsgassen har en konsentra-sjon av svovelforbindelser som ville hindre produkstrømmene i å tilfredsstille spesifikasjonene, fjernes svovelforbindelsene ved dertil egnet forbehandling av tilførselsgassen (ikke vist). Dessuten blir tilførselsstrømmen vanligvis awannet for å hindre hydrat-dannelse (is) under kryogene betingelser. Et fast tørkemiddel er vanligvis blitt benyttet for dette formål.

Tilførselsstrømmen 31 kjøles i varmeveksler 10 ved varmeveksling med kald restgass av -72,8 °C (-99 °F) (strøm 37 a), væsker fira metanutvinningskolonnens koker ved -0,56 °C (31 °F) (strøm 42), væsker fra metanutvinningskolonnens nedre sidekoker av temperatur -20,6 °C (-5 °F) (strøm 41) og væsker fra metanutvinningskolonnens øvre sidekoker, av temperatur -67,3 °C (-99 °F) (strøm 40). Bemerk at varmeveksleren 10 alltid er representativ for enten flere individuelle varmevekslere eller én enkelt flergjen-nomgangsvarmeveksler eller en hvilken som helst kombinasjon av disse (avgjørelsen om hvorvidt det skal benyttes mer enn én varmeveksler for de angitte kjøleytelser vil avhenge av et antall faktorer innbefattende, men ikke begrenset til, strømningsmengden, varmevekslerstørrelse, strømtemperaturer, osv). Den kjølte strøm 31a innføres i separator 11 ved -63,3 °C (-82 °F) og 4,17 MPa (603 psia), hvor dampen (strøm 32) skilles fra den kondenserte væske (strøm 35).

Dampen (strøm 32) fra separatoren 11 deles i to strømmer, 33 og 34. Strøm 33, som inneholder ca. 18 % av den totale damp, føres sammen med den kondenserte væske fra separatoren 11. Den samlede strøm 36 føres gjennom varmeveksler 12 i varmevekslingskontakt med toppdampen fra metanutvinningskolonnen, strøm 37, hvilket resulterer i kjøling og vesentlig kondensering av strømmen. Den vesentlig kondenserte strøm 36a, av temperatur -95,0 °C (-139 °F) flashekspanderes deretter gjennom en egnet ekspansjonsinnretning, som for eksempel en ekspansjonsventil 13, til driftstrykket (ca. 2,30 MPa - 333 psia) i fraksjoneringståmets absorpsjonskofonne 17. Under ekspansjon fordampes en del av strømmen, hvilket resulterer i kjøling av den totale strøm. I prosessen vist på Fig. 1 når den ekspanderte strøm 36b som forlater ekspansjonsventil 13 en temperatur på -101,7 °C (-151 °F) og tilføres til separatorseksjonen 17a i den øvre del av absorpsjonstårnet 17. Væskene som utskilles i denne blir topptilførselen til teoretisk trinn 1 i rektifiseringsseksjonen 17b. [En alternativt veivalg for separatorvæsken (strøm 35) i henhold til US patentskrift nr. 4278457 er angitt ved en stiplet linje, hvorved i det minste en del av væsken ekspanderes til ca. 2,30 MPa (333 psia) i ekspansjonsventil 16 og kjøler strøm 35, slik at det fås en strøm 35a som så tilføres til rektifiseringsseksjonen i absorpsjonstårnet 17 i et bunntilførselspunkt eller til strippetåmet 19 i et øvre tilførselspunkt].

De gjenværende 82 % av dampen fra separator 11 (strøm 34) føres inn i en arbeidsekspansjonsmaskin 14 hvor mekanisk energi utvinnes av denne del av høytrykks-tilførselen. Maskinen 14 ekspanderer dampen i det vesentlige isentropisk fra et trykk på ca. 4,16 MPa (603 psia) til et trykk på ca. 2,30 MPa (333 psia), idet arbeidsekspansjonen kjøler den ekspanderte strøm 34a til en temperatur på ca. -87,2 °C (-125 °F). De typiske kommersielt tilgjengelige ekspansjonsmaskiner er i stand til å utvinne en andel av størrelsesordenen 80-85 % av det arbeide som teoretisk er tilgjengelig ved en ideell isentropisk ekspansjon. Arbeidet som utvinnes benyttes ofte til å drive en sentrifugalkom-pressor (som for eksempel enheten 15), som kan benyttes for eksempel for rekomprimering av restgassen (strøm 37c). Den ekspanderte og partielt kondenserte strøm 34a tilføres som tilførsel til destillasjonskolonnen på et lavere tilførselspunkt (under teoretisk trinn 7 i dette tilfelle).

Væskene (strøm 38) fra bunnen av absorpsjonskolonnen 17, av temperatur

-88,3 °C (-127 °F) tilføres via en pumpe 18 til strippekolonnen 19 på et øverste tilfør-selspunkt (strøm 38a). Driftstrykket i strippekolonnen 19 (2,36 MPa - 334 psia) er litt høyere enn driftstrykket i absorpsjonskolonnen 17, slik at trykkdifferansen mellom de to tårn tilveiebringer drivkraften for at toppdampen (strøm 39) av temperatur - 87,2 °C (-125 °F) fra toppen av strippekolonnen 19 skal kunne strømme til tilførselspunktet i bunnen av absorpsjonskolonnen 17.

Metanutvinningskolonnen i absorpsjonstårnet 17 og strippetåmet 19 utgjøren konvensjonell destillasjonskolonne som inneholder et antall bunner anordnet i avstand fra hverandre i vertikalretningen, ett eller flere sjikt med fyllegemer eller en kombinasjon av

r

bunner og fylling. Som tilfellet ofte er i naturgassprosesseringsanlegg kan absorpsjonstårnet bestå av to seksjoner. Den øvre seksjon 17a er en separator hvor den partielt fordampede topptilførsel separeres i dens respektive damp- og væskedeler, og hvor dampen som stiger opp fra den nedre destillasjons- eller rektifiseringsseksjon 17b, føres sammen med dampdelen (dersom noen slik finnes) i topptilførselen og danner den kalde restgassdes-tillasjonsstrøm 37 som tas ut over tårnets topp. Den nedre, rektifiserende seksjon 17b og strippekolonnen 19 inneholder bunnene og/eller fyllingen og tilveiebringer den nødven-dige kontakt mellom væsken som strømmer nedover og dampen som strømmer oppover. Strippekolonnen 19 innbefatter også kokere som varmer opp og avstedkommer fordampning av deler av væsken som strømmer ned gjennom kolonnen, for å fremskaffe strippe-dampen som strømmer opp gjennom kolonnen.

Væskeproduktet (strøm 43) tas ut fra bunnen av tårnet ved 6,1°C (43 °F), basert på en typisk spesifikasjon innebærende et forhold mellom metan og etan på 0,0237:1 på molar basis i bunnproduktet, og pumpes til ca. 3,79 MPa (5S0 psia) (strøm 43a) i pumpe 20. (Pumpens leveringstrykk bestemmes vanligvis av væskeproduktets sluttdestinasjon. Vanligvis føres væskeproduktet til lagring, og pumpens leveringstrykk innstilles slik at noen fordampning av strømmen 43a hindres når denne oppvarmes til omgivelsenes temperatur.)

Restgassen (strøm 37) føres i motstrøm til den innstrømmende tilførselsgass til: (a) varmeveksler 12, hvor den oppvarmes til -72,8 °C (-99 °F) (strøm 37a), (b) varmeveksler 10, hvor den oppvarmes til 26,1°C (79 °F) (strøm 37b), og (c) varmeveksler 21, hvor den oppvarmes til 43,3 °C (110 °F), (strøm 37c). Restgassen rekomprimeres deretter i to trinn. Det første trinn besørges av kompressor 15, drevet av ekspansjonsmaskinen 14, og det andre trinn besørges av kompressor 22, drevet av en supplerende kraftkilde. Etter at strømmen 37e er blitt kjølt til 46,1 °C (115 °F) (strøm 37f) i kjøler 23 og til 30,0 °C (86 °F) i varmeveksleren 21 strømmer restgassproduktet (strøm 37 g) til salgsrørlednin-gen ved 4,35 MPa (631 psia), hvilket er tilstrekkelig til å tilfredsstille kravet til trykk i rørledningen (vanligvis av samme størrelsesordenen som innløpstrykket).

En sammenfatning av strømningsmengdene og energiforbruket i prosessen vist på Fig. 1 er gitt i den følgende tabell: Gjenvinning*

Hestekrefter

Restgasskomprimering 44,408

<*>(Basert på ikke avrundede strømningmengder)

Som vist i Tabell I oppnås det med den kjente teknikk vist på Fig. 1 84,89 % etanutvinning ved bruk av den tilgjengelige restkompresjonsenergi (4S000 HP maksimalt). Imidlertid vil karbondioksidkonsentrasjonen i etanproduktet (metan-, etan- og karbondioksidstrømmen som fås når det væskeformige bunnprodukt deretter fraksjoneres for å skille C2-bestanddelene og lettere bestanddeler fra C3-t>estanddelene og tyngre hydrokarbonbestanddeler) være 7,59 mol%, hvilket overskrider eierens spesifikasjon for anlegget, som er på 6,0 mol% maksimalt. Således vil denne utformning av anlegget kreve tilføyelse av et behandlingssystem for å fjerne karbondioksid fira hydrokarbonene for å oppnå et salgbart væskeprodukt. Det står til rådighet mange muligheter for å fjerne karbondioksidet (behandling av den innkommende tilførselsgass, behandling av det totale væskeprodukt, behandling av etanproduktet etter fraksjonering, osv.), men alle disse muligheter vil øke ikke bare anleggets kapitalkostnader (som følge av kostnadene for installasjon av behandlingssystemet), men også anlegges driftskostnader (som følge av energi- og kjemikalieforbruk i behandlingssystemet).

Én måte å holde etanproduktet innenfor karbondioksidspesifikasjonen på vil være å drive metanutvinningskolonnen på en slik måte at karbondioksidet strippes av fra bunn-væskeproduktet, ved at det tilføres mer kokervarme til kolonnen ved bruk av sidekokeme og/eller bunnkokeren. Fig. 2 viser et slikt alternativt driftsskjema for fremgangsmåten vist på Fig. 1. Fremgangsmåten ifølge Fig. 2 er blitt benyttet for den samme sammensetning av tilførselsgassen og de samme betingelser som dem beskrevet ovenfor for Fig. 1. Ved simuleringen av fremgangsmåten ifølge Fig. 2 ble imidlertid prosessens driftsbetingelser justert for å regulere bunntemperaturen i strippekolonnen 19 slik at karbondioksidinnholdet i etanproduktet ble holdt innenfor spesifikasjonen.

Ved simuleringen av denne prosess, som ved simuleringen av prosessen ifølge

Fig. 1 ble driftsbetingelsene valgt slik at etanutvinningsnivået ble så høyt som mulig, uten at den tilgjengelige restgasskompresjonsenergi ble overskredet. Tilførselsstrømmen 31 kjøles i varmeveksleren 10 ved varmeveksling med kald restgass av -71,1 °C (-96 °F)

(strøm 37a), kokervæske fra metanutvinningskolonnen ved 10,0 °C (50 °F) (strøm 42), væske fra metanutvinningskolonnens nedre sidekoker, av temperatur 3,3 °C (38 °F)

(strøm 41), og væske fra metanutvinningskolonnens øvre sidekoker, av temperatur -

33,6 °C (-32 °F) (strøm 40). Den kjølte strøm 31a føres inn i separatoren 11 ved -57,8 °C (.72 °F) og 4,14 MPa (600 psia), hvor dampen (strøm 32) skilles fra den kondenserte væske (strøm 35).

Dampen (strøm 32) fra separatoren 11 deles i to strømmer, 33 og 34. Strøm 33, inneholdende ca. 17 % av den totale damp, føres sammen med den kondenserte væske fra separatoren 11. Den samlede strøm 36 føres gjennom varmeveksleren 12 i varmevekslingskontakt med toppdampstrømmen 37 fra metanutvinningskolonnen, hvilket resulterer i kjøling og vesentlig kondensering av strømmen. Den vesentlig kondenserte strøm 36a, av temperatur-91,1 °C (-132 °F), blir så flashekspandert gjennom ekspansjonsventil 13. Når strømmen ekspanderes til driftstrykket i absorpsjonskolonnen 17 (2,25 MPa; 326 psia), kjøles den til en temperatur på ca. -102,2 °C (-152 °F) (strøm 36b). Den ekspanderte strøm 36b tilføres til tårnet som topptilførsel.

De gjenværende 83 % av dampen fra separatoren 11 (strøm 34) føres inn i arbeidsekspansjonsmaskinen 14, hvor mekanisk energi utvinnes fra denne del av høy-trykkstilførselen. Maskinen 14 ekspanderer dampen hovedsakelig isentropisk fra et trykk på ca. 4,14 MPa (600 psia) til driftstrykket i absorpsjonståmet 17 (2,25 MPa; 326 psia), hvilken arbeidsekspansjon kjøler den ekspanderte strøm 34a til en temperatur på ca. -83,3 °C (-118 °F). Den ekspanderte og partielt kondenserte strøm 34a innføres som en tilførsel i destillasjonskolonnen på et lavere tilførselspunkt.

Væskene (strøm 38) fra bunnen av absorpsjonskolonnen 17, av temperatur

-84,4 °C (120 °F) tilføres ved hjelp av pumpen 18 til strippekolonnen 19 på et topptilfør-selspunkt (strøm 38a). Driftstrykket i strippekolonnen 19 (2,32 MPa; 336 psia) er litt høyere enn driftstrykket i absorpsjonskolonnen 17, slik at trykkdifferansen mellom de to tårn tilveiebringer den drivkraft som fører toppdampen (strøm 39) av -83,3 °C (-118 °F) fra toppen av strippekolonnen 19 til bunntilførselspunktet på absorpsjonskolonnen 17.

Væskeproduktet (strøm 43) tas ut fra bunnen av tårn 19 ved 13,3 °C (56 °F). Denne strøm pumpes til ca. 3,79 MPa (550 psia) (strøm 43a) i pumpe 20. Restgassen (strøm 37) føres, i motstrøm til den innstrømmende tilførselsgass, inn i: (a) varmeveksler 12, hvor den oppvarmes til -71,1 °C (-96 °F) (strøm 37a), (b) varmeveksler 10, hvor den oppvarmes til 21,1 °C (70 °F) (strøm 37b), og (c) varmeveksler 21, hvor den oppvarmes til 38,3 °C (101 °F) (strøm 37c). Restgassen rekomprimeres deretter i to trinn, nemlig av kompressor 15, som drives av ekspansjonsmaskin 14, og av kompressor 22, som drives ved hjelp av en supplerende kraftkilde. Etter at strøm 37e er blitt kjølt til 46,1 °C (115 °F)

(strøm 37f) i kjøler 23 og til 30,0 °C (86 °F) i varmeveksler 21, strømmer restgassproduktet (strøm 37 g) til salgsrørledningen ved 4,35 MPa (631 psia).

En sammenfatning av strømningsmengdene og energiforbruket for prosessen vist på Fig. 2 er gitt i den følgende tabell:

Gjenvinning<*>

Hestekrefter

Restgasskomprimering 44,641

♦(Basert på ikke avrundede strømningmengder)

Karbondioksidkonsentrasjonen i etanproduktet i prosessen vist på Fig. 2 er 5,95 mol%, hvilket tilfredsstiller anleggets eiers spesifikasjon på maksimalt 6,0 molprosent. Bemerk imidlertid at forholdet mellom metan og etan i bunnproduktet er 0,0008:1 på molbasis, sammenlignet med det tillatelige forhold på 0,0237:1, hvilket viser den grad av overstripping som kreves for å holde karbondioksidinnholdet i væskeproduktet på det nødvendige nivå. En sammenligning av utvinningsnivåene vist i Tabellene I og II viser at drift av prosessen ifølge Fig. 2 på denne måte for å redusere karbondioksidinnholdet i etanproduktet forårsaker en vesentlig reduksjon av væskeutvinningen. Prosessen ifølge Fig. 2 reduserer etanutvinningen fra 84,89 % til 68,94 %, propanutvinningen fra 96,90 % til 96,61 % og utvinningen av butaner<+> fra 99,33 % til 99,25 %.

Det er to faktorer som gjør seg gjeldende i prosessen vist på Fig. 2, og som resulterer i mindre væskeutvinning fra bunnen av strippetåmet 19 enn i prosessen vist på

Fig. 1. For det første: når temperaturen i bunnen av strippekolonnen 19 øker fra 6,1 °C (43 °F) i prosessen ifølge Fig. til 13,3 °C (56 °F) i prosessen ifølge Fig. 2, øker temperaturene på hvert punkt i kolonnen i forhold til de tilsvarende verdier i prosessen ifølge Fig. 1. Dette reduserer mengden av kjøling som tårnvæskestrømmene (strømmer 40,41 og 42) kan tilføre til tilførselsgassen i varmeveksleren 10. Som en følge av dette blir den kjølte tilførselsstrøm (strøm 31a) som strømmer inn i separatoren 11, varmere

-57,8 °C (-72 °F) for prosessen ifølge Fig. 2 mot -63,3 °C (-82 °F) for prosessen ifølge

Fig. 1), hvilket i sin tur resulterer i lavere etantilbakehotdelse i absorpsjonskolonnen 17, tilkjennegitt ved etaninnholdet i strøm 38 (1742 kgmol/h for prosessen ifølge Fig. 2 mot 2147 kgmol/h for prosessen ifølge Fig. 1). For det andre: de høyere temperaturer i strippekolonnen 19 gjør at temperaturene i absorpsjonskolonnen 17 blir høyere, hvilket resulterer i at mindre metanvæske blir ført til strippekolonnen 19 (3104 kgmol/h i strøm 38 for prosessen ifølge Fig. 2 mot 4999 kgmol/h for prosessen ifølge Fig. 1). Når det væskeformige metan deretter fordampes ved hjelp av sidekokerne og hovedkokeren tilkoblet strippekolonnen 19, vil denne metandamp bidra til å strippe karbondioksidet av fra væsken som strømmer ned gjennom kolonnen. Med mindre metan tilgjengelig i prosessen ifølge Fig. 2 for å strippe av karbondioksidet må mer etan i væsken fordampes for å tjene som strippegass. Da karbondioksidets relative flyktighet er temmelig lik etanets relative flyktighet, er etandampen et meget mindre effektivt strippemiddel enn metandampen, hvilket reduserer strippevirkningsgraden i kolonnen.

BESKRIVELSE AV OPPFINNELSEN

Eksempel 1

Fig. 3 viser et strømningsdiagram for en fremgangsmåte i henhold til den foreliggende oppfinnelse. Tilførselsgassens sammensetning og betingelsene som er aktuelle ved fremgangsmåten vist på Fig. 3, er de samme som dem vist på Fig. 1. Følgelig kan fremgangsmåten ifølge Fig. 3 sammenlignes med den ifølge Fig. 1 for det formål å illustrere fordelene som knytter seg til den foreliggende oppfinnelse.

Ved simuleringen av fremgangsmåten ifølge Fig. 3 føres innløpsgassen inn ved 30,0 °C (86 °F) og et trykk på 4,23 MPa (613 psia) som strøm 31. Tilførselsstrømmen 31 kjøles i varmeveksleren 10 ved varmeveksling med kald restgass av -67,3 °C (-99 °F)

(strøm 37a), kokervæske av -1,1 °C (30 °F) fra metanutvinningskolonnens koker (strøm 42), væske av -20,0 °C (-4 °F) fra metanutvinningskolonnens sidekoker (strøm 41) og en del av væsken, av temperatur -88,9 °C (-128 °F), fra bunnen av absorpsjonskolonnen (45). Den kjølte strøm 31a føres inn i separatoren 11 ved -64,4 °C (-84 °F) og 4,15 MPa (603 psia), hvor dampen (strøm 32) skilles fra den kondenserte væske (strøm 35).

Dampen (strøm 32) fra separatoren 11 deles i en første gasstrøm 33 og en andre gasstrøm 34. Strøm 33, inneholdende ca. 19 % av den totale damp, føres sammen med den kondenserte væske (strøm 35) til en strøm 36. Den samlede strøm 36 føres gjennom varmeveksler 12 i varmevekslingskontakt med den kalde restgass (strøm 37), hvorved den kjøles til -94,4 °C (-138 °F). Den resulterende hovedsakelig kondenserte strøm 36a flashekspanderes å gjennom en egnet ekspansjonsinnretning, som for eksempel en ekspansjonsventil 13, til driftstrykket (ca. 2,29 MPa; 332 psia) i absorpsjonstårnet 17. Under ekspansjonen fordamper en del av strømmen, slik at den totale strøm kjøles. Ved fremgangsmåten vist på Fig. 3 vil den ekspanderte strøm 36d som forlater ekspansjons-ventilen 13, nå en temperatur på -101,7 °C (-151 °F) og tilføres til absorpsjonskolonnen 17 som kolonnens topptilførsel. Den eventuelle dampdel av strømmen 36b føres sammen med dampen fra toppen av kolonnens fraksjoneringstrinn og danner destillasjonsstrøm 37, som tas ut fra en øvre del av tårnet.

Hva angår den gassformige andre strøm 34, inneholdende de gjenværende 81 % av dampen fra separator 11, føres denne inn i en arbeidsekspansjonsmaskin 14, hvor den mekaniske energi trekkes ut av denne del av høytrykkstilførselen. Maskinen 14 ekspanderer dampen hovedsakelig isentropisk fra et trykk på ca. 4,16 MPa (603 psia) til et trykk på ca. 2,29 MPa (332 psia), idet arbeidsekspansjonen kjøler den ekspanderte strøm 34a til en temperatur på ca. -88,3 °C (-127 °F). Den ekspanderte og partielt kondenserte strøm 34a føres så som tilførsel inn i absorpsjonskolonnen 17 i et lavere tilførselspunkt på kolonnen.

Alternativt kan, som vist ved den stiplede linje, den kondenserte væske (strøm 35) fra separatoren 11 flashekspanderes gjennom en egnet ekspansjonsinnretning, som for eksempel en ekspansjonsventil 16, til driftstrykket i absorpsjonstårnet 17, under kjøling av strøm 35 til en strøm 35a. Den ekspanderte strøm 35a som forlater ekspan-sjonsventilen 16, kan så innføres i absorpsjonstårnet 17 på et lavere tilførselspunkt på kolonnen eller innføres i et tilførselspunkt på toppen av strippekolonnen 19. Driftstrykket i strippekolonnen 19 (2,36 MPa; 342 psia) er litt høyere enn driftstrykket i absorpsjonskolonnen 17, slik at trykkdifferansen mellom de to tårn tilveiebringer den drivkraft som vil bringe toppdampen (strøm 39) av -86,1 °C (-123 °F) fra toppen av strippekolonnen 19 til å strømme til bunntilførselspunktet på absorpsjonskolonnen 17.

Den andre del (strøm 45), inneholdende de gjenværende 45 % av den pumpede væskestrøm 38a, føres til varmeveksleren 10, hvor den sørger for en del av kjølingen av tilførselsgassen og derved oppvarmes til -28,9 °C (-20 °F) og delvis fordampes. Den oppvarmede strøm 45a tilføres deretter til strippekolonnen 19 i et tilførselspunkt midt på kolonnen, adskilt med minst ett teoretisk trinn fra topptilførselspunktet hvor strømmen 44 føres inn i kolonnen. I dette tilfelle innføres den delvis fordampede strøm på det samme punkt på kolonnen som ble benyttet for tilbakeløpet fra den øvre sidekoker (teoretisk trinn 8 i strippetåmet 19) i prosessen vist på Fig. 1, hvilket svarer til syv teoretiske trinn lavere enn uttakspunktet for væskestrømmen i fraksjoneringssystemet (topptilførsels-punktet hvor strømmen 44 føres inn i strippekolonnen 19).

Væskeproduktet (strøm 43) tas ut fra bunnen av tårnet 19 ved 5,6 °C (42 °F). Denne strøm pumpes til ca. 3,79 MPa (550 psia) (strøm 43a) i pumpe 20. Restgassen (strøm 37) føres i motstrøm til den innkommende tilførselsgass i: (a) varmeveksleren 12, hvor den oppvarmes til -67,3 °C (-99 °F) (strøm 37a), (b) varmeveksleren 10, hvor den oppvarmes til 26,7 °C (80 °F) (strøm 37b), og (c) varmeveksleren 21, hvor den oppvarmes til 40,6 °C (105 °F) (strøm 37c). Restgassen rekomprimeres deretter i to trinn, nemlig i kompressor 15 som drives at ekspansjonsmaskinen 14, og i kompressor 22 som drives av en supplerende kraftkilde. Etter at strøm 37e er blitt kjølt til 46,1 °C (115 °F)

(strøm 37f) i kjøleren 23 og til 30,0 °C (86 °F) i varmeveksleren 21, føres restgassproduktet (strøm 37g) til salgsrørledningen ved 4,35 MPa (631 psia).

En sammenfatning av strømningsmengder og energiforbruk i prosessen vist på

Fig. 3 er gitt i den følgende tabell:

Gjenvinning<*>

Hestekrefter

Restgasskomprimering 44,413

♦(Basert på ikke avrundede strømningmengder)

En sammenligning av Tabeller I og III viser at den foreliggende oppfinnelse, i sammenligning med den kjente teknikk, forbedrer etanutvinningen fra 84,89 % til 86,12 %, propanutvinningen fra 96,90 % til 97,10 % og utvinningen av butaner<*> fra 99,33 % til 99,41 %. Sammenligningen mellom Tabeller I og III viser dessuten at forbedringen i utbyttene ble oppnådd med ekvivalent energiforbruk.

Ved bruk av opplegget med modifisert koker er kolonnevæsken som strømmer til varmeveksleren 10 (strøm 45) kaldere enn den tilsvarende strøm 40 i prosessen ifølge

Fig. 1. Dette øker den kjøling som er tilgjengelig for innløpsgasssen, fordi det ikke bare kan tas betydelig mer ytelse ut av væsken med dette skjema, men væsken er også tilgjengelig ved en lavere temperatur enn det ville ha vært mulig med et konvensjonelt kokerskjema. Resultatet blir økt utvinning av (V-bestanddeler og tynge hydrokarbonbestanddeler i prosessen ifølge Fig. 3, samtidig som det brukes praktisk talt samme energimengde for komprimering av restgassen som ved den kjente prosess vist på Fig. 1.

Eksempel 2

I de tilfeller hvor karbondioksidinnholdet i væskeproduktet er viktig (på grunn av strengere produktspesifikasjoner pålagt av kunden, slik som for eksempel for den kjente prosess ifølge Fig. 2 som er beskrevet ovenfor), medfører den foreliggende oppfinnelse meget betydelige fordeler med hensyn til utvinnning og virkningsgrad, sammenlignet med den kjente prosess vist på Fig. 2. Driftsbetingelsene i prosessen ifølge Fig. 3 kan endres for å redusere karbondioksidinnholdet i væskeproduktet ifølge oppfinnelsen, som vist på Fig. 4. Sammensetningen av tilførselsgassen og betingelsene som er aktuelle i prosessen vist på Fig. 4, er de samme som dem ifølge Figurer 1 og 2. Følgelig kan prosessen ifølge Fig. 4 sammenlignes med prosessene ifølge Figurene 1 og 2 for å illustrere fordelen som knytter seg til den foreliggende oppfinnelse.

Ved simuleringen av prosessen ifølge Fig. 4 er kjølingen av innløpsgassen og separasjonsskjemaet hovedsakelig som benyttet i prosessen ifølge Fig. 3. Den viktigste forskjell er at reguleringen av anlegget er blitt tilpasset for å øke andelen væske fra bunnen av absorpsjonstårnet 17 (strøm 45) som oppvarmes i varmeveksleren 10 og føres til strippetåmet 19 i et tilførselspunkt midt på kolonnen. Reguleringen av anlegget er også tilpasset for å øke bunntemperaturen i strippekolonnen 19 noe [fra 5,56 °C (42 °F) i prosessen ifølge Fig. 3 til 7,2 °C (45 °F) i prosessen ifølge Fig. 4] for å holde forholdet mellom metan og etan i bunnproduktet på det spesifiserte molforhold 0,0237:1. Den økte mengde oppvarmet strøm 45a som tilføres strippetåmet 19, og den høyere bunntempera-tur bidrar begge til å øke strippingen inne i tårnet, hvilket resulterer i høyere temperaturer i prosessen ifølge Fig. 4 enn i prosessen ifølge Fig. 3 gjennom så vel adsorpsjonskolon-nen 17 som strippekolonnen 19, hvilket gir den nettoeffekt å redusere karbondioksidinnholdet i væskeproduktet, strøm 43, som forlater strippekolonnen 19. De høyere kolonne-temperaturer resulterer også i en Uten reduksjon i den kjøling som er tilgjengelig fra prosesstrømmene for kjøling av tilførselsstrømmene til kolonnen. Spesielt krever dette en svak reduksjon i mengden av separatortilførselsgassen (strøm 32) som føres til varmeveksleren 12 via strøm 33, hvorved det blir en reduksjon i mengden av strøm 36b som føres inn på topptilførselspunktet i absorpsjonstårnet 17.

En sammenfatning av strømningsmengder og energiforbruk for prosessen vist på

Fig. 4 er gitt i den følgende tabell:

Gjenvinning<*>

Hestekrefter

Restgasskomprimering 44,573

♦(Basert på ikke avrundede strømningmengder)

Karbondioksidkonsentrasjonen i etanproduktet i prosessen ifølge Fig. 4 er 5,80 molprosent, hvilket er godt under de krav som stilles av kunden. En sammenligning mellom utvinningsnivåene som fremgår av Tabeller I og IV viser at den foreliggende oppfinnelse gir det krevede karbondioksidinnhold, samtidig som det oppnås nesten samme virkningsgrad for utvinningen av væske som i prosessen ifølge Fig. 1. Skjønt etanutvinningen avtar litt, fra 84,89 % til 84,61 %, øker både propanutvinningen og utvinningen av butaner<+> litt, henholdsvis fra 96,90 % til 96,96 % og fra 93,33 % til 93,39 %. Sammenligningen mellom Tabeller I og IV viser dessuten at produktutbyttene ble oppnådd ved bruk av praktisk talt de samme energimengder (hjelpetjenester).

En sammenligning av utvinningsnivåene som fremgår av Tabeller II og IV, viser at den foreliggende oppfinnelse gjør det mulig å oppnå meget mer effektiv væskeutvinning enn prosessen ifølge Fig. 2, når prosessen drives med henblikk på å begrense innholdet av karbondioksid i væskeproduktet. Sammenlignet med prosessen ifølge Fig. 2 øker prosessen ifølge Fig. 4 etanutvinningen fra 68,94 % til 84,61 %, hvilket er nesten 15,7 prosentpunkter mer. Også propanutvinningen og utvinningen av butaner<+> øker noe, henholdsvis fra 96,61 % til 96,96 % og fra 99,25 % til 99,39 %. Sammenligningen av Tabeller II og IV viser videre at de høyere produktutbytter ikke blott og bart var en følge av en økning i energiforbruket (hjelpetjenestene). Tvert imot, for når den foreliggende oppfinnelse benyttes som i Eksempel 2, inntrer ikke bare en økning av utbyttene av etan, propan og butaner" i forhold til dem som oppnås med den kjente prosess, men også væskeutvinningen øker med 23 % (uttrykt som etanmengde utvunnet pr. enhet brukte hestekrefter).

Som for prosessen ifølge Fig. 3 ligger en betydelig fordel som oppnås med utførelsen ifølge Fig. 4 i det at det modifiserte kokerskjema gir kaldere kolonnevæske for bruk for kjøling av innkommende tilførselsstrømmer. Dette øker den kjøling som er tilgjengelig for innløpsgassen, da det i dette tilfelle ikke bare kan tas betydelig mer ytelse ut av væsken, men også ytelse på et lavere temperaturnivå. Samtidig innføres mer metan lenger ned i strippekolonnen 19 enn det ellers ville kunne innføres når kolonnen oppvarmes fra kokeren med tanke på å tilfredsstille kravet om et gitt karbondioksidinnhold (Bemerk at strøm 45 i prosessen ifølge Fig. 4 inneholder 2595 kgmol/h metan og innføres på det teoretiske trinn 8 i strippekolonnen 19, mens strøm 40 i prosessen ifølge Fig. 2 inneholder bare 855 kgmol/h metan og innføres på toppen av strippekolonnen 19). Den ytterligere mengde metan som tilveiebringes ifølge oppfinnelsen i prosessen ifølge Fig. 4, bidrar til å strippe av karbondioksidet fra væsken som strømmer nedover i strippekolonnen. Mengden karbondioksid i NGL-produktet kan tilpasses ved hensiktsmessig regule-ring av mengden væske som tas ut for å tilføres til det modifiserte kokersystem istedenfor å tilføre den til toppen av strippekolonnen.

Andre utførelsesformer

Fig. 5 er et strømningsdiagram som illustrerer hvordan prosessen og apparaturen som er beskrevet og vist i US patentskrift nr. 5568737 kan tilpasses til å bli et naturgassprosesseringsanlegg ifølge den foreliggende oppfinnelse. Figurer 6, 7, 8 og 9 er diagram-mer som viser noen av de alternative metoder for gjennomføring av det modifiserte kokerskjema. Fig. 6 viser en utførelse av typisk termosifongtype hvor den partielle strøm av væske fra fraksjoneirngstårn 50 til koker 57 vil kunne reguleres via en ventil 58 i

væskeuttaksrørledning 61. Væskeandelen som ikke tas ut fra kolonnen, strømmer ganske enkelt som overløp fra skorsteinsplate 51 til en fordeler 52 for en fylling (eller bunner) 53 nedenfor. Den oppvarmede strøm i rørledning 61a fra koker 57 tilbakeføres til fraksjoneringstårn 50 på et lavere punkt som inneholder en egnet tilførselsfordelingsmekanisme, som for eksempel en skorsteinsplate 54 og en fordeler 55, for å blande den oppvarmede strøm med den nedadstrømmende tårnvæske fra fylling 53 og tilføre blandingen til en fylling (eller bunner) 56. Figurer 7 og 8 viser typiske utførelser hvor det gjøres bruk av

pumpe, hvor den totale nedadstrømmende væske tas ut i væskeuttaksrørleding 61 og pumpes til høyere trykk ved hjelp av pumpe 60. Strømmen av pumpet væske i rørledning 61a deles så via egnede reguleringsventiler 58 og 59, slik at den ønskede mengde væske fås i rørledning 62, som fører til kokeren 57. Den oppvarmede strøm i rørledning 62a fra kokeren 57 tilbakeføres til fraksjoneringstårnet 50 på et lavere punkt, som ovenfor angitt for utførelsen ifølge Fig. 6.1 utførelsen ifølge Fig. 7 blir den væske som ikke føres til kokeren (i rørledning 63), tilbakeført til skorsteinsplaten 51, fra hvilken væsken opprinnelig ble tatt ut, hvoretter den kan forlate skorsteinsplaten 51 ved overløp og strømme til fordeleren 52 for fyllingen (eller bunnen) 53 nedenfor. I utførelsen ifølge Fig. 8 blir den væske som ikke strømmer til kokeren (i rørledning 63), tilbakeført under skorsteinsplaten 51, fra hvilken væsken opprinnelig ble tatt ut, og direkte til fordeleren 52 som leverer væsken til fyllingen (eller bunner) 53 nedenfor. Fig. 9 viser hvordan systemet med pumpe, som er beskrevet i forbindelsen med Fig. 8, kan tilpasses for et opplegg med splittet kolonne, som for eksempel en øvre kolonne 65 og en nedre kolonne 50, hvilket opplegg er det samme som vist på Figurer 3 og 4.

En fagmann på området vil se at den foreliggende oppfinnelse vinner noe av sin fordelaktighet ved at den tilveiebringer en kaldere strøm til sidekokeren/sidekokerne og/eller kokeren/kokerne og dermed muliggjør ytterligere kjøling av tilførselen eller tilførslene til kolonnen. Denne ytterligere kjøling reduserer behovet for hjelpetjenester for en gitt produktutvinning, eller den forbedrer produktutvinningen for et gitt forbruk av hjelpetjenester, eller gir én eller annen kombinasjon derav. Videre vil en fagmann på området se at den foreliggende oppfinnelse også trekker fordeler av at det innføres større mengder metan lenger ned i metanutvinningskolonnen, hvilket bidrar til å øke avstrip-pingen av karbondioksid fra den nedadstrømmende væske. Med mer metan tilgjengelig for stripping av væsken vil det være mindre behov for etan for stripping, hvorved mer etan kan tilbakeholdes i det væskeformige bunnprodukt. Derfor er den foreliggende oppfinnelse generelt anvendelig ved enhver fremgangsmåte som er avhengig av kjøling av et antall tilførselsstrømmer og tilførsel av den eller de resulterende tilførselsstrømmer til kolonnen for destillasjon.

I henhold til oppfinnelsen kan kjølingen av tilførselsstrømmen til metanutvinningskolonnen foretas på flere måter. I prosessen ifølge Figurer 3 og 4 blir tilførsels-strømmen 36 kjølt og deretter kondensert av toppdampstrømmen 37 fra metanutvinningskolonnen, mens væskene fra metanutvinningskolonnen (strømmer 45,41 og 42) bare benyttes for gasstrømkjøling. I prosessen ifølge Fig. 5 blir en høytrykks resttilførsels-strøm 48 også kjølt og i vesentlig grad kondensert ved hjelp av deler av toppdampstrøm-men fra destillasjonskolonnen (strømmer 46 og 37), mens væskene fra metanutvinningskolonnen (strømmer 40 og 42) bare benyttes for gasstrømkjøling. Imidlertid kan væsker fra metanutvinningskolonnen benyttes for å tilføre en del av eller all den kjøling og vesentlig kondensasjon av strømmen 36 i prosessene ifølge Figurer 3-5 og/eller strømmen 48 i prosessen ifølge Fig. 5 i tillegg til eller istedenfor for gasstrømkjøling. Videre kan enhver strøm som holder en lavere temperatur enn tilførselsstrømmen som kjøles, benyttes. Eksempelvis kan en sidestrøm av damp fra metanutvinningskolonnen tas ut og anvendes for kjøling. Andre potensielle kilder for kjøling innbefatter, men er ikke begrenset til, flashede høytrykksseparatorvæsker og mekaniske kjølesystemer. Valget av kilde for kjølingen vil avhenge av et antall faktorer, inklusive, men ikke begrenset til, sammensetning og tilstand av innløpsgassen, anleggets størrelse, varmevekslernes størrelse, temperaturen av den potensielle kilde for kjøling, osv. En fagmann på området vil også erkjenne at enhver kombinasjon av de ovenfor angitte kilder eller metoder for kjøling kan benyttes for å oppnå den eller de ønskede tilførselsstrømtemperaturer.

I henhold til oppfinnelsen kan det benyttes ekstern kjøling for å supplere den kjøling som er tilgjengelig for innløpsgassen fra andre prosesstrømmer, spesielt i det tilfelle hvor det benyttes en innløpsgass som er rikere enn den benyttet i Eksempler 1 og 2. Bruken og fordelingen av væsker fra metanutvinningskolonnen for varmeveksling i prosessen, og det spesielle arrangement med varmevekslere for kjøling av innløpsgassen må vurderes i hvert enkelt tilfelle, og likeledes valget av prosesstrømmer for spesifikke varmevekslingstjenester.

Høytrykksvæsken i prosessene ifølge Figurer 3-5 (strøm 35) behøver ikke i sin helhet å føres sammen med den del av separatordampen (strøm 33) som strømmer til varmeveksleren 12. Alternativt kan denne væskestrøm (eller en del av den) ekspanderes gjennom en egnet ekspansjonsinnretning, som for eksempel en ekspansjonsventil 16, og tilføres til et tilførselspunkt i den lavere midtre del av destillasjonskolonnen (absorpsjonstårnet 17 eller strippetåmet 19 på Figurer 3 og 4, og fraksjoneringståmet 17 på Fig. 5). Væskestrømmen kan benyttes for kjøling av innløpsgass eller annen varmevekslingstje-neste før eller etter ekspansjonstrinnet, før den føres til metanutvinningskolonnen.

Det vil også forstås at den relative mengde tilførsel som finnes i hver gren av kolonnens tilførselsstrømmer vil avhenge av flere faktorer, deriblant gasstrykket, tilførselsgassens sammensetning, varmemengden som økonomisk lar seg trekke ut av tilførselen og den tilgjengelige energimengde. En økt mengde tilførsel til toppen av kolonnen kan øke utvinningen, samtidig som den reduserer den energi som kan tas ut av ekspansjonsmaskinen, hvorved behovet for energi for rekomprimering økes. En økning i tilførselen lavere ned i kolonnen reduserer energiforbruket, men kan også redusere produktutviklingen. De tilførselspunkter i den midtre del av kolonnen som er vist på Figurer 3 og 4, er de foretrukne tilførselspunkter for de beskrevne driftsbetingelser for prosessen. Imidlertid kan forholdet mellom plasseringene av tilførselspunktene i det midtre område av kolonnen variere i avhengighet av sammensetningen av innløpsstrøm-men eller andre faktorer som for eksempel den ønskede utvinning og mengden av væske som dannes under kjølingen av innløpsgassen. Videre kan to eller flere av tiiførsels-strømmene, eller deler av disse, føres sammen, avhengig av de relative temperaturer og mengder av enkeltstrømmene, og den kombinerte strøm deretter tilføres i et tilførsels-punkt i den midtre del av kolonnen. Figurer 3 og 4 viser den foretrukne utførelse for de viste sammensetninger og trykkbetingelser. Skjønt individuell strømekspansjon er vist i individuelle ekspansjonsinnretninger, kan også alternative ekspansjonsmetoder benyttes når dette er hensiktsmessig. Eksempelvis kan betingelsene berettige arbeidsekspansjon av den hovedsakelig kondenserte del av tilførselsstrømmen (36a på Figurer 3-5) eller den hovedsakelig kondenserte tilbakeløpsstrøm (48b på Fig. 5).

Figurer 3 og 4 viser et fraksjoneringstårn konstruert i to seksjoner (17 og 19) på grunn av anleggets størrelse. Avgjørelsen om hvorvidt fraksjonerinstårnet bør konstrueres som én enkelt beholder (som for eksempel 17 på Fig. 5) eller som flere beholdere vil avhenge av flere faktorer, som for eksempel anleggets størrelse, avstanden til fabrika-sjonsstedet, osv.

Claims (6)

1. Fremgangsmåte for separasjon av en gasstrøm (31) inneholdende metan, C2-bestanddeler, C3-bestanddeler, tyngre hydrokarbonkomponenter og karbondioksid, til en flyktig restgassfraksjon (37) inneholdende en hoveddel av metanet og en relativt mindre flyktig fraksjon (43) inneholdende en hoveddel av C2-bestanddelene, C3-bestanddelene og tyngre hydrokarbonbestanddeler, hvilken fremgangsmåte omfatter: å fremstille minst én første fødestrøm (36,48) enten ved behandling av gasstrømmen (31) i ett eller flere varmevekslingstrinn (10) eller ved rekomprimering (15, 22) av den flyktige restgassfraksjon (37) og uttak av en del (48) derav, og avkjøling av den første fødestrøm under trykk for å kondensere i hovedsak hele fødestrømmen; å ekspandere den i hovedsak kondenserte første fødestrøm til et lavere trykk hvorved den avkjøles ytterligere, og deretter tilføre den ekspandert strøm (36b, 48c) til et fraksjoneringstårn (17) ved et toppfødepunkt; å behandle gasstrømmen (31) i ett eller flere varmevekslingstrinn (10) for å produsere i det minste en annen fødestrøm (34) som er blitt avkjølt under trykk; å ekspandere (14) nevnte annen fødestrøm til et lavere trykk hvorved den avkjøles ytterligere, og deretter å tilføre den ekspanderte strøm (34a) til nevnte fraksjoneringstårn ved et midtkolonne-fødepunkt; å ta ut en væskeformig destillasjonsstrøm (45,40) fra fraksjoneringstårnet ved et uttakspunkt på nevnte fraksjoneringstårn, å varme (10) strømmen og returnere den oppvarmede destillasjonsstrøm (45a, 40a) til et lavere punkt på nevnte fraksjoneringstårn, og å tilføre nevnte fødestrømmer (36b eller 48c, 34a) til fraksjoneirngstårnet i mengder, ved temperaturer og opprettholdelse av topptemperaturen i fraksjoneirngstårnet ved en verdi slik at hoveddelene av C2-bestanddelene, C3-bestanddelene og de tyngre hydrokarbonbestanddeler i nevnte fødegass gjenvinnes i nevnte relativt mindre flyktige fraksjon (43), karakterisert ved å redusere karbondioksidinnholdet i nevnte relativt mindre flyktige fraksjon ved a) å øke mengden av nevnte oppvarmede destillasjonsstrøm (45a) som returnerer til fraksjoneringstårnet og (b) å anordne det lavere punkt ved hvilket den oppvarmede destillasjonsstrøm returneres separert fra uttakspunktet med minst ett teoretisk trinn, idet nevnte uttakspunkt og nevnte lavere punkt ikke er hosliggende teoretiske trinn, hvorved den oppvarmede destillasjonsstrøm (45a) er relativt metanrik og opprettholder gjenvinningsutbyttet av (^-bestanddelene, C3-bestanddelene og de tyngre hydrokarbonbestanddelene på omtrent samme nivå.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at mer enn 84 % av C2-bestanddelene gjenvinnes i den relativt mindre flyktige fraksjon.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 1 eller 2, karakterisert ved at nevnte væskeformige destillasjonsstrøm (38) pumpes (18) etter uttak fra nevnte fraksjoneringstårn (17).

4. Fremgangsmåte ifølge krav 3, karakterisert ved at den pumpede væskeformige destillasjonsstrøm (38a) deles til minst en første del (45) og en annen del (44); idet nevnte første del (45) oppvarmes, og nevnte oppvarmede første det (45a) returneres til et lavere punkt på fraksjoneringstårnet (17,19), hvor det lavere punkt hvor den oppvarmede destillasjonsstrøm returneres er adskilt fra uttakspunktet med minst ett teoretisk trinn, idet nevnte uttakspunkt og nevnte lavere punkt ikke er ved hosliggende teoretiske trinn.

5. Fremgangsmåte ifølge et hvilket som helst foregående krav, karakterisert ved at den væskeformige destillasjonsstrøm (45,40) føres i varmeveksling med minst én del av nevnte gasstrøm (31) eller nevnte fødestrømmer (36, 48,34), for å tilføre kjøling dertil og derved varme nevnte væskeformige destillasjonsstrøm.

6. Fremgangsmåte ifølge et hvilket som helst foregående krav, karakterisert ved at nevnte gasstrøm (31) behandles i ett eller flere varmevekslingstrinn og deles for å fremstille den første og den annen fødestrøm (36,34).