NO325661B1 - Fremgangsmate og anordning for behandling av hydrokarboner - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte og en anordning for separasjon av en gasstrøm inneholdende metan, C2-komponenter, C3-komponenter og tyngre hydrokarbon komponenter, ifølge kravinnledningene.

Propylen, propan og/eller tyngre hydrokarboner kan gjenvinnes fra en variasjon av gasser, så som naturgass, raffinerigass og syntetiske gasstrømmer oppnådd fra andre hydrokarbonmaterialer så som kull, råolje, nafta, oljeskifer, tjæresand og lignitt. Naturgass har vanligvis en hovedproporsjon av metan og etan, dvs metan og etan til sammen utgjør minst 50 mol % av gassen. Gassen inneholder også forholdsvis mindre mengder av tyngre hydrokarboner så som propan, butan, pentan og lignende, så vel som hydrogen, nitrogen, karbondioksid og andre gasser.

Den foreliggende oppfinnelse er generelt opptatt med gjenvinning av propylen, propan og tyngre hydrokarboner fra slike gasstrømmer. En typisk analyse av en gasstrøm som skal prosesseres ifølge oppfinnelsen ville være, i tilnærmet mol-%, 92,6 % metan, 4,7 % etan og andre C2-komponenter, 1,0 % propan andre C3-komponenter, 0,2% isobutan, 0,2% normal butan, 0,16% pentaner pluss, hvis resten består av nitrogen og karbondioksid. Svovelholdige gasser er også enkelte ganger til stede.

De historisk sykliske variasjoner i prisene for både naturgass og naturgassvæske (NGL)-bestanddeler har redusert den inkrementelle verdi av propan og tyngre komponenter som væskeprodukter. Dette har resultert i et behov for prosesser som kan frembringe mer effektiv gjenvinning av disse produktene. Tilgjengelige prosesser for å separere disse materialene omfatter de som er basert på kjøling av gass, oljeabsorpsjon, og avkjølt oljeabsorpsjon. I tillegg har kryogeniske prosesser blitt populære på grunn av tilgjengeligheten av økonomisk utstyr som produserer kraft og samtidig ekspanderer og trekker ut varme fra gassen som blir prosessert. Avhengig av trykket i gasskilden, rikheten (etan og tyngre hydrokarboninnhold) av gassen, og de ønskede endeprodukter, kan hver av disse prosessene eller kombinasjon av disse benyttes.

Den kryogeniske ekspansjonsprosess er nå generelt foretrukket for propangjenvinning fordi den frembringer maksimum enkelthet med lett oppstarting, operasjon-fleksibilitet, god virkningsgrad, sikkerhet og god pålitelighet. US 4 157 904, US 4 171 964, US 4 251 249, US 4 278 457, US 4 519 824, US 4 617 039, US 4 687 499, US 4 689 063, US 4 609 702, US 4 854 955, US 4 869 740, US 4 889 545 og US 5 275 005, US Re 33 408, USSN 08/337 172 og USSN 08/696 114 beskriver relevante kjente prosesser.

I en typisk kryogenisk ekspansjon-gjenvinningsprosess, blir en mategasstrøm under trykk kjølet ved varmeveksling med andre strømmer i prosessen og/eller eksterne kilder for kjøling, så som et propan-kompresjons-kjølesystem. Mens gassen avkjøles, kan væsker bli kondensert og samlet i en eller flere separatorer som høytrykksvæsker inneholdende noen av de ønskede C3+ komponenter. Avhengig av gassens rikhet og mengden av væsker som dannes, kan høytrykksvæskene bli ekspandert til et lavere trykk og fraksjonert. Fordampningen som oppstår under ekspansjon av disse væskene resulterer i ytterligere kjøling av strømmen. Under noen forhold, kan forkjøling av høytrykksvæskene før ekspansjon være ønskelig for videre å senke temperaturen som resulterer fra ekspansjonen. Den ekspanderte strøm, omfattende en blanding av væsker og damp, blir fraksjonert i en destillasjons-(de-etanisering)kolonne. I kolonnen, blir den ekspansjonsavkjølte strøm destillert for å skille ut resterende metan, etan, nitrogen og andre flyktige gasser som overliggende damp fra de ønskede C3-komponenter og tyngre hydrokarbonkomponenter som bunn-væske produkt.

Hvis mategassen ikke blir fullt kondensert (typisk blir den ikke det), kan dampen som blir igjen fra delvis kondensasjon bli ført gjennom en arbeids-ekspansjonsmaskin eller en ekspansjonsventil, til et lavere trykk ved hvilket ytterligere væske blir kondensert som følge av ytterligere kjøling av strømmen. Trykket etter ekspansjon blir noe lavere enn det trykk ved hvilket destillasjonskolonnen blir operert. Den ekspanderte strøm entrer så den nedre seksjon av en absorpsjonskolonne og kommer i kontakt med kalde væsker for absorbere C3-komponentene og tyngre komponenter fra dampdelen av den ekspanderte strøm. Væskene fra absorpsjonskolonnen blir så pumpet inn i de-etaniseringskolonnen ved en øvre kolonnes mateposisjon.

Den overliggende destillasjonsstrøm fra de-etaniseringen passerer i varmevekslingsforhold med den resterende gass fra absorberingskolonnen og blir avkjølt, og kondenserer i det minste en del av destillasjonsstrømmen fra de-etaniseringen. Den avkjølte destillasjonsstrøm entrer så den øvre seksjon av absorpsjonskolonnen hvor den kalde væsken som finnes i strømmen kan komme i kontakt med dampdelen av den ekspanderte strøm som beskrevet tidligere. Typisk vil dampdelen (hvis det er noen) av den avkjølte destillasjonsstrøm og den absorberende overliggende damp kombinere i en øvre separatorseksjon i absorberingskolonnen som resterende metan- og etan-produktgass. Alternativt kan den avkjølte destillasjonsstrøm bli overført til en separator for å frembringe damp- og væskestrømmer. Dampen blir kombinert med absorberingskolonnen over, og væsken blir levert til absorberingskolonnen som en toppkolonnemating.

Den separasjon som finner sted i denne prosessen (produsering av restgass levner prosessen som inneholder i hovedsak alle metan og C2-komponentene i mategassen med i det vesentlige ingen av C3-komponentene og tyngre hydrokarbonkomponenter, og en bunnfraksjon levner de-etaniseringen som inneholder i hovedsak alle C3-komponentene og tyngre hydrokarbonkomponenter med i det vesentlige ingen metan, C2-komponenter eller mer flyktige komponenter), forbruker energi for mategasskjøling, igjenkoking av de-etaniseringen, for gjenfluksing av de-etaniseringen, og/eller for gjenkombinering av restgassen. Den foreliggende oppfinnelse frembringer et middel for å oppnå denne separasjon ved vesentlig lavere kapitalkostnader, ved å tillate absorpsjonskolonnen og de-etaniseringskolonnen å bli kombinert i et enkelt fraksjoneringstårn. I noen tilfeller, frembringer den foreliggende oppfinnelse også en forbedring i produktgjenvinning og/eller en reduksjon i utstyrsbehovene (kjøling, gjenkoking, gjenfluksing og/eller gjenkomprimering) nødvendig for gjenvinning av de ønskede produkter.

Ifølge den foreliggende oppfinnelse, har man funnet at C3-gjenvinning på over 93 % kan opprettholdes mens man frembringer i hovedsak komplett vraking av C2-komponenter til restgasstrømmen. I tillegg, muliggjør den foreliggende oppfinnelse i det vesentlige 100% av utskillelse av C2-komponenter og lettere komponenter fra C3-komponentene og tyngre hydrokarbonkomponenter ved reduserte energibehov. Den foreliggende oppfinnelse, skjønt den er anvendelig ved lavere trykk og varmere temperaturer, er spesielt fordelaktig når man prosesserer mategasser i området fra 2,76 til 5,52 MPa (abs) (absolutt) eller høyere under forhold som krever kolonne-temperaturer på -45,6 °C eller kaldere.

Med fremgangsmåten og anordningen ifølge foreliggende oppfinnelse, slik de er definert med de i kravene anførte trekk, oppnås de foran beskrevne mål.

For en bedre forståelse av den foreliggende oppfinnelse, henvises det til de følgende eksempler og tegningen, hvor figur 1 viser et flytdiagram for en kryogenisk naturgass prosesseringsanlegg, kjent fra US 4 617 039, figur 2 viser et flytdiagram av et kryogenisk ekspansjon-naturgass prosesseringsanlegg for et alternativt system, kjent fra USSN 08/696 114, figur 3 viser et flytdiagram av et kryogenisk ekspansjon-naturgass prosesseringsanlegg ifølge et annet alternativt system, kjent fra USSN 08/696 114, figur 4 viser et flytdiagram for et anlegg for prosessering av naturgass ifølge den foreliggende oppfinnelse, figur 5 viser et flytdiagram som illustrerer en alternativ anordning for anvendelse av den foreliggende oppfinnelse til en naturgasstrøm, og figur 6 viser et flytdiagram som illustrerer en annen alternativ anordning for anvendelse av den foreliggende oppfinnelse til et naturgassystem.

I den følgende forklaring av de ovennevnte figurer, er det vist tabeller som oppsummerer strømningsmengder beregnet for representative prosessforhold. De totale strømningsmengder vist i tabellene omfatter alle ikke-hydrokarbonkomponenter og er derfor generelt større enn summen av strømningsmengdene for hydrokarbonkompo-nentene. Temperaturer som indikert er tilnærmet verdier avrundet til nærmeste grad. Det skal også bemerkes at prosessenes konstruksjonsberegninger er utført for det formål å sammenligne prosessene som vist på figurene, er basert på den antagelse at det ikke er noen varmelekkasje fra (eller til) omgivelsene til (eller fra) prosessen. Kvaliteten av kommersielt tilgjengelig isolasjonsmaterialer gjør dette en rimelig antagelse, og en som typisk blir gjort av fagfolk i teknikken.

Det henvises nå til figur 1. I en kjent simulering av prosessen entrer inntaksgassen anlegget ved 26,7 °C og 4,0 MPa (abs) som en strøm 31. Hvis innløpsgassen inneholder en konsentrasjon av svovelsammensetninger som ville hindre produktstrømmene fra å møte spesifikasjonene, blir svovelkomponentene fjernet ved passende forbehandling av mategassen (ikke illustrert). I tillegg blir matestrømmen vanligvis dehydrert for å hindre dannelse av hydrat (is) under kryogeniske forhold. Fast tørremiddel har typisk vært brukt for dette formål.

Matestrømmen 31 blir avkjølt i varmevekseleren 10 ved varmeveksling mellom kjølig restgass ved -71,7 °C (strøm 34a) og med separator-væsker ved -68,3 °C (strøm 33a). (Avgjørelsen om hvorvidt man skal bruke mer enn en varmeveksler for de indikerte kjølingstjenester vil avhenge av et antall faktorer, deriblant, men ikke begrenset til, innløpsgasstrømmengden, varmevekslerstørrelsen, strømtemperaturer osv.). Den avkjølte strøm 31a entrer separatoren 11 ved -58,3 °C og 3,93 MPa (abs) hvor dampen (strøm 32) blir separert fra den kondenserte væske (strøm 33).

Dampstrømmen 32 fra separatoren 11 entrer en arbeid-ekspansjonsmaskin 13 i hvilken mekanisk energi blir trukket ut fra denne delen av høytrykksmatingen. Maskinen 33 ekspanderer dampen i hovedsak isentropisk fra et trykk på omkring 3,93 MPa (abs) til et trykk på omkring 3,81 MPa (abs), hvor arbeidsekspansjonen kjøler den ekspanderte strøm 32a til en temperatur på omkring -78,9 °C. Den ekspanderte og delvis kondenserte strøm 32a blir levert til absorberingsseksjonen 15b i et lavere område av separator/absor-beren 15. Væskedelen av den ekspanderte strøm blandes med væsker som faller nedover fra absorberingsseksjonen, og den kombinerte væskestrøm 35 kommer ut ved bunnen av separator/absorberen 15 ved -79,4 °C. Dampdelen av den ekspanderte strøm ligger oppover gjennom absorberingsseksjonen og kommer i kontakt med den kalde væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

Separator/absorbertårnet 15 er en konvensjonell destillasjonskolonne som inneholder et antall vertikalt atskilte brett, et eller flere pakkete bed, eller en kombinasjon av brett og pakning. Som ofte er tilfelle i anlegg for prosessering av naturgass kan separator/absorber-tårnet bestå av to seksjoner. Den øvre seksjon 15a er en separator hvor damp som finnes i toppmatingen blir separert fra den tilsvarende væskedel, og hvor damp som stiger fra den nedre destillasjon eller absorberingsseksjon 15 blir kombinert med dampdelen (hvis det er noen) i toppmatingen for å danne den kalde destillasjonsstrøm 34 som kommer ut fra toppen av tårnet. Den nedre, absorberingsseksjon 15b inneholder brettene og/eller pakningene, og frembringer den nødvendige kontakt mellom væskene som faller ned og dampen som stiger oppover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

Den kombinerte væskestrøm 35 fra bunnen av separator/absorberen 15 blir levert til en kald toppkolonnemating (strøm 35a) til de-etaniseringsanordning 17 ved pumpen 16. Separator-væsken (strøm 33) blir ekspandert til litt over 2,54 MPa (abs) operasjonstrykk i de-etaniseringsanordningen 17 ved en ekspansjonsventil 12, som kjøler strømmen 33 til -68,3 °C (strøm 33a) før den gir kjøling til innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strøm 33b, nå ved 18,3 °C, entrer så de-etaniseringsanordningen 17 i et midt-kolonne matepunkt for å få dens metan og C2-komponenter fjernet.

De-etaniseringsanordningen i tårnet 17, som virker ved 2,54 MPa (abs), er også en konvensjonell destillasjonskolonne som inneholder et antall vertikalt atskilte brett, et eller flere pakkete bed, eller en kombinasjon av brett og pakning. De-etaniseirngstårnet kan også bestå av to seksjoner: en øvre seksjon 17a hvor eventuell damp som finnes i toppmatingen blir separert fra dens tilsvarende væskedel, og hvor damp som stiger fra den nedre destillasjon- eller de-etaniseringsseksjon 17b blir kombinert med eventuell dampdel ved toppmatingen for å danne destillasjonsstrømmen 36 som kommer ut av toppen på tårnet, og en nedre, de-etaniseringsseksjon 17b som inneholder brettene og/eller pakningene for å frembringe den nødvendige kontakt mellom væsker som faller nedover og damp som stiger oppover. De-etaniseringsseksjonen 17b omfatter også en gjenkoker 18 som varmer opp og fordamper en del av væsken ved bunnen av kolonnen for å frembringe de rensningsdamper som strømmer oppover kolonnen for å rense væskeproduktstrømmen 37 for metan- og C2-komponenter. En typisk spesifikasjon for bunn-væskeproduktet er å ha et etan til propan forhold på 0,02 til 1 på molar basis. Væskeproduktstrømmen 37 kommer ut av bunnen på de-etaniseringsanordningen ved 85,6 °C og blir kjølt til 43,3 °C (strøm 37a) i varmeveksleren 19 før den strømmer til oppbevaring.

Operasjonstrykket i de-etaniseringsanordningen 17 blir holdt litt over operasjonstrykket i separator/absorberen 15. Dette gjør at de-etaniseringsanordningens overliggende damp (strøm 36) kan trykk-strømme gjennom varmeveksleren 20 og deretter inn i den øvre seksjon av separator/absorberen 15.1 varmeveksleren 20, blir de-etaniserings-overdamp ved -29,4 °C dirigert inn i varmevekslerforhold med den overliggende damp (strøm 34) fra separator/absorberen 15, og kjøler strømmen ned til -82,2 °C (strøm 36a) og delvis kondenserer den. Den delvis kondenserte strøm blir så levert til separatorseksjonen i separator/absorbertårnet 15, slik at dens kondenserte væske blir separert og blir den kalde væske som kommer i kontakt med damp som stiger oppover gjennom absorberingsseksjonen.

Destillatorstrømmen som forlater toppen av separator/absorberen 15 ved

-82,8 °C er den kalde restgasstrøm 34. Restgasstrømmen passerer motsatt de-etanisering-overstrømmen 36 i varmeveksleren 20, og blir varmet opp til -71,7 °C (strøm 34a) mens

den gir kjøling og delvis kondensering av de-etanisering-overstrømmen. Restgassen blir videre oppvarmet til 23,9 °C (strøm 34b) mens den passerer motsatt den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det første trinn er kompressoren 14 som drives av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinn er kompressoren 22 drevet av en supplementerende kraftkilde mens den komprimerer restgassen (strøm 34d) til linjetrykk. Etter kjøling i utløpskjøleren 23, strømmer restgassproduktet (strøm 34e) til salgsgass-rørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs).

En oversikt over strømmengder og energiforbruk for prosessen på figur 1 er vist i tabell 1.

En forbedring av prosessen ifølge kjent teknikk som beskrevet ovenfor og er beskrevet i USSN 08/696 114, er vist på figur 2. Mategass-sammensetningen og forholdene i den prosessen som er presentert på figur 2 er de samme som på figur 1.

I simuleringen av prosessen på figur 2, entrer mategass ved 26,7 °C og et trykk på 4,0 MPa (abs) som strøm 31. Matestrømmen 31 blir kjølt i varmeveksleren 10 ved varmeveksling med kjølig restgass ved -66,7 °C (strøm 34a), med separatorvæsker ved -71,7 °C (strøm 33a), og ved separator/absorber-væsker ved -77,2 °C (strøm 35a). Den avkjølte strøm 31a entrer separatoren 11 ved -61,1 °C og 3,93 MPa (abs), hvor dampen (strøm 32) blir separert fra den kondenserte væske (strøm 33).

Dampstrømmen (strøm 32) fra separatoren 11 entrer en arbeid-ekspansjonsmaskin 13 i hvilken mekanisk energi blir trukket ut fra denne delen av høytrykksmatingen. Maskinen 13 ekspanderer dampen i hovedsak isentropisk fra et trykk på omkring 3, 93 MPa (abs) til et trykk på omkring 2,73 MPa (abs)

(operasjonstrykket for separator/absorberen 15), med arbeid-ekspansjonskjøling av den ekspanderte strøm 32a til en temperatur på omkring -77,2 °C. Den ekspanderte og delvis kondenserte strøm 32a entrer den nedre seksjon av separator/absorberen 15. Væskedelen av den ekspanderte strøm blandes med væsker som faller nedover fra absorberingsseksjonen, og den kombinerte væskestrøm 35 kommer ut av bunnen på separator/absorberen 15 ved -77,8 °C. Dampdelen av den ekspanderte strøm stiger oppover gjennom absorberingsseksjonen og kommer i kontakt med kald væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

Den kombinerte væskestrøm 35 fra bunnen av separator/absorbertårnet 15 blir ledet til varmeveksleren 10 ved pumpen 16 hvor den (strømmen 35 a) blir oppvarmet mens den gir kjøling til den innkommende mategass som beskrevet tidligere. Den kombinerte væskestrøm blir oppvarmet til -43,3 °C, og delvis fordamper strømmen 35b før den blir ført som en midt-kolonne mating til de-etaniseringsanordningen 17. Separatorvæsken (strømmen 33) blir ekspandert til litt over operasjonstrykket på 2,83 MPa (abs) for de-etaniseringsanordningen 17 ved ekspansjonsventil 12, og kjøler strømmen 33 til -68,9 °C (strøm 33a) før den gir kjøling til innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strøm 33b, nå ved 21,1 °C, entrer så de-etaniseringsanordningen 17 ved et lavere midt-kolonne matepunkt. I de-etaniseringsanordningen, blir strømmene 35b og 33b renset for deres komponenter av metan og C2. Den resulterende væske-produktstrøm 37 kommer ut av bunnen på de-etanisereren ved 92,2 °C, og blir kjølt til 43,3 °C (strøm 37a) i varmeveksleren 19 før det strømmer til lagring.

Operasjonstrykket i de-etaniseringsanordningen 17 blir holdt litt over operasjonstrykket i separator/absorberen 15. Dette gjør at de-etaniserings-overdampen (strøm 36) kan trykk-strømme gjennom varmeveksleren 10 og deretter inn i den øvre seksjon av separator/absorberen 15. I varmeveksleren 20, blir de-etanisering-overdampen ved -20,6 °C dirigert inn i varmevekslerforhold med overdampen (strøm 34) fra separator/absorberen 15, og kjøler strømmen til -80 °C (strøm 36a) og delvis kondenserer den. Den delvis kondenserte strøm blir så ført til separatorseksjonen i separator/absorbertårnet 15 hvor den kondenserte væske blir separert fra den ukondenserte damp. Den ukondenserte damp kombineres med damp som stiger fra den nedre absorberingsseksjon for å danne den kalde destillasjonsstrøm 34 som forlater det øvre område av separator/absorberen 15. Den kondenserte væske blir delt i to deler. En del, strøm 40, blir ført til den nedre absorberingsseksjon av separator/absorberen 15 som den kalde væske som kommer i kontakt med damper som stiger oppover gjennom absorberingsseksjonen. Den andre del, strøm 39, blir ført til de-etaniseringsanordningen 17 som refluks av pumpen 21, med refluksstrøm 39a strømmende til det øvre matepunkt på de-etaniseringsanordningen 17 ved -80 °C.

Destillasjonsstrømmen som forlater toppen på separator/absorberen 15 ved -80,6 °C er den kalde restgasstrøm 34. Restgasstrømmen føres mot de-etaniserings-overstrømmen 36 i varmeveksleren 20, og blir varmet til -66,7 °C (strøm 34a) mens den gir kjøling og delvis kondensering av de-etaniseringsoverstrømmen. Restgassen blir videre oppvarmet til 23,9 °C (strøm 34b) mens den passerer mot den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det første trinn er kompressoren 14 drevet av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinn er kompressoren 22 drevet av en supplementerende kraftkilde som komprimerer restgassen (strøm 34d) til salgslinjetrykk. Etter kjøling i utløpskjøleren 23, strømmen restgassproduktet (strøm 34e) til salgsgass-rørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs). En oppsummering av strømningsmengdene og energiforbruk for prosessen som illustrert på figur 2 er fremsatt i tabell II.

En annen forbedring av prosessen ifølge tidligere teknikk på figur 1 ovenfor, som også er beskrevet i USSN 08/696 114 er vist på figur 3. Mategassens sammensetning og forhold vurdert i prosessen vist på figur 3 er de samme som på figurene 1 og 2.

I simuleringen av prosessen på figur 3, er mategass-kjølingen og ekspansjonsplanen i det vesentlige den samme som den som er brukt på figur 2. Forskjellen ligger i disponeringen av den kombinerte væskestrøm fra separator/absorberen 15 etter at den er delvis oppvarmet (strøm 35b) ved å gi kjøling av den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Med henvisning til figur 3, blir strømmen 35a fra pumpen 16 oppvarmet fra -80 °C til -42,8 °C i varmveksleren 10 mens den gir avkjøling av den innkommende mategass som beskrevet tidligere for figur 2. Den oppvarmede strøm, strøm 35b, blir så ført til de-etaniseringsanordningen 17 ved et toppkolonne matepunkt, og entrer tårnet ved -20,6 °C for å bli renset av sine metan- og C2-komponenter. Den resulterende væskeproduktstrøm 37 kommer ut av bunnen på de-etaniseringstårnet ved 88,3 °C, og blir kjølt til 43,3 °C (strøm 37a) i varmeveksleren 19 før den strømmer til lagring.

Operasjonstrykket i de-etaniseringstårnet 12 blir holdt litt over operasjonstrykket i separator/absorberen 15. Dette tillater de-etaniserings-overdampen (strøm 36) å trykk-strømme gjennom varmeveksleren 20 og deretter inn i den øvre seksjon av separator/absorberen 15. I varmeveksleren 20, blir de-etaniserings-overdampen ved -26,1 °C dirigert i varmvekselforhold med overdampen (strøm 34) fra separator/absorberen 15, og kjøler strømmen til -81,1 °C (strøm 36a) og delvis kondenserer den. Den delvis kondenserte strøm blir så ført til separatorseksjonen i separator/absorbertårnet 15, slik at dens kondenserte væske blir separert og blir den kalde væsken som kommer i kontakt med dampene som stiger oppover gjennom absorberingsseksjonen.

Destillasjonsstrømmen som forlater toppen av separator/absorbertårnet 15 ved -81,7 °C er den kalde restgasstrøm 34. Restgasstrømmen passerer mot de-etaniseringstrømmen 36 i varmveksleren 20 og blir varmet til -57,2 °C (strøm 34a) mens den gir kjøling og delvis kondensering av de-etanisering-overdampstrømmen. Restgassen blir ytterligere oppvarmet til 23,9 °C (strøm 34d) mens den passerer mot den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det første trinn er kompressoren 14 drevet av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinn er kompressoren 22 drevet av en supplementerende kraftkilde som komprimerer restgassen (strøm 34d) til salgslinjetrykk. Etter kjøling i utløpskjøleren 23, strømmer restgassproduktet (strøm 34e) til salgsgassrørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs).

Et sammendrag av strømningsmengder og energiforbruk for prosessen illustrert på figur 3 er fremsatt i tabell III.

Alle de tre prosessene som er beskrevet ovenfor benytter to fraksjoneringstårn, absorber/separatortårn 15 og de-etaniseringstårn 17, for å oppnå den absorpsjon-kjøleeffekt som skjer inne i absorber/separatortårnet 15, hvor metning av dampene som stiger oppover gjennom tårnet ved fordampning av flytende metan og etan som finnes i strømmen 36a gir kjøling til tårnet. (Bemerk, at som et resultat, er både dampene som forlater overdampen i tårnet og væskene som forlater bunnen av tårnet kaldere enn de respektive matestrømmer ved de endene av tårnet. Absorpsjonskjølingseffekt tillater tårnets overdamp (strøm 34) å gi den nødvendige kjøling til varmeveksleren 20 til delvis å kondensere de-etanisering-overgassen (strøm 36) uten å operere de-etaniseringstårnet 17 med et trykk som er vesentlig høyere enn for separator/absorbertårnet 15). De to tårnene er imidlertid nødvendige for å frembringe trykk-drivkraft for de-etaniseringsanordningens 17 overdampstrøm 36 gjennom varmeveksleren 20 og til topp-mateposisjonen for absorber/separatoren. Typisk blir denne toppmatingen, strømmen 36a, ikke helt kondensert, og dampdelen av den kombineres ganske enkelt med damp som strømmer oppover fra absorberseksjonen 15b for å danne den kalde restgassen, strømmen 34. Den ukondenserte del av strømmen 36a bidrar derfor ikke til absorpsjonskjølingen inne i absorber/separatortårnet 15.

Eksempel 1. Figur 4 illustrerer et flytdiagram av en prosess i samsvar med en anvendelse av den foreliggende oppfinnelse til prosessen på figur 1. Sammensetningen av mategassen og forholdene som er vurdert i prosessen som er vist på figur 4 er det samme på figur 1. Følgelig kan prosessen ifølge figur 4 sammenlignes med prosessen på figur 1 for å illustrere fordelene med den foreliggende oppfinnelse.

I simuleringen av prosessen på figur 4, entrer mategass ved 26,7 °C og et trykk på 4,0 MPa (abs) som strøm 31. Matestrømmen 31 blir kjølt i varmeveksleren 10 ved varmeveksling med kjølig restgass ved -71,7 °C (strøm 34) og separatorvæske ved -68,3 °C (strøm 33a). Den avkjølte strøm 31a entrer separatoren lia ved -58,3 °C og 3,93 MPa (abs), hvor dampen (strøm 32) blir separert fra det kondenserte væske (strøm 33).

Dampstrømmen 32 fra separatoren 11 entrer en arbeids-ekspansjonsmaskin 13 i hvilken mekanisk energi blir trukket ut av denne del av høytrykksmatingen. Maskinen 13 ekspanderer dampen i hovedsak isentropisk fra et trykk på omkring 3,93 MPa (abs) til et trykk på omkring 2,45 MPa (abs) (operasjonstrykket for de-etaniseringstårnet 17), med arbeidsekspansjonskjøling av den ekspanderte strøm 32a til en temperatur på omkring -78,9 °C. Den ekspanderte av delvis kondenserte strøm 32a entrer de-etaniseringstårnet 17 ved en øvre midtkolonne mateposisjon.

De-etaniseringstårnet 17 er en konvensjonell destillasjonskolonne som inneholder et antall vertikalt atskilte brett, et eller flere pakkete bed, eller en kombinasjon av brett og pakning. De-etaniseringstårnet består av to seksjoner: en øvre absorberende (likeretting) seksjon 17a som inneholder brettene og/eller pakningene for å gi den nødvendige kontakt mellom dampdelen og den ekspanderte strøm 32a som stiger oppover og kald væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter, og en nedre, renseseksjon 17b som inneholder brettene og/eller pakninger for å gi den nødvendige kontakt mellom væske som faller nedover og damp som stiger oppover. De-etaniseringsseksjonen 17b omfatter også en gjenkoker 18 som oppvarmer og fordamper en del av væsken ved bunnen av kolonnen for å frembringe de rensedamper som strømmer oppover kolonnen for å rense væskeproduktet, strøm 37, for metan- og C2-komponenter. Strømmen 32a entrer de-etaniseringstårnet 17 ved en øvre midtkolonne mateposisjon som er plassert i det nedre område av absorpsjonsseksjonen 17a av de-etaniseringstårnet 17. Væskedelen av den ekspanderte strøm blandes med væsker som faller nedover fra absorberingsseksjonen 17a, og den kombinerte væske fortsetter nedover inn i renseseksjonen 17b av de-etaniseringstårnet 17. Dampdelen av den ekspanderte strøm stiger oppover gjennom absorberingsseksjonen, og kommer i kontakt med kald væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

En del av destillasjonsdampen (strøm 36) blir trukket ut fra det øvre område av renseseksjonen 17b. Denne strømmen blir så avkjølt og delvis kondensert (strøm 36a) i veksleren 20 ved varmeveksling med den kalde de-etaniserings-overdampstrøm 38 som kommer ut av toppen på de-etaniseringstårnet 17 ved -82,8 °C. Den kalde de-etaniserings-overdampstrøm blir oppvarmet til omkring -71,7 °C mens den kjøler strømmen 36 fra -31,1 °C til omkring -82,2 °C (strøm 36a).

Operasjonstrykket i refluksseparatoren 15 blir holdt litt lavere enn operasjonstrykket i de-etaniseringstårnet 17. Dette tillater at destillasjonsdamp-strømmen 36 trykk-strømmer gjennom varmeveksleren 20 og dermed inn i refluksseparatoren 15 hvor den kondenserte væske (strøm 39) blir separert fra den ukondenserte damp (strøm 42). Den ukondenserte dampstrømmen 42 kombineres med den oppvarmede de-etanisering-overdampstrømmen 38a fra veksleren 20 for å danne en kjølig restgasstrøm 34.

Væskestrømmen 39 fra refluksseparatoren 15 blir pumpet av pumpen 21 til et trykk som er noe høyere enn operasjonstrykket i de-etaniseringstårnet 17, og strømmen (39a) blir så ført som kald toppkolonne mating (refluks) til de-etaniseringstårnet 17. Denne kalde væsketilførselen (refluks) gir den samme absorpsjons-kjøleeffekt i absorbering (likeretting)-seksjonen 17a av de-etaniseringstårnet 17 som i absorber/separatortårnet 15 i prosessen på figur 1 mens den absorberer og kondenserer propan og tyngre komponenter som strømmer nedenfra og oppover.

I renseseksjonen 17b av de-etaniseringstårnet 17, blir matestrømmene renset for deres metan- og C2-komponenter. Den resulterende væskeproduktstrøm 37 kommer ut av bunnen på de-etaniseringstårnet ved 83,3 °C, og blir kjølt til 43,3 °C (strøm 37a) i varmevekseleren 19 før det strømmer til lagring.

Den kjølige restgasstrøm 34 blir oppvarmet til 23,9 °C (strøm 34a) mens den passerer mot den innkommende mategasstrøm i varmevekseleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det førte trinn er kompressoren 17 som drives av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinn er kompressoren 32 som drives av en supplementerende kraftkilde, som komprimerer restgassen (strøm 34c) til salgslinjetrykk. Etter kjøling i utløpskjøleren 23, strømmer restgassproduktet (strøm 34d) til salgsgassrørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs).

Et sammendrag av strømningsmengder og energiforbruk for prosessen på figur 4 er fremsatt i tabell IV.

Prosessen på figur 4 tillater i hovedsak dampdelen av strømmen 36a i prosessen på figur 1 å gå utenom vekseleren 20, hvilket gjør det mulig å integrere absorberingsseksjonen 15b av absorber/separatortårnet 15 på figur 1 i de-etaniseringstårnet 17 i prosessen på figur 4 som absorberingsseksjon 17a. Mens dette reduserer noe (i forhold til mengden av strøm 34 i prosessen på figur 1) den mengden av det etaniserings-overgasstrøm 38 som strømmer til varmeveksleren 20 i prosessen på figur 4, tillater det absorberingsseksjonen 17a og renseseksjonen 17b å operere i hovedsak ved samme trykk. Dette gir mer gunstig damp/væske-likevekt i kolonnen, som mer enn oppveier det lille tap av kjøling i vekslene 20. Sammenligning av verdiene som er vist i tabell 1 for prosessen på figur 1 med de som er vist i tabell 4 for prosessen på figur 4, viser at prosessen på figur 4 oppnår 0,3 %poeng bedre propan-gjenvinning enn prosessen på figur 1 med de samme resterende kompresjonshestekrefter. Samtidig, reduserer prosessen på figur 4 kapitalkostnadene betydelig. De to fraksjoneringstårnene i prosessen på figur 1 er kombinert til et enkelt tårn i prosessen på figur 4, hvilket sparer på utstyr og installasjonskostnader. I tillegg, er refluksseparatoren 15 i prosessen på figur 4 mindre i diameter enn toppseparatorseksjonen 15a av absorber/separatoren 15 i prosessen på figur 1, hvilket gir ytterligere besparelser.

Eksempel 2. Figur 5 illustrerer et flytdiagram av en prosess i samsvar med en anvendelse av den foretrukne utførelse av den foreliggende oppfinnelse til prosessen på figur 2. Mategass-sammensetningen og forholdene som vurderes i prosessen presentert på figur 5 er de samme som på figur 2. Følgelig, kan prosessen på figur 5 sammenlignes med prosessen på figur 2 for å illustrere fordelene med den foreliggende oppfinnelse.

I simuleringen av prosessen på figur 5, entrer mategass ved 26,7 °C og et trykk på 4,0 MPa (abs) som strøm 31. Matetrømmen 31 blir avkjølt i veksleren 10 ved varmeveksling med kjølig restgass ved -67,8 °C (strøm 34), med separatorvæsker ved

-70 °C (strøm 33a), og med de-etaniseringsvæsker ved -77,8 °C (strøm 35). Den avkjølte strøm 31a entrer separatoren 11 ved -61,1 °C og 3,93 MPa (abs), hvor dampen (strøm 32) blir separert fra den kondenserte væske (strøm 33). Dampen (strøm 32) fra separatoren 11 entrer en arbeids-ekspansjonsmaskin 13 i hvilken mekanisk energi blir trukket fra denne delen av høytrykksmatingen. Maskinen 13 ekspanderer dampen i hovedsak isentropisk fra et trykk på omkring 3,93 MPa (abs) til et trykk på omkring 2,73

MPa (abs) (operasjonstrykket for de-etaniseringstårnet 17), med arbeids-ekspansjonskjøling av den ekspanderte strøm 32a til en temperatur på omkring -77,2 °C. Den ekspanderte og delvis kondenserte strøm 32a entrer den nedre del av den absorberende (likeretting) seksjon av de-etaniseringstårnet 17. Væskedelen av den ekspanderte strøm blandes med væske som faller nedover fra den absorberende seksjon og den kombinerte væske fortsetter nedover inn i renseseksjonen for de-etaniseringstårnet 17. Dampdelen av den ekspanderte strøm stiger oppover gjennom den absorberende seksjon og kommer i kontakt med kald væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

En væskestrøm 35 fra de-etaniseringstårnet 17 blir trukket fra det øvre området av renseseksjonen 17b, og blir ført til varmeveksleren 10 hvor det blir oppvarmet mens det gir avkjøling av den innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strømmen av denne væsken fra de-etaniseirngstårnet er typisk via termosifong-sirkulasjon, men en pumpe kunne brukes. Væskestrømmen blir oppvarmet til -48,9 °C, med delvis fordampning av strømmen 35 før den returneres som midtkolonnens tilførsel til de-etaniseringstårnet 17, typisk i midtområdet av renseseksjonen.

Separatorvæsken (strøm 33) blir ekspandert til litt over 2,73 MPa (abs) operasjonstrykk for de-etaniseirngstårnet 17 ved ekspansjonsventilen 12, kjølestrømmen 33 til -70 °C (strøm 33a) før den gir kjøling til den innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strøm 33b, nå ved 57,2 °C, entrer så de-etaniseringstårnet 17 ved et lavere midtkolonne matepunkt. I de-etaniseringen, blir strømmene 35a og 35b renset for sin metan- og C2-komponenter. Det resulterende væskeprodukt strøm 37 kommer ut av bunnen på de-etaniseringstårnet ved 90 °C, og blir avkjølt til 43,3 °C, (strøm 37a) i varmeveksleren 19 før det strømmer til lagring.

En del av destillasjonsdampen (strøm 36) blir trukket fra det øvre området av renseseksjonen i de-etaniseringstårnet 17. Strømmen blir så kjølet og delvis kondensert (strøm 36a) ved varmeveksling med kald de-etaniseringsovergasstrøm 38 som kommer ut av toppen på de-etaniseringstårnet 17 ved en temperatur på omkring -80,6 °C. De-etaniserings-overdampstrømmen blir oppvarmet til omkring -67,2 °C mens man kjøler strømmen 36 fra -33,9 °C til omkring -80 °C (strøm 36a). Operasjonstrykket i de-etaniseringstårnet 17 blir holdt litt over operasjonstrykket i refluksseparatoren 15. Dette tillater destillasjonsdampstrømmen 36 å trykkstrømme gjennom varmeveksleren 20 og deretter inn i refluksseparatoren 15 hvor den kondenserte væske (strøm 39) blir separert fra den ukondenserte damp (strøm 42). Den ukondenserte damp kombineres med den oppvarmede de-etaniserings-overdampstrømmen 38a fra veksleren 20 for å danne den kjølige restgasstrøm 34. Den kondenserte væske (strøm 39) blir pumpet av pumpen 21 til et trykk som er litt over operasjonstrykket for de-etaniseringstårnet 17. Den pumpete strøm 39a blir så delt i minst to deler. En del, strøm 40, blir ført som en toppmating

(refluks) til de-etaniseringstårnet 17 mens den kalde væsken som er i kontakt med damper som stiger oppover gjennom den absorberende (likeretting) seksjon. Den andre delen, strøm 41, blir levert til de-etaniseringstårnet 17 ved en midtkolonne mateposisjon plassert i det øvre området av renseseksjonen for å gi delvis likeretting av destillasjonsdampstrømmenmen 36.

Den kjølige restgasstrøm 34 blir oppvarmet til 23,9 °C (strøm 34a) mens den passerer mot den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det første trinnet er kompressoren 14 som drives av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinnet er kompressoren 22 som drives av en supplementerende kraftkilde som komprimerer restgassen (strøm 34c) til salgslinjetrykk. Etter avkjøling i utløpskjøleren 23, strømmer restgassproduktet (strøm 34d) til salgsgassrørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs).

Et sammendrag av strømningsmengder og energiforbruk for prosessen illustrert på figur 5 er vist i tabell V.

Sammenligning av de verdier som er vist i tabell 2 for prosessen på figur 2 med de som er vist i tabell 4 for prosessen for figur 5, viser igjen at ved å la dampdelen av strømmen 36a i prosessen på figur 2 gå utenom veksleren 20, kan fraksjoneringen som frembringes av absorber/separator 15 og de-etaniseringstårnet 17 i prosessen på figur 2 kombineres til en enkelt kolonne, de-etaniseringstårnet 17 i prosessen på figur 5. Ved å bruke en side-væsketrekning fra kolonnen til å frembringe delvis innløpsgass-kjøling i veksleren 10 og ved å dele væskestrømmen 39a fra refluksseparatoren 15 i to de-etaniseringsmatinger, kan den samme forbedring i produktgjenvinning og energiforbruk realiseres som i prosessen på figur 2. Fordi fraksjoneringen skjer i en enkelt kolonne, kan kolonnen faktisk opereres med et lavere trykk, som resulterer i gunstigere damp/væske-likevekt. Dette gir en økning i produktgjenvinningen i dette tilfellet på 0,56 %poeng med i hovedsak samme rekompresjons-kraftbehov og en lavere de-etanisering-gjenkoker bruk i forhold til prosessen på figur 2. Som i eksempel 1 ovenfor, vil dette enkle fraksjoneringssystem gi betydelig besparelser i kapitalkostnader. I tillegg, sammenlignet med prosessen på figur 2, vil den enkelte fraksjoneringskolonne eliminere absorber/separator-pumpen for ytterligere besparelser.

Sammenligning av verdiene i tabellene 4 og 5 for prosessene på figurene 4 og 5 viser fordelene med utførelsen på figur 5 av den foreliggende oppfinnelse over utførelsen på figur 4. De delte refluksstrømmer (strømmene 40 og 41) på utførelsen på figur 5 tillater både likeretting av de-etaniserings-overdampstrømmenmen 38 og delvis likeretting av destillasjons-dampstrømmenmen 36, reduserer mengden av C3 og tyngre komponenter i begge strømmene sammenlignet med utførelsen på figur 4. Resultatet er 0,28 %poeng høyere propangjenvinning for utførelsen på figur 5 ved bruk av 17 % mindre restkompresjonseffekt og 27 % mindre de-etaniserings-gjenkokerdrift enn utførelsen på figur 4. Følgelig er figur 5 den foretrukne utførelse av den foreliggende oppfinnelse.

Eksempel 3. Figur 6 illustrerer et flytdiagram av en prosess i samsvar med anvendelse av den foreliggende oppfinnelse til prosessen på figur 3. Mategass sammensetningen og forholdene som vurderes i den prosessen som er presentert på figur 6 er de samme som på figur 4. Følgelig, kan prosessen på figur 6 sammenlignes med prosessen på figur 4 for å illustrere fordelene med den foreliggende oppfinnelse.

I simuleringen av prosessen på figur 6, entrer mategass ved 26,7 °C og et trykk på 4,0 MPa (abs) som strøm 31. Matestrømmen 31 blir kjølt i veksleren 10 ved varmeveksling med kjølig restgass ved -56,7 °C (strøm 34), med separatorvæske ved

-69,4 °C (strøm 33a), og med de-etaniseringsvæske ved -80 °C (strøm 35). Den avkjølte strøm 31a entrer separatoren 11 ved -59,4 °C og 3,93 MPa (abs), hvor dampen (strøm 32) blir separert fra den kondenserte væske (strøm 33). Dampen (strøm 32) fra separatoren 11 entrer en arbeids-ekspansjonsmaskin 13 i hvilken mekanisk energi blir trukket fra denne delen av høytrykksmatingen. Maskinen 13 ekspanderer dampen i det vesentlige isentropisk fra et trykk på omkring 3,93 MPa (abs) til et trykk på omkring 2,56 MPa (abs) (operasjonstrykket for de-etaniseringstårnet 17), med arbeids-ekspansjonskjøling av den ekspanderte strøm 32a til en temperatur på omkring -78,3 °C. Den ekspanderte og delvis kondenserte strøm 32a entrer det nedre område av den absorberende (likeretting) seksjon av de-etaniseringstårnet 17. Væskedelen av den ekspanderte strøm blandes med væsker som faller nedover fra den absorberende seksjon og de kombinerte væsker fortsetter nedover inn i rense-seksjonen av de-etaniseringstårnet 17. Dampdelen av den ekspanderte strøm stiger oppover gjennom den absorberende seksjon og kommer i kontakt med kald væske som faller nedover for å kondensere og absorbere propan og tyngre komponenter.

En væskestrøm 35 fra de-etaniseringstårnet 17 blir trukket fra det øvre området av renseseksjonen, og blir ført til varmeveksleren 10 hvor det blir oppvarmet mens det gir kjøling av den innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strømmen av denne væsken fra de-etaniseringstårnet er typisk via termosifong sirkulasjon, men en pumpe kan brukes. Væskestrømmen blir oppvarmet til -43,3 °C, med delvis fordampning av strømmen 35a før den blir returnert som en midtkolonne mating til de-etaniseringstårnet 17, typisk i det øvre området av renseseksjonen.

Separatorvæsken (strøm 33) blir ekspandert til litt over 2,56 MPa (abs) operasjonstrykk for de-etaniseringstårnet 17 ved ekspansjonsventil 12, og kjøler strømmen 33 til -19,4 °C (strøm 33a) før den gir kjøling til den innkommende mategass som beskrevet tidligere. Strøm 33b, nå ved 21,7 °C, entrer de-etaniseringstårnet 17 ved et lavere midtkolonne matepunkt. I de-etaniseringen, blir strømmene 35a og 33b renset for deres metan- og C2-komponenter. Den resulterende væskeproduktstrøm 37 kommer ut av bunnen på de-etaniseringstårnet ved 86,1 °C, og blir avkjølt til 43,3 °C (strøm 37a) i varmeveksleren 19 før det strømmer til lagring.

En del av destillasjonsdampen (strøm 36) blir trukket fra det øvre området av renseseksjonen i de-etaniseringstårnet 17. Denne strømmen blir så avkjølt og delvis kondensert (strøm 36a) ved varmeveksling med kald de-etaniserings-overdampstrøm 38 som kommer ut av toppen på de-etaniseringstårnet 17 ved en temperatur på omkring -81,7 °C. De-etaniserings-overdampstrømmen blir oppvarmet til omkring -56,7 °C mens den kjøler strømmen 36 fra -31,7 °C til omkring -81,1 °C (strøm 36a).

Operasjonstrykket i de-etaniseringstårnet 17 blir holdt litt over operasjonstrykket for refluksseparatoren 15. Dette tillater destillasjonsdampen 36 å trykkstrømme gjennom varmeveksleren 20, og derfrå inn refluksseparatoren 15 hvor den kondenserte væske (strøm 39) blir separert fra den ukondenserte damp (strøm 42). Den ukondenserte damp kombineres med den oppvarmede de-etaniseringsoverdampstrøm 38a fra veksleren 20 for å danne den kjølige restgasstrøm 34. Den kondenserte væske (strøm 39) fra refluksseparatoren 15 blir pumpet av pumpen 21 til et trykk som er litt over operasjonstrykket for de-etaniseringstårnet 17. Den pumpede strøm 39a blir så ført som toppmating (refluks) til de-etaniseringstårnet 17 som den kalde væske som kommer i kontakt med damp som stiger oppover gjennom den absorberende seksjon.

Den kjølige restgass strøm 34 blir varmet til 23,9 °C (strøm 34a) mens den passerer mot den innkommende mategass i varmeveksleren 10. Restgassen blir så rekomprimert i to trinn. Det første trinn er kompressoren 14 drevet av ekspansjonsmaskinen 13. Det andre trinn er kompressoren 22 drevet av en supplementerende kraftkilde som komprimerer restgassen (strøm 34c) til salgslinjetrykk. Etter avkjøling i utløpskjøleren 23, strømmer restgassproduktet (strøm 34d) til salgsrørledningen ved 43,3 °C og 4,23 MPa (abs).

Et sammendrag av strømningsmengder og energiforbruk for prosessen på figur 6, er vist i tabell VI.

Sammenligning av verdiene som vist i tabell III for prosessen på figur 3 med de som er vist i tabell VI for prosessen på figur 6 viser igjen at ved å tillate dampdelen av strømmen 36a i prosessen på figur 3 å gå utenom veksleren 20, kan fraksjoneringen frembrakt ved absorber/separatortårnet 15 og de-etaniseringstårnet 17 i prosessen på figur 3 bli kombinert i en enkelt kolonne, de-etaniseringstårnet 17 i prosessen på figur 6. Ved å bruke en sidevæsketrekking fra kolonnen for å frembringe delvis innløpsgass-kjøling i veksleren 10, kan samme forbedring i produktgjenvinning og energiutnyttelse bli realisert som i prosessen på figur 3. Igjen, fordi fraksjoneringen oppstår i en enkelt kolonne, kan kolonnen opereres ved lavere trykk, hvilket resulterer i gunstigere damp/væske-balanse. Dette gir en økning i produktgjenvinning i dette tilfellet på 0,18 % ved i det vesentlige samme dekompresjonseffektbehov og lavere de-etaniserings-gjenkoker bruk i forhold til prosessen på figur 3. Som i eksempel 1 ovenfor, vil dette enkelte fraksjoneringskolonnesystem også gi betydelige besparelser i kapitalkostnader.

Sammenligning av verdiene i tabellene IV og VI for prosessene på figurene 4 og 6 viser at figur 6 utførelsen av den foreliggende oppfinnelse kan oppnå i hovedsak samme gjenvinningsnivå som figur 4 utførelsen med noe lavere energiforbruk (restkompresjonseffekt og de-etaniseringsgjenkokerbruk). Sammenligning av verdiene i tabellene V og VI for prosessene på figurene 5 og 6 viser at utførelsen på figur 6 ifølge den foreliggende oppfinnelse ikke kan matche effektiviteten av utførelsen på figur 5, men den enklere anordning av utførelsen på figur 6 kan tilby kapitalkostnadsfordeler som oppveier dens høyere energiforbruk. Valget mellom utførelsene på figurene 4, 5 og 6 ifølge den foreliggende oppfinnelse vil ofte avhenge av slike faktorer som anleggsstørrelse, tilgjengelig utstyr, og økonomisk balanse av kapitalkostnad mot driftskostnad.

Ifølge denne oppfinnelsen, er det generelt fordelaktig å konstruere den absorberende (likeretting) seksjon av de-etaniseringsanordningen til å inneholde flere teoretiske separasjonstrinn. Fordelene med den foreliggende oppfinnelse kan imidlertid oppnås med så få som et teoretisk trinn, og man antar at selv ekvivalenten av et fraksjons-teoretisk trinn kan gjøre det mulig å oppnå disse fordeler. F.eks., alt eller en del av den kondenserte væske (strøm 39) som forlater refluksseparatoren 15 og all eller en del av den delvis kondenserte strøm 32a fra arbeids-ekspansjonsmaskinen 13 kan bli kombinert (så som rørskjøten i ekspansjonsmaskinen til de-etaniseringsanordningen) og hvis grundig blandet, kan dampene og væskene blandes vel sammen og separeres i henhold til de relative flyktigheter av de forskjellige komponenter av de totale kombinerte strømmer. Slik sammenblanding av de to strømmene skal anses, for formålet med denne oppfinnelsen, som å utgjøre en absorberende seksjon.

Som beskrevet tidligere i den foretrukne utførelse (figur 5), er destillasjons-dampstrømmen 36 delvis kondensert, og det resulterende kondensat brukt til å absorbere verdifulle C3-komponenter og tyngre komponenter fra dampene som forlater arbeids-ekspansjonsmaskinen. Den foreliggende oppfinnelse er imidlertid ikke begrenset til denne utførelsen. Det kan være fordelaktig, f.eks., å behandle bare en del av utgangsdampen fra arbeids-ekspansjonsmaskinen på denne måten, eller å bruke bare en del av kondensatet som et absorberingsmiddel, i tilfelle hvor andre konstruksjonsvurderinger indikerer at deler av ekspansjonsmaskinens utløp eller kondensatet skulle gå utenfor den absorberende seksjon av de-etaniseringstårnet.

Mategassforhold, anleggsstørrelse, tilgjengelig utstyr eller andre faktorer kan indikere at eliminering av arbeids-ekspansjonsmaskinen 13, eller erstatning med en alternativ ekspansjonsanordning (så som en ekspansjonsventil), er mulig, eller at total (istedenfor delvis) kondensering av destillasjons-dampstrømmen 36 i varmeveksleren 20 er mulig eller å foretrekke. Det skal også bemerkes at, avhengig av sammensetningen av mategasstrømmen, kan det være fordelaktig å bruke ekstern kjøling til å frembringe delvis kjøling av destillasjons-dampstrømmen 36 i veksleren 20.

I praktiseringen av den foreliggende oppfinnelse, vil det nødvendigvis være en liten trykkforskjell mellom de-etaniseringsanordningen og refluksseparatoren, som må tas i betraktning. Hvis destillasjon-dampstrømmen 36 passerer gjennom varmeveksleren 20 og inn i separatoren 15 uten noen økning i trykk, vil separatoren nødvendigvis innta et operasjonstrykk som er litt lavere enn operasjonstrykket i de-etaniseringsanordningen 17. I dette tilfelle, kan væskestrømmen som trekkes fra separatoren pumpes til sin mateposisjon i de-etaniseringsanordningen. Et alternativ er å anordne en forsterkningsblåser for destillasjonsdampstrømmen 36 for å heve operasjonstrykket i varmeveksleren 20 og separatoren 15 tilstrekkelig til at væskestrømmen 39 kan leveres til de-etaniseringsanordningen 17 uten pumping.

Bruk og fordeling av separatorvæsker, de-etanisering-sidetrekkvæsker, og refluksseparatorvæsker for prosessvarmeveksling, den spesielle anordning av varmevekslere for mategass og de-etaniseringsmatestrømskjøling, og valget av prosesstrømmer for spesifikke varmevekslingstjenester, må evalueres for hver spesiell anvendelse. Dessuten kan bruk av ekstern kjøling for å supplementere den kjøling som er tilgjengelig til mategassen fra andre prosesstrømmer benyttes, spesielt i tilfelle av en innløpsgass som er rikere enn den som brukes i eksempel 1.

Man vil også forstå at den relative mengde tilførsel som finnes i hver gren av den kondenserte væske som finnes i strømmen 39a som er delt mellom de to kolonnematinger i figur 5 vil avhenge av flere faktorer, deriblant gasstrykk, mategass-sammensetning og mengde av hestekrefter som er tilgjengelige. Den optimale deling kan ikke generelt forutsies uten å evaluere de spesielle forhold for en spesifikk anvendelse av den foreliggende oppfinnelse. Midtkolonnemateposisjonen som vist på figurene 4 til 6 er de foretrukne matesteder for de prosessoperasjonsforhold som er beskrevet. De relative lokaliseringer av midtkolonnematinger kan imidlertid variere, avhengig av innløpssammensetningen eller andre faktorer så som ønsket gjenvinningsnivå osv. Dessuten kan to eller flere av matestrømmene eller deler av disse bli kombinert, avhengig av de relative temperaturer og mengder av individuelle strømmer, og den kombinerte strøm kan mates til en midtkolonne mateposisjon. Figurene 4 til 6 er de foretrukne utførelser for de sammensetninger og trykkforhold som er vist. Skjønt individuell strømekspansjon er vist i spesielle ekspansjonsanordninger, kan alternative ekspansjonsanordninger benyttes når det passer. F.eks. kan forholdene tilsi arbeidsekspansjon av den kondenserte væskestrøm (strøm 33). Den foreliggende oppfinnelse frembringer forbedret gjenvinning av C3-komponenter per mengden av energiforbruk som er nødvendig for å operere prosessen. Den frembringer også reduserte kapitalkostnader idet all fraksjonering kan gjøres i en enkelt kolonne. En forbedring i energiforbruk nødvendig for å operere de-etaniseringsprosessen kan oppstå i form av redusert kraftbehov for kompresjon eller rekompresjon, redusert kraftbehov for ekstern kjøling, reduserte energibehov for tårn-gjenkoker, eller en kombinasjon av disse. Alternativt, om ønsket, kan øket C3-komponentgjenvinning oppnås for et fast energiforbruk.

Claims (8)

1. Fremgangsmåte for separasjon av en gasstrøm som inneholder metan, C2-komponenter, C3-komponenter og tyngre hydrokarbon komponenter til en flyktig restgassfraksjon inneholdende en hoveddel av metan- og C2-komponentene og en relativt mindre flyktig fraksjon inneholdende en hoveddel av C3-komponentene og tyngre hydrokarbonkomponenter, hvor a) gasstrømmen behandles i en eller flere varmevekslere og/eller ekspansjonstrinn for delvis å kondensere i det minste en del av denne og dermed å frembringe i det minste en første dampstrøm og minst en C3-innholdende væskestrøm som også inneholder lettere hydrokarboner, og b) minst en av de C3-holdige væskestrømmer blir rettet inn i en destillasjonskolonne hvor væsken blir separert til en annen dampstrøm inneholdende hovedsakelig metan og C2-komponenter og den relativt mindre flyktige fraksjonen som inneholder hoveddelen av C3-komponentene og tyngre hydrokarbonkomponenter, karakterisert ved at (1) i det minste en del av den første dampstrømmen blir rettet inn i en mateposisjon for midtkolonnen på destillasjonskolonnen som en andre tilførsel, (2) at en damp-destillasjonsstrøm blir trukket fra et område av destillasjonskolonnen nedenfor den første dampstrøm og avkjølt tilstrekkelig til å kondensere i det minste en del av den, for dermed å danne en tredje dampstrøm og en kondensert strøm, (3) at i det minste en del av den kondenserte strøm blir levert til destillasjonskolonnen i en toppmateposisjon, (4) at i det minste en del av den andre dampstrømmen er rettet inn i varmevekslingsforhold med dampdestillasjonsstrømmen for dermed å levere i det minste en del av kjølingen i trinn (2), og deretter å tømme i det minste en del av den andre dampstrømmen og den tredje dampstrømmen som den flyktige restgassfraksjon, og (6) at matestrømmenes mengder og temperaturer inn til destillasjonskolonnen holdes minst på en temperatur hvor hoveddelen av C3-komponentene og tyngre hydrokarbon komponenter blir gjenvunnet i den relativt mindre flyktige fraksjonen.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at en væskedestillasjonsstrøm blir trukket ut fra destillasjonskolonnen på et sted ovenfor det område hvor dampdestillasjonsstrømmen blir trukket ut, hvoretter væskedestillasjonsstrømmen blir oppvarmet og deretter omdirigert inn i destillasjonskolonnen som en tredje tilførsel til denne på et sted som er nedenfor det område hvor dampdestillasjonsstrømmen blir trukket ut.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at (1) den kondenserte strømmen er delt i minst en første væskestrøm og en annen væskestrøm, at (2) den første væskestrøm blir levert til destillasjonskolonnen i en toppmateposisjon, og at (3) væskestrømme blir levert til destillasjonskolonnen som en tredje tilførsel til denne, hvor det tredje tilførselssted er i hovedsak det samme område hvor damp-destillasjonsstrømmen blir trukket ut.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 3, karakterisert ved at en væskedestillasjonsstrøm blir trukket fra destillasjonskolonnen på et sted ovenfor det område hvor dampdestillasjonsstrømmen blir trukket ut, hvoretter væskedestillasjonsstrømmen blir oppvarmet og deretter omdirigert inn i destillasjonskolonnen som en fjerde tilførsel til denne på et sted nedenfor det område hvor dampdestillasjonsstrømmen blir trukket ut.

5. Anordning for separasjon av en gasstrøm som inneholder metan, C2-komponenter, C3-komponenter og tyngre hydrokarbonkomponenter, til en flyktig restgassfraksjon som inneholder en hoveddel av metan- og C2-komponentene og en relativt mindre flyktig fraksjon inneholdende en hoveddel av C3-komponentene og tyngre komponenter, hvor det i anordningen er (a) en eller flere første varmevekslingsanordninger og/eller ekspansjonsanordninger koplet til å virke sammen for å frembringe i det minste en delvis kondensert gasstrøm, for dermed å frembringe minst en første dampstrøm og minst en C3-holdig væske som også inneholder lettere hydrokarboner, og (b) en destillasjonskolonne forbundet til å motta i det minste en av de C3-holdige væskestrømmer som er tilpasset til å separere den første strøm til en annen dampstrøm inneholdende hovedsakelig metan og C2-komponenter og den relativt mindre flyktige fraksjon inneholdende hoveddelen av C3-komponentene og tyngre hydrokarbon komponenter, karakterisert ved at (1) en forbindelsesanordning er forbundet med destillasjonskolonnen for å levere i det minste en del av den første dampstrøm til destillasjonskolonnen ved en midtkolonne mateposisjon, (2) en damp-uttrekningsanordning forbundet med destillasjonskolonnen for å motta en dampdestillasjonsstrøm fra et område av destillasjonskolonnen nedenfor den første dampstrømmen, (3) en andre varmeveksleranordning forbundet med damp-uttrekningsanordningen for å motta dampdestillasjonsstrømmen og å kjøle den tilstrekkelig til å kondensere i det minste en del av den, (4) en separasjonsanordning forbundet med den andre varmeveksleranordning for å motta den delvis kondenserte destillasjonsstrøm og å separere den, for dermed å danne en tredje dampstrøm og kondensert strøm, hvor separasjonsanordningen er videre forbundet med destillasjonskolonnen for å levere i det minste en del av den kondenserte strømmen til destillasjonskolonnen ved en toppmateposisjon, (5) destillasjonskolonnen videre er forbundet med den andre varmeveksleranordningen for å dirigere i det minste en del av den andre dampstrøm som er separert i denne inn i et varmevekslingsforhold med dampdestillasjonsstrømmen, og (6) en kontroUanordning tilpasset for å regulere mengdene og temperaturene av matestrømmene til destillasjonskolonnen for å holde den overliggende temperatur av destillasjonskolonnen på en temperatur hvor hoveddelen av C3-komponentene og tyngre komponenter blir gjenvunnet i den relativt mindre flyktige fraksjon.

6. Anordning ifølge krav 5, karakterisert ved at (1) en væske-uttrekningsanordning er forbundet med destillasjonskolonnen for å motta en væskedestillasjonsstrøm fra et område av destillasjonskolonnen ovenfor damp-uttrekningsanordningen, (2) den første varmeveksleranordning forbundet med væskeuttrekningsanordningen for å motta destillasjonsstrømmen og å varme den, og (3) at den første varmevekslingsanordning videre er forbundet med destillasjonskolonnen for å levere den oppvarmede strøm til destillasjonskolonnen på et sted nedenfor damputtrekningsanordningen.

7. Anordning ifølge krav 5, karakterisert ved at (1) en deleanordning er forbundet med separasjonsanordningen for å motta den kondenserte strøm og å dele den i minst første og andre væskestrømmer, hvor deleanordningen videre er forbundet med destillasjonskolonnen for å levere den første væskestrøm til destillasjonskolonnen ved en toppmateposisjon, og (2) at deleanordningen videre er forbundet med destillasjonskolonnen for å levere den andre væskestrøm til destillasjonskolonnen på et sted i hovedsak det samme område som damputtrekningsanordningen.

8. Anordning ifølge krav 7, karakterisert ved at (1) en væskeuttrekningsanordning er forbundet med destillasjonskolonnen for å motta en væskedestillasjonsstrøm fra et område av destillasjonskolonnen ovenfor damputtrekningsanordningen, (2) en første varmeveksleranordning forbundet med væskeuttrekningsanordningen for å motta væskedes-tillasjonsstrømmen og å varme den, og (3) at den første varmevekslingsanordningen videre er forbundet med destillasjonskolonnen for å levere den oppvarmede strøm til destillasjonskolonnen på et sted som er nedenfor damputtrekningsanordningen.