NO330367B1 - Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etan. - Google Patents

Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etan. Download PDF

Info

Publication number
NO330367B1
NO330367B1 NO20030654A NO20030654A NO330367B1 NO 330367 B1 NO330367 B1 NO 330367B1 NO 20030654 A NO20030654 A NO 20030654A NO 20030654 A NO20030654 A NO 20030654A NO 330367 B1 NO330367 B1 NO 330367B1
Authority
NO
Norway
Prior art keywords
distillation column
gas processing
processing plant
stream
plant according
Prior art date
Application number
NO20030654A
Other languages
English (en)
Other versions
NO20030654L (no
NO20030654D0 (no
Inventor
John Y Mak
Original Assignee
Fluor Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Fluor Corp filed Critical Fluor Corp
Publication of NO20030654L publication Critical patent/NO20030654L/no
Publication of NO20030654D0 publication Critical patent/NO20030654D0/no
Publication of NO330367B1 publication Critical patent/NO330367B1/no

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/74—Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/66—Separating acid gases, e.g. CO2, SO2, H2S or RSH
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams the fluid being hydrocarbons or a mixture of hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/10—Mathematical formulae, modeling, plot or curves; Design methods
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/12—Particular process parameters like pressure, temperature, ratios
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2

Landscapes

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

Description

Oppfinnelsen angår et gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av en gassfraksjon fra en tilført gass, og angår spesielt gjenvinning av propan og etan.
Mange naturgasser og syntetisk fremstilte gasser omfatter mange forskjellige av ulike hydrokarboner, og en rekke metoder og konfigureringer er kjent innenfor fagområdet for å produsere kommersielt relevante fraksjoner fra slike gasser. Blant andre prosesser er kryogen gass-separasjon (se f.eks. US-patenter nr. 4 157 904, 4 690 702 eller 5 275 005) blitt en foretrukket metode for gass-separasjon.
I en typisk gass-separasjonsprosess blir en tilførselsgass-strøm under trykk avkjølt ved hjelp av varmeveksler og når gassen kjøles av, kondenserer væske fra den avkjølte gassen. Væskene ekspanderes så og fraksjoneres i en destillasjonskolonne (f.eks. en av-etaniserer eller av-metaniserer) for å skille ut restkomponen-ter så som metan, nitrogen og andre flyktige gasser som toppdamp, fra de øn-skede C2, C3og tyngre komponenter. I enkelte konfigureringer ekspanderes ikke-kondensert avkjølt tilførselsgass for å kondensere ytterligere væske, som deretter kan anvendes som C2- og C3-absorberingsmiddel i en absorber. Forskjellige for-bedringer av grunnkonseptet for kryogen gass-separasjon er blitt utviklet.
For eksempel beskrives det i US-patent nr. 5 890 378 et system hvor (a) absorberen har tilbakeløp, (b) hvor av-etanisererkondensatoren tilveiebringer ti I— bakeløp for både absorberen og av-etanisereren, mens kjølekravene oppfylles ved anvendelse av en turboekspander, og (c) hvor absorberen og av-etanisereren drives ved stort sett det samme trykket. Selv om konfigurering på fordelaktig måte reduserer kapitalkostnadene for utstyr forbundet med tilveiebringelse av tilbakeløp for absorpsjonsseksjonen og av-etanisereren, avtar propanutvinningen i betydelig grad ettersom driftstrykket i absorberen stiger, spesielt ved et overtrykk på over 3447 kPa, hvor separasjon av etan fra propan i av-etanisereren blir stadig mer vanskelig. Derfor er systemet beskrevet i dette patentskriftet generelt begrenset av den øvre driftsgrense for av-etaniserertrykket. Det å øke absorbertrykket samtidig som ønskelig propanutvinning opprettholdes blir vanskelig, om ikke umulig, i denne prosesskonfigurering. Videre nødvendiggjør drift av absorberen og av-etanisereren ved et overtrykk ved eller under 3447 kPa typisk høyere restgass-gjenkomprimering, noe som fører til relativt høye driftskostnader.
For å omgå i det minste noen av problemene som er forbundet med relativt høye kostnader i forbindelse med restgass-gjenkomprimering beskrives det i US-patent nr. 5 953 935 en anleggskonfigurering hvor en ytterligere fraksjonerings- kolonne er inkludert. Absorbertilbakeløpet i denne anleggskonfigurering produseres ved komprimering, avkjøling og Joule Thomson-ekspansjon av en slipp-strøm av tilførselsgass. Selv om konfigureringen beskrevet i dette patentskriftet generelt tilveiebringer en forbedret propanutvinning med i hovedsak ingen økning i hestekreftene for anleggets restkomprimering, så minsker propanutvinning i betydelig grad ettersom driftstrykket i absorberen stiger, spesielt ved overtrykk over ca. 3447 kPa. Videre er etangjenvinning under anvendelse av slike kjente systemer designet for propanutvinning vanligvis begrenset til ca. 20% gjenvinning.
For å forbedre etangjenvinning med et lavt C02-innhold i etanproduktet beskrives det i US-patent nr. 6 182 469 et tårn-gjenkokingsskjema hvor én eller flere flytende tårndestillasjonsstrømmer fra et punkt som er høyere i absorberen anvendes for avdrivning av uønskede komponenter (f.eks., karbondioksid i en av-metaniserer). Dette skjemaet krever typisk over-avdrivning av etanproduktet, og C02-fjerning er generelt begrenset til ca. 6%. Videre vil ytterligere CCMjerning under anvendelse av denne prosessen i betydelig grad redusere etangjenvinningen og øke kraftforbruket. Videre, og spesielt dersom etanproduktet anvendes for kjemisk produksjon, krever produktet i denne konfigurering typisk ytterligere be-handling for å fjerne CO2til eller under et nivå på 500 ppmv, noe som ofte krever betydelige kapital- og driftskostnader.
Selv om der er forskjellige konfigureringer og prosesser for forbedring av propan- og etangjenvinning som er kjent på fagområdet, så er alle disse eller nes-ten alle, forbundet med én eller flere ulemper. Det er derfor fremdeles et behov for å tilveiebringe forbedrede metoder og blandinger for høy-propangjenvinningspro-sesser og -konfigureringer.
Foreliggende oppfinnelse angår konfigureringer for et gassbearbeidingsanlegg omfattende en en absorber med tilbakeløp 103 som drives ved et første trykk, under produksjon av en bunnproduktstrøm 7 og mottak av et
råmateriale og en absorber-tilbakeløpsstrøm 19;
- en destillasjonskolonne 106 fluidforbundet med absorberen 103, hvor tilførselstrømmen 11 mottas i kolonnen, og en destillasjonskolonne-toppstrøm 13 produseres, og hvor kolonnen drives ved et andre trykk som
er minst 689 kPa lavere enn det første trykk; og
- hvor minst en porsjon av bunnproduktstrømmen 7 ekspanderes og gir kjøling for minst én av absorber-tilbakeløpsstrømmen 19 og destillasjonskolonne-tilførselsstrømmen 11; og - hvor destillasjonskolonne-toppstrømmen 13 blir separert i en fluidporsjon 16 som tilveiebringer tilbakeløp for destillasjonskolonnen 106, og en
gassformig porsjon 15 som flytendegjøres og gir absorber-tilbakeløpsstrømmen 19.
I en utførelsesform omfatter destillasjonskolonnen 106 en av-etaniseringskolonne, råmaterialet har et overtrykk på mellom 6895 kPa og 13790 kPa, og ekspanderes i en turbinekspander 102. Bunnproduktet for absorberen ekspanderes i et område på 689 - 1724 kPa, og avkjøler derved produktet til en temperatur mellom -70,6°C og -87,2°C. Det forutsettes også at den avkjølte og ekspanderte bunnproduktstrømmen 8 deretter føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrøm 11 inn i destillasjonskolonnen 106, og det forutsettes videre at den ekspanderte bunnproduktstrøm videre kan tilveiebringe kjøling for en destillasjonskolonne-tilbakeløpsstrøm 13.1 en spesiell utførelsesform produserer destillasjonskolonnen en toppstrøm 13 som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen 103 som absorbertilbakeløpsstrøm 19.
I en annen utførelsesform så omfatter destillasjonskolonnen en av-etanisererkolonne, råmaterialet har et overtrykk på mellom 3792 kPa og 5516 kPa, og ekspanderes ikke i en turbinekspander. Bunnproduktet i absorberen 103 ekspanderes i et område på 689 - 1724 kPa, noe som avkjøler produktet til en temperatur mellom -45,6°C og -56,7°C. Det forutsettes også at den avkjølte og ekspanderte bunnproduktstrøm deretter føres som destillasjonskolonne-tilførsels-strømmen 11 inn i destillasjonskolonnen 106, og at minst en andel av råmaterialet føres inn i en lavere seksjon av destillasjonskolonnen 106.1 et ytterligere overveiet aspekt er en ekstern kjøling koblet til destillasjonskolonnen 106 og veksleren for tilført materiale.
I en enda ytterligere utførelsesform omfatter destillasjonskolonnen 106 en av-metaniserer, råmaterialet er ved et overtrykk på mellom 6895 kPa og 13790 kPa og ekspanderes i en turboekspander 102. Det forutsettes også at i slike konfigureringer ekspanderes absorber-bunnproduktet i et område på 689 - 1724 kPa, hvorved bunnproduktstrømmen avkjøles til en temperatur på mellom - 70,6°C og -87,2°C. Det forutsettes videre at det ekspanderte bunnprodukt 8 føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrøm 11 inn i destillasjonskolonnen 106, hvor destillasjonskolonnen produserer en destillasjonskolonne-toppstrøm 13 som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen 103 som absorbertilbakeløps-strøm 19, og at destillasjonskolonnen produserer en destillasjonskolonne- produktstrøm som omfatter ikke mer enn 500 ppm karbondioksid. I spesielle aspekter splittes råmaterialet i en første andel og en andre andel, og en ekstern kjøleanordning kjøler minst en del av den første andelen, og minst én sidekoker 116 lokalisert i den øvre seksjon av destillasjonskolonnen 106 (dvs. som er fluidkoblet til av-metanisereren mellom en topp-plate og en posisjon åtte plater under topp-platen), sørger for gjenkoking av destillasjonskolonnen 106, tilveiebringer varme for avdrivning av CO2fra av-metaniserer-produktstrømmen, og tilveiebringer videre kjøling av den første andelen av råmaterialet.
Forskjellige formål, trekk, aspekter og fordeler ved foreliggende oppfinnelse vil bli tydeliggjort i følgende detaljerte beskrivelse av foretrukne utførelser av oppfinnelsen, sammen med de medfølgende tegningene. Fig. 1 er en skjematisk tegning av et eksempel på et gassbearbeidingsanlegg for propangjenvinning i henhold til tidligere teknikk. Fig. 2 viser skjematisk et eksempel på konfigurering av et gassbearbeidingsanlegg for propangjenvinning med en turboekspander, et tilførselsgass-overtrykk på ca. 8963 kPa og en av-etaniserer som destillasjonskolonne. Fig. 2A er en grafisk fremstilling som viser en varmesammensetningskurve (heat composite curve) for varmeveksler 100 i en anleggskonfigurering i henhold til fig. 2. Fig. 3 er en skjematisk fremstilling av nok et eksempel på gassbearbeidingsanlegg for etangjenvinning i samsvar med tidligere teknikk. Fig. 4 er en skjematisk fremstilling av et ytterligere eksempel på konfigurering for et gassbearbeidingsanlegg for etangjenvinning med en turboekspander, et tilførselsgass-overtrykk på ca. 8963 kPa og en av-metaniserer som destillasjonskolonne. Fig. 4A er en grafisk fremstilling som viser en varmesammensetningskurve for varmeveksler 100 i en anleggskonfigurering i henhold til fig. 4. Fig. 4B er en grafisk fremstilling som viser en varmesammensetningskurve for varmeveksler 116 i en anleggskonfigurering i henhold til fig. 4. Fig. 5 viser skjematisk enda et annet eksempel på konfigurering for et gassbearbeidingsanlegg uten turboekspander, et tilførselsgass-overtrykk på ca. 5171 kPa og en av-etaniserer som destillasjonskolonne. Fig. 6 viser skjematisk et eksempel på konfigurering for et gassbearbeidingsanlegg hvor tilbakeløpsabsorberen og destillasjonskolonnen er konfigurert i et enkelt tårn.
Oppfinnerne oppdaget at høy propangjenvinning (dvs. minst 95%) fra en tilførselsgass med et trykk som er relativt høyt (f.eks. mellom ca. 6895 kPa overtrykk og 13790 kPa overtrykk) til relativt lavt (f.eks. mellom ca. 3792 kPa overtrykk og 5516 kPa overtrykk) kan gjennomføres ved at en absorber i et gassbearbeidingsanlegg drives ved et betydelig høyere trykk enn en destillasjonskolonne (f.eks. en av-etaniserer), og hvor absorber-bunnproduktet ekspanderes for å tilveiebringe kjøling av absorbertilbakeløpsstrømmen og/eller destillasjonsko-lonnetilførselen. Oppfinnerne har videre oppdaget at slike konfigureringer også kan anvendes for i betydelig grad å øke etangjenvinning fra tilførselsgass med relativt høyt trykk og til i betydelig grad å fjerne CO2.
Mer spesielt forutsetter oppfinnerne et gassbearbeidingsanlegg som omfatter en absorber med tilbakeløp og som drives ved et første trykk, som produserer en bunnproduktstrøm og som mottar et råmateriale og en absorber-tilbake-løpsstrøm. Mulige konfigureringer omfatter videre en destillasjonskolonne som er fluidkoblet til absorberen som mottar en destillasjonskolonne-tilførselsstrøm og som drives ved et andre trykk, som er minst 689 kPa lavere enn driftstrykket for absorberen, hvor minst en andel av bunnproduktstrømmen ekspanderes og tilveiebringer kjøling av absorber-tilbakeløpsstrømmen og/eller destillasjonskolonne-tilførselsstrømmen.
Fig. 1 i henhold til tidligere teknikk avbilder en kjent konfigurering for et propangjenvinningsanlegg hvor en tilførselsgass-strøm 1 ved et overtrykk på ca. 8963 kPa avkjøles i en varmeveksler 100, separert i en gass- og en væskefase, og hvor gassfasen deretter ekspanderes i en turboekspander 102 og føres inn i absorberen 103, som drives ved et overtrykk på ca. 3103 kPa. Væskefasen (dersom en slik finnes) er Joule-Thomson (JT) ekspandert, og føres direkte inn i en lavere del av absorberen. Bunnproduktet i absorberen pumpes ved hjelp av pumpe 104 gjennom varmeveksler 100, og det oppvarmede bunnproduktet føres deretter inn i av-etanisereren.
Absorberen 103 har tilbakeløp under anvendelse av avkjølt av-etaniserer-toppstrøm 14, hvor avkjølingen av tilbakeløpet tilveiebringes av toppdampen fra absorberen, som oppvarmes ytterligere i varmeveksler 100 før rekompresjon i rekompressor 112 og påfølgende restgasskompressor 113. Absorber 103 tilveiebringer videre tilbakeløpsstrøm 17 som føres inn i av-etanisereren ved hjelp av pumpe 108. Flytende produktstrøm 12 kommer ut av av-etanisereren med en propangjenvinning som typisk er over 95%.
I motsetning til dette har en spesielt foretrukket konfigurering av et gassbearbeidingsanlegg for propangjenvinning som avbildet på fig. 2 en absorber 103 med tilbakeløp og som drives ved et overtrykk på ca. 4068 kPa og en av-etaniserer 106 som drives ved et overtrykk på ca.2827 kPa, mens tilførselsgass-strøm-men 1 har et overtrykk på ca. 8963 kPa. Tilførselsgass-strømmen 1 avkjøles i varmeveksler 100 og separeres i en separator 101 i en væskeandel 5 og en gassandel 4. Væskeandelen 5 (om en slik er til stede) føres inn i absorberen 103, mens gassandelen 4 ekspanderes i en turboekspander 102 til nivået av driftstrykket i absorberen. Ekspandert gassandel 6 føres så inn i en lavere seksjon av absorberen 103. Absorberen 103 mottaren tilbakeløpsstrøm 19, som tilveiebringes av toppstrømmen 13 fra av-etanisereren 106. Toppstrømmen 13 avkjøles i en varmeveksler 105, og separeres i en separator 107 i en gassfase 15 og en væskefase 16. Væskefase 16 pumpes tilbake til av-etanisereren som av-etaniserer-til-bakeløp ved hjelp av pumpe 108, mens gassfase 15 komprimeres i kompressor 111 og avkjøles i varmeveksleren 100 før den kommer inn i absorberen som til-bakeløpsstrøm 19.
Absorber-bunnstrømmen 7 ekspanderes i JT-ventil 104, hvorved trykket senkes i en grad på ca. 1241 kPa og kjøler i betydelig grad bunn-reststrømmen. Den avkjølte absorber-bunnstrøm 8 anvendes så som et kjølemiddel i varme-vekslerne 100 og 105 før den kommer inn i av-etaniserer 106 som av-etaniserer-tilførselsstrøm 11. Absorber-toppstrøm 9 oppvarmes i varmeveksleren 100 og gjenkomprimeres i gjenkompressor 112 (som er operasjonelt koblet til turboekspanderen). Rekomprimert toppstrøm 21 komprimeres ytterligere i restgasskompressor 113 og føres inn i en restgass-rørledning. Av-etaniserer-bunnstrøm-men 12 tilveiebringer flytende produkt med en propangjenvinning på minst 99%.
Når det gjelder tilførselsgass-strømmene, er en rekke naturlige og
syntetiske tilførselsgass-strømmer å regne som egnet for anvendelse i forbindelse med læren presentert heri, og spesielt foretrukne tilførselsgass-strømmer omfatter naturgasser, raffinerigasser og syntetiske gass-strømmer fra hydrokarbonmateria-ler så som nafta, kull, olje, lignitt, etc. Følgelig kan trykket for egnede tilførsels-gass-strømmer variere betydelig. Vanligvis er det imidlertid foretrukket at hen-siktsmessige tilførselsgass-overtrykk for anleggskonfigureringer i henhold til fig. 2 generelt vil være i området mellom 6895 kPa og 13790 kPa, og at minst en andel av råmaterialet ekspanderes i en turboekspander for å tilveiebringe kjøling og/eller kraft for restgass-gjenkomprimeringen.
Avhengig av trykket av tilførselsgassen og mengden av tilførselsgass-ekspansjon i turboekspanderen, så kan driftstrykket for absorberen variere i området mellom 3449 kPa og 5518 kPa overtrykk, mer foretrukket mellom 3449 kPa og 5173 kPa overtrykk, og mest foretrukket mellom 3794 kPa og 4828 kPa overtrykk. Det vil således være spesielt foretrukket at bunnproduktstrømmen forlater absorberen ved et betydelig trykk, og at kjøling kan tilveiebringes ved ekspandering av bunnproduktstrømmen til et lavere trykk. I et spesielt overveiet aspekt reduserer ekspansjon av bunnproduktstrømmen bunnprodukt-strømtrykket i et område fra ca. 689 kPa til ca. 1724 kPa og mer foretrukket i et område fra ca. 1035 kPa till 380 kPa. Det kan således tenkes at absorberen drives ved et trykk som er minst 689 kPa høyere enn trykket for destillasjonskolonnen; alternative trykkforskjeller er imidlertid også mulige, og omfatter absorber-trykkforskjeller på mindre enn 689 kPa (f.eks. mellom 345 og 683 kPa, og endog mindre), og omfatter spesielt absorber-trykkforskjeller på mer enn 689 kPa (f.eks. mellom 697 kPa og 1034 kPa, mer foretrukket mellom 1041 kPa og 1724 kPa, og endog høyere).
Det er derfor å foretrekke at temperaturen i den ekspanderte bunnprodukt-strømmen vil være i et område på ca. -70,6°C til -87,2°C. Det forutsettes derfor at den ekspanderte bunnproduktstrømmen videre kan tilveiebringe kjøling for forskjellige strømmer inne i gassbearbeidingsanlegget, og det forutsettes spesielt at den ekspanderte bunnproduktstrømmen videre kjøler en destillasjonskolonne-toppstrøm og et absorbertilbakeløp. Det forutsettes videre at den ekspanderte bunnproduktstrømmen kan føres inn i destillasjonskolonnen i forskjellige posisjo-ner; det er imidlertid spesielt foretrukket at den ekspanderte bunnproduktstrøm-men føres inn i destillasjonskolonnen ved en posisjon under tilførselspunktet for tilbakeløpet (f.eks. minst tre plater under den øverste plate i destillasjonskolonnen).
Når det gjelder destillasjonskolonnen foretrekkes det spesielt at destillasjonskolonnen produserer en destillasjonskolonne-toppstrøm som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen som absorbertilbakeløpsstrømmen, slik at det derved tilveiebringes en spesielt mager strøm (strøm 13 inneholdende 64 mol% metan og 33 mol% etan) som kan anvendes for å utvinne propanet og tyngre komponenter fra de ekspanderte tilførselsgass-strømmer. Overveiede konfigureringer i henhold til fig. 2 mottar et råmateriale som omfatter propan, og tilveiebringer en destillasjonskolonne-produktstrøm som omfatter minst 95% av propanet i råmaterialet.
I et annet spesielt foretrukket aspekt av foreliggende oppfinnelse så har et gassbearbeidingsanlegg som avbildet på fig. 5 en absorber 103 med tilbakeløp som drives ved et overtrykk på ca. 4964 kPa og en av-etaniserer 106 som drives ved et overtrykk på ca. 3447 kPa, mens tilførselsgass-strømmen 1 har et overtrykk på ca. 5240 kPa. Tilførselsgass-strømmen 1 separeres i separator 101 i en væskeandel 5 og en gassandel 2. Væskeandelen JT ekspanderes i JT-ventil 115, og føres direkte inn i av-etanisereringskolonnen 106. Gassandelen 2 avkjøles i en varmeveksler 100, og den avkjølte gassandelen 6 føres så inn i absorber 103 uten ekspansjon i en turboekspander. Absorberen 103 mottaren tilbakeløpsstrøm 19, som tilveiebringes av toppstrømmen 13 fra tilbakeløpsbeholderen 102 av av-etanisereren 106. Av-etaniserer-toppstrømmen 13, koblet med en ekstern kjøle-strøm 109, og absorber-toppdampstrøm 9 anvendes for å avkjøle tilførselsstrøm-men 2 i veksler 100. Av-etaniserer-toppstrømmen 13 oppvarmes til omgivelses-temperatur i veksler 100 ved hjelp av tilførselsstrømmen i veksler 100, og komprimeres deretter i en kompressor til strøm 18. Kompressorutgangsstrøm 18 avkjø-les i en luftavkjølt veksler 114, og avkjøles deretter videre i varmeveksler 105 med absorber-bunnstrøm 8 før den kommer inn i absorberen som tilbakeløpsstrøm 19.
Absorber-bunnstrømmen 7 ekspanderes i JT-ventil 104, slik at trykket derved senkes med ca. 1448 kPa, og absorber-bunnstrømmen avkjøles i betydelig grad fra -43,9°C til -61,7°C. Den ekspanderte og avkjølte absorber-bunnstrøm 8 anvendes deretter som et kjølemiddel i varmeveksleren 105 før den kommer inn i av-etaniserer 106 som av-etaniserer-tilførselsstrøm 11. Absorber-toppstrøm 9 oppvarmes i varmeveksleren 100, og føres inn i restgass-rørledningen uten gjenkomprimering. Av-etaniserer-bunnstrømmen 12 tilveiebringer flytende produkt med en propangjenvinning på minst 95%.
Når det gjelder typen og den kjemiske sammensetningen av tilførselsgas-sen gjelder de samme betraktninger som de som er beskrevet ovenfor. I anleggskonfigureringer i henhold til fig. 5 har imidlertid tilførselsgassen et overtrykk på mellom ca. 3792 kPa og ca. 5516 kPa, og mest foretrukket mellom ca. 4137 kPa og ca. 5 171 kPa overtrykk. Det skal spesielt forstås at drift av absorberen ved et høyere trykk gjør det mulig å føre tilførselsgassen inn i absorberen uten at den går gjennom en turboekspander. Trykket i absorberbunnproduktet (som fortrinns-vis er rikt på metan) kan derfor med fordel anvendes for kjøling av forskjellige strømmer i anlegget.
Det forutsettes at absorber-bunnproduktstrømmen ekspanderes for å redusere bunnproduktstrøm-trykket i et område på ca. 345 kPa til ca. 2423 kPa, og mer foretrukket i et område på ca. 689 kPa til ca. 1724 kPa. Det forventes derfor at bunnproduktstrømmen vil ha en temperatur mellom -34,4°C og -62,2°C, og mer typisk mellom ca. mellom -45,6°C og -56,7°C. Uten å begrense foreliggende oppfinnelse, forutsettes det generelt at den ekspanderte bunnproduktstrøm til-føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrøm inn i destillasjonskolonnen under toppen av destillasjonskolonnen, og det foretrekkes at den ekspanderte bunn-produktstrømmen føres inn i destillasjonskolonnen ved en posisjon som er minst tre plater under en øverste plate i destillasjonskolonnen. Når det gjelder den flytende andelen av tilførselsgassen, så er det generelt foretrukket at minst en porsjon av tilførselsgassen føres inn i en lavere seksjon av destillasjonskolonnen.
Det skal videre forstås at under propangjenvinning anvendes absorber-bunnproduktene etter at de er blitt anvendt for å kjøle absorber-topptilbakeløpet, videre (dersom restavkjøling er tilgjengelig) for å avkjøle av-etanisererens toppdamp som tilveiebringer tilbakeløp til av-etanisereren. Den oppvarmede absorber-bunnproduktstrøm ved ca. -34,4°C til ca. -45,6°C føres til en tilførselsplate som er lokalisert minst 3 plater fra den øverste topp av av-etanisereren. Dette arrange-mentet forbedrer den samlede fraksjoneringsytelse for av-etanisereren ved å tilveiebringe tilbakeløp og ytterligere rektifisering under nyttiggjøring av kjøleinnhold av JT av absorberbunnrestene. Av-etanisereren drives ved en topptemperatur mellom -28,9 og -48,3°C.
Når det gjelder av-etanisereren, skal det spesielt forstås at av-etanisereren produserer en toppstrøm som avkjøles og føres inn i absorberen som absorber-til-bakeløpsstrøm, og tilveiebringer derved en spesielt mager strøm (strøm 13 inneholdende 75 mol% metan og 25 mol% etan) og som kan anvendes for å gjenvinne propanet og tyngre komponenter fra tilførselsgass-strømmen. Således mottar konfigureringene i henhold til fig. 5 et råmateriale som omfatter propan, og tilveiebringer en destillasjonskolonne-produktstrøm som omfatter minst 95% av propanet i råmaterialet.
I enda et ytterligere overveiet aspekt av oppfinnelsen kan ytterligere konfigureringer tenkes anvendt i et gassbearbeidingsanlegg for etangjenvinning fra en tilførselsgass. Fig. 3 viser en konfigurering i samsvar med tidligere teknikk hvor en tilførselsgass-strøm 1 ved et overtrykk på ca. 8963 kPa avkjøles og separeres til en gassformig andel 4 og en væskeandel 5. Den gassformige porsjo nen splittes i to strømmer, og den første strøm blir avkjølt og JT ekspandert, mens den andre strøm føres gjennom en turboekspander. Begge strømmene føres så inn på forskjellige steder i av-metanisereren. Av-metanisereren dreies ved et overtrykk på ca. 2965 kPa. Av-metanisererens topp-produkt tilveiebringer kjøling for den første strøm og gjenkomprimeres av turboekspanderen og komprimeres ytterligere av restgasskompressoren før den går ut av anlegget som restgass. Typisk er etangjenvinningen ca. 80%, og COHnnholdet i etanproduktet er ca. 2 til 6%.
I motsetning til dette har et etangjenvinningsanlegg med konfigureringer i henhold til foreliggende oppfinnelse som vist på fig. 4, en absorber 103 med tilbakeløp og som drives ved et overtrykk på ca. 4068 kPa og en av-etaniserer 106 som drives ved et overtrykk på ca. 3103 kPa, mens tilførselsgass-strømmen 1 har et overtrykk på ca. 6963 kPa. Tilførselsgass-strøm 1 splittes til en første porsjon 2a og en andre porsjon 2b. Den første porsjonen 2a avkjøles i varmeveksler 100 og den andre porsjonen 2b avkjøles i varmeveksler 116. De respek-tive avkjølte tilførselsgass-strømmer 3a og 3b forenes og separeres i en separator 101 i en væskeandel 5 og en gassandel 4. Væskeandelen 5 (dersom en slik fore-kommer) føres inn i absorberen 103 etter JT ekspansjon i JT ventil 115, mens den gassformige andelen 4 ekspanderes i en turboekspander 102 til nivået for driftstrykket for absorberen 103. Den ekspanderte gassformige porsjonen 6 føres så inn i en lavere del av absorberen 103. Absorberen 103 mottar en tilbakeløpsstrøm 19, som tilveiebringes av av-metaniserertoppstrømmen 13 fra av-metanisereren 106. Toppstrømmen 13 skilles i en separator 107 i en gassformig fase 15 og en flytende fase 16. Flytende fase 16 pumpes tilake til av-metanisereren som av-me-taniserertilbakeløp via pumpe 108, mens gassformig fase 15 komprimeres i kompressor 111 og avkjøles i varmeveksleren 100 før den kommer inn i absorberen som tilbakeløpsstrøm 19.
Absorber-bunnstrøm 7 ekspanderes i JT-ventil 104, og senker derved trykket i en grad på ca. 758 kPa og avkjøler i betydelig grad absorber-bunnstrømmen. Den avkjølte absorber-bunnstrøm 8 anvendes så som kjølemiddel i varmeveksleren 100 før den går inn i av-metaniserer 106 som avmetaniserer-tilførselsstrøm 11. Absorber-toppstrøm 9 varmes opp i varmeveksleren 100 og gjenkomprimeres i gjenkompresser 112 (som er operasjonelt koblet til turboekspanderen). Gjen-komprimert toppstrøm 21 komprimeres ytterligere i en restgasskompressor 113 og føres inn i en restgass-rørledning. Av-metanisererbunnstrøm 12 tilveiebringer flytende produkt med en etangjenvinning på minst 69,0% og et CO^-innhold på ikke mer enn 500 ppm. To sidekokere, lokalisert i toppseksjonen av av-metanisereren, trekker ut flytende destillasjonsstrøm 109A og 109B. Disse strømmene føres til destillasjonskolonnen og tilveiebringer oppvarmingsarbeid for fjerning av hoveddelen av CO2fra det flytende produkt, og tilveiebringer videre kjøling av den første andelen av råmaterialet ved hjelp av strøm 109A og 109B. Resten av CO2fjernes i bunnkokeren 110.
Egnede tilførselsgasser forutsettes å ha et overtrykk på mellom 6895 kPa og 13790 kPa. Det er derfor foretrukket at minst en porsjon av tilførselsgassen ekspanderes i en turboekspander. Ytterligere kjøling tilveiebringes ved å ekspandere bunnprodukt-strømmen i et område på 689-1724 kPa. Det forutsettes derfor at den ekspanderte bunnprodukt-strøm har en temperatur mellom -70,6°C og -87,2°C.
Når det gjelder av-metanisereren, skal det spesielt forstås at av-metanise-rerkolonnen produserer en toppstrøm som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen som absorber-tilbakeløpsstrøm, og utgjør derfor en spesielt mager strøm (strøm 13 inneholdende over 90 mol% metan) og som kan anvendes for å gjenvinne etan og tyngre komponenter fra de ekspanderte tilførselsgass-strøm-mer. Konfigureringene i henhold til fig. 4 mottar et råmateriale som omfatter etan og propan, og tilveiebringer en destillasjonskolonne-produktstrøm som omfatter minst 60% av etanet og 95% av propanet i råmaterialet.
Det skal spesielt gjøres oppmerksom på at konfigureringene i henhold til fig. 4 kan anvendes for gjenvinning av opptil 75% etan uten vesentlig økning i kapital- og driftskostnader for etangjenvinning dersom systemet kan anvendes for høy propangjenvinning i henhold til fig. 2.1 en spesielt egnet konfigurering føres tilførselen til av-metanisereren til en plate som er lokalisert ved toppen av av-metanisereren, og topp-tilbakeløpskondensatoren 105 på fig. 2 kan omvandles for anvendelse som en sidekoker 116 for av-metanisereren på fig. 4. Ytterligere sidekokere og ekstern avkjøling kan anvendes for å forbedre den samlede ener-gieffekt. Av-metanisererens topp-tilbakeløpssystem forbigås i denne operasjonen, og av-metanisereren drives nå som kokeravdriver (i sammenligning med en frak-sjonator under propangjenvinning). Det grunnleggende utstyrsdesign og anord-ning i systemet oppstrøms er bibeholdt som på fig. 2, men med en lavere drifts-temperatur. Absorberen på toppen drives da ved en lavere temperatur på ca. -73,3°C til ca. -90,0°C, og temperaturen på utgangsmaterialet til av-metanisereren er ved en lavere temperatur på ca. -73,3°C til ca. -84,4°C.
Det skal videre forstås at de tidligere kjente gjenvinningsanlegg designet for propangjenvinning kan gjenvinne etan i et område på 20% til 40%. I motsetning til dette kan konfigureringer i henhold til foreliggende oppfinnelse, med små endringer i drifts- og prosessparametere, anvendes på økonomisk måte for etangjenvinning opptil 75%. Videre inneholder etanet produsert i tidligere kjente gjenvinningsanlegg designet for etangjenvinning vanligvis 2-6% CO2.1 motsetning til dette vil konfigureringer i henhold til foreliggende oppfinnelse tillate etangjenvinning hvor C02er til stede i etanet i en mengde på mindre enn 500 ppm, og mer typisk mindre enn 350 ppm.
Når det gjelder alle komponentene i de påtenkte konfigureringer (f.eks. var-mevekslere, pumper, ventiler, kompressorer, ekspandere, absorbere med tilbake-løp, av-etaniserere, etc), skal det forstås at alle kjente og kommersielt tilgjenge-lige komponenter er egnet for anvendelse i forbindelse med læren presentert heri. Det regnes videre generelt med at konfigureringer i henhold til foreliggende oppfinnelse kan finne bred anvendbarhet for gassanleggsformål hvor høy propangjenvinning er ønskelig, og hvor tilførselsgass er tilgjengelig ved overtrykk på mer enn 3792 kPa. Videre kan slike konfigureringer på fordelaktig måte redusere utstyrs-og driftskostnader, spesielt der hvor turboekspander-teknologi ville gjøre det nød-vendig med komprimering av tilførselsgass og/eller restgass. For gassanleggsformål hvor energikostnader er relativt høye og propanverdi i sammenligning med brennstoffverdi er marginal, anses det at foretrukne designkonfigureringer i høy grad reduserer de samlede energikomprimeringskostnader ved å drive absorberen ved mellom 4137 og 5171 kPa overtrykk under opprettholdelse av propan-gjenvinningen på mellom 85% og 95%. Videre skal det forstås at ved å kombinere tilbakeløps-absorberen og av-etanisereren i en enkelt kolonne som vist på fig. 6, så kan kravene til det samlede anleggsarealet reduseres, noe som kan gi betydelige kostnadsbesparelser ved design av moduler og plattformer.
Eksempler
Drift av gassbearbeidingsanlegg i henhold til figurer 1, 2, 3, 4, og 5 ble computersimulert under anvendelse av prosess-simulator HYSYS, og tabeller 1, 2, 3, 4 og 5, som er vedlagt, oppsummerer eksempler på komponentstrømning, trykk og temperaturer i konfigureringene som vist på henholdsvis fig. 1-5.
Videre ble beregninger gjennomført for å fremlegge varmesammenset-ningskurven for varmeveksler 100 i anleggskonfigureringen i henhold til fig. 2. Varmeveksleren 100 i anleggskonfigureringen i henhold til fig. 4 og sidevarme-veksleren 116 i anleggskonfigureringen i henhold til fig. 4, samt resultatene er avbildet hhv. på figurer 2A, 4A, og 4B. Energieffektivitetene av disse oppfinnel-sene er svært høye, noe som demonstreres av de relativt nære temperaturtilnær-mingene av disse sammensetningskurver (composite curves).
Spesifikke utførelser og anvendelser av prosesser for høy propangjenvinning og konfigureringer er således blitt beskrevet. Det vil imidlertid være klart for fagfolk at mange flere modifiseringer i tillegg til de som allerede er beskrevet, er mulig uten å komme bort fra oppfinnelsens oppfinneriske idé. Ved fortolkningen av både beskrivelsen og kravene bør videre alle betegnelser forstås på bredest mulig måte i samsvar med tekstsammenhengen.

Claims (28)

1. Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etankarakterisert vedat det omfatter: en absorber med tilbakeløp (103) som drives ved et første trykk, under produksjon av en bunnproduktstrøm (7) og mottak av et råmateriale og en absorber-tilbakeløpsstrøm (19); en destillasjonskolonne (106) fluidforbundet med absorberen (103), hvor tilførselstrømmen (11) mottas i kolonnen, og en destillasjonskolonne-toppstrøm (13) produseres, og hvor kolonnen drives ved et andre trykk som er minst 689 kPa lavere enn det første trykk; og - hvor minst en porsjon av bunnproduktstrømmen (7) ekspanderes og gir kjøling for minst én av absorber-tilbakeløpsstrømmen (19) og destillasjonskolonne-tilførselsstrømmen (11); og hvor destillasjonskolonne-toppstrømmen (13) blir separert i en fluidporsjon (16) som tilveiebringer tilbakeløp for destillasjonskolonnen (106), og en gassformig porsjon (15) som flytendegjøres og gir absorber-tilbakeløpsstrømmen (19).
2. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 1, karakterisert vedat destillasjonskolonnen (106) omfatter en av-etanisererkolonne.
3. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 2, karakterisert vedat råmaterialet er ved et overtrykk på mellom 6895 kPaog 13790 kPa.
4. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3, karakterisert vedat minst én porsjon av råmaterialet ekspanderes i en turboekspander (102).
5. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3 eller krav 4,karakterisert vedat bunnproduktstrømmen (7) har et trykk og at ekspandering av bunnproduktstrømmen (7) reduserer bunnprodukt-strømtrykket til et område på 689 - 1724 kPa.
6. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3, karakterisert vedat den ekspanderte bunnproduktstrøm (8) har en temperatur mellom -70,6°C og -87,2°C.
7. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3, karakterisert vedat den ekspanderte absorber-bunnproduktstrømmen (8)føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrøm (11) inn i destillasjonskolonnen (106) i en posisjon som er minst tre plater under en øverste plate i destillasjonskolonnen(106).
8. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3 eller krav 5,karakterisert vedat den ekspanderte bunnproduktstrømmen (8, 10) videre tilveiebringer kjøling av en destillasjonskolonne-toppstrøm (13).
9. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3, karakterisert vedat destillasjonskolonnen (106) produserer en destillasjonskolonne-toppstrøm (13) som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen (103) som absorbertilbakeløpsstrøm (19).
10. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 3, karakterisert vedat råmaterialet omfatter propan, og at destillasjonskolonnen (106) produserer en destillasjonskolonne-produktstrøm (12) som omfatter minst 95% av propanet i utgangsmaterialet.
11. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 2, karakterisert vedat råmaterialet er ved et overtrykk på mellom 3792 kPa og 5516 kPa.
12. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat råmaterialet føres inn i absorberen (103) uten å gå gjennom en turboekspander (102).
13. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat bunnproduktstrømmen (7) har et trykk, og at ekspandering av bunnproduktstrømmen (7) reduserer bunnprodukt-strømtrykket til et område på 689 - 1724 kPa.
14. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat bunnproduktstrømmen (7) har en temperatur på mellom -45,6°C og -56,7°C.
15. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat den ekspanderte bunnproduktstrømmen (8) føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrømmen (11) inn i destillasjonskolonnen (106) ved en posisjon som er minst tre plater under en øverste plate i destillasjonskolonnen.
16. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat minst en del av råmaterialet føres inn i en nedre del av destillasjonskolonnen (106).
17. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 11, karakterisert vedat det videre omfatter en ekstern kjøleanordning forbundet med destillasjonskolonnen (106).
18. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 1, karakterisert vedat destillasjonskolonnen (106) omfatter en av-metaniserer.
19. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat råmaterialet er ved et overtrykk på mellom 6895 kPa og 13790 kPa.
20. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat minst en del av råmaterialet ekspanderes i en turboekspander (102).
21. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat bunnproduktstrømmen (7) har et trykk, og at ekspandering av bunnproduktstrømmen (7) reduserer bunnproduktstrømtrykket til et område på 689 - 1724 kPa.
22. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat den ekspanderte bunnproduktstrøm (8) har en temperatur mellom -70,6°C og -87,2°C.
23. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat den ekspanderte bunnproduktstrømmen (8) føres som destillasjonskolonne-tilførselsstrøm (11) inn i destillasjonskolonnen.
24. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat destillasjonskolonnen (106) produserer en metanrik destillasjonskolonne-toppstrøm (13) som komprimeres, avkjøles og føres inn i absorberen (103) som absorbertilbakeløpsstrøm (19).
25. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat destillasjonskolonnen (106) produserer en destillasjonskolonne-produktstrøm (12) som ikke omfatter mer enn 500 ppm karbondioksid.
26. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 18, karakterisert vedat råmaterialet splittes i en første andel og en andre andel, og hvor en ekstern kjøling avkjøler minst en del av den første andelen.
27. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 26, karakterisert vedat det videre omfatter minst én sidekoker forbundet med destillasjonskolonnen (106), idet den minst ene sidekoker (116) er fluidforbundet med av-metanisereren mellom en topp-plate og en posisjon åtte plater under topp-platen, og tilveiebringer oppvarmingsenergi for avdrivning av CO^fra en av-metanisererproduktstrøm, tilveiebringer gjenkoking for destillasjonskolonnen (106) og tilveiebringer videre kjøling av den første andelen av råmaterialet.
28. Gassbearbeidingsanlegg i henhold til krav 1, karakterisert vedat absorberen og destillasjonskolonnen (106) er konfigurert til en konfigurering med ett enkelt tårn.
NO20030654A 2000-08-11 2003-02-10 Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etan. NO330367B1 (no)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US22495800P 2000-08-11 2000-08-11
PCT/US2001/020633 WO2002014763A1 (en) 2000-08-11 2001-06-27 High propane recovery process and configurations

Publications (3)

Publication Number Publication Date
NO20030654L NO20030654L (no) 2003-02-10
NO20030654D0 NO20030654D0 (no) 2003-02-10
NO330367B1 true NO330367B1 (no) 2011-04-04

Family

ID=22842933

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
NO20030654A NO330367B1 (no) 2000-08-11 2003-02-10 Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etan.

Country Status (9)

Country Link
US (5) US6837070B2 (no)
EP (1) EP1311789A4 (no)
CN (1) CN1303392C (no)
AU (2) AU2001271587B2 (no)
CA (1) CA2410540C (no)
EA (1) EA004519B1 (no)
MX (1) MXPA02012207A (no)
NO (1) NO330367B1 (no)
WO (1) WO2002014763A1 (no)

Families Citing this family (47)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1303392C (zh) * 2000-08-11 2007-03-07 弗劳尔公司 高度丙烷回收的方法和结构
US6712880B2 (en) * 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6941771B2 (en) * 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
WO2003100334A1 (en) * 2002-05-20 2003-12-04 Fluor Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
US6907752B2 (en) * 2003-07-07 2005-06-21 Howe-Baker Engineers, Ltd. Cryogenic liquid natural gas recovery process
EP1695951B1 (en) 2003-07-24 2014-08-27 Toyo Engineering Corporation Method and apparatus for separating hydrocarbon
MX2007000242A (es) * 2004-07-06 2007-04-10 Fluor Tech Corp Configuraciones y metodos para la separacion de condensados de gas a partir de mezclas de hidrocarburos a alta presion.
US6958364B1 (en) 2004-07-15 2005-10-25 Chevron U.S.A. Inc. Use of Fischer-Tropsch condensate as a lean oil for heavy ends recovery from Fischer-Tropsch tail gas
US7257966B2 (en) 2005-01-10 2007-08-21 Ipsi, L.L.C. Internal refrigeration for enhanced NGL recovery
US20070061950A1 (en) * 2005-03-29 2007-03-22 Terry Delonas Lipowear
WO2006115597A2 (en) * 2005-04-20 2006-11-02 Fluor Technologies Corporation Integrated ngl recovery and lng liquefaction
US9080810B2 (en) 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20070012072A1 (en) * 2005-07-12 2007-01-18 Wesley Qualls Lng facility with integrated ngl extraction technology for enhanced ngl recovery and product flexibility
CA2654998C (en) * 2006-07-06 2012-09-04 Fluor Technologies Corporation Propane recovery methods and configurations
CA2660136C (en) * 2006-08-09 2012-01-31 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for removal of mercaptans from feed gases
US7777088B2 (en) 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US20080256977A1 (en) * 2007-04-20 2008-10-23 Mowrey Earle R Hydrocarbon recovery and light product purity when processing gases with physical solvents
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US8209997B2 (en) 2008-05-16 2012-07-03 Lummus Technology, Inc. ISO-pressure open refrigeration NGL recovery
US20090293537A1 (en) * 2008-05-27 2009-12-03 Ameringer Greg E NGL Extraction From Natural Gas
FR2943683B1 (fr) 2009-03-25 2012-12-14 Technip France Procede de traitement d'un gaz naturel de charge pour obtenir un gaz naturel traite et une coupe d'hydrocarbures en c5+, et installation associee
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2011153087A1 (en) 2010-06-03 2011-12-08 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US20120085128A1 (en) * 2010-10-07 2012-04-12 Rajeev Nanda Method for Recovery of Propane and Heavier Hydrocarbons
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
WO2012087740A1 (en) 2010-12-23 2012-06-28 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
EP2744978A1 (en) * 2011-08-18 2014-06-25 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. System and method for producing a hydrocarbon product stream from a hydrocarbon well stream, and a hydrocarbon well stream separation tank
WO2015103403A1 (en) * 2014-01-02 2015-07-09 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for flexible propane recovery
WO2016130574A1 (en) 2015-02-09 2016-08-18 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
WO2017075310A1 (en) * 2015-10-29 2017-05-04 Black & Veatch Holding Company Enhanced low temperature separation process
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US11402155B2 (en) 2016-09-06 2022-08-02 Lummus Technology Inc. Pretreatment of natural gas prior to liquefaction
CA3033088A1 (en) 2016-09-09 2018-03-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting ngl plant for high ethane recovery
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CA3077409A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation Phase implementation of natural gas liquid recovery plants
US11561043B2 (en) * 2019-05-23 2023-01-24 Bcck Holding Company System and method for small scale LNG production
CN114072372A (zh) * 2019-06-28 2022-02-18 陶氏环球技术有限责任公司 包括使用冷却的产物作为再循环的骤冷流的形成轻质烯烃的方法
JP7326484B2 (ja) * 2019-09-19 2023-08-15 エクソンモービル・テクノロジー・アンド・エンジニアリング・カンパニー 高圧圧縮及び膨張による天然ガスの前処理及び予冷
WO2021055020A1 (en) 2019-09-19 2021-03-25 Exxonmobil Upstream Research Company Pretreatment and pre-cooling of natural gas by high pressure compression and expansion
WO2021055019A1 (en) * 2019-09-19 2021-03-25 Exxonmobil Upsteam Research Company Pretreatment, pre-cooling, and condensate recovery of natural gas by high pressure compression and expansion
US20230375263A1 (en) * 2022-05-17 2023-11-23 Gas Liquids Engineering Ltd. Gas processing methodology utilizing reflux and additionally synthesized stream optimization

Family Cites Families (21)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4157904A (en) * 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
USRE33408E (en) * 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4657571A (en) * 1984-06-29 1987-04-14 Snamprogetti S.P.A. Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures
FR2571129B1 (fr) * 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
DE3445961A1 (de) * 1984-12-17 1986-06-26 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen aus einem gasstrom
US4596588A (en) * 1985-04-12 1986-06-24 Gulsby Engineering Inc. Selected methods of reflux-hydrocarbon gas separation process
DE3814294A1 (de) * 1988-04-28 1989-11-09 Linde Ag Verfahren zur abtrennung von kohlenwasserstoffen
FR2681859B1 (fr) * 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const Procede de liquefaction de gaz naturel.
US5275005A (en) * 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5953935A (en) * 1997-11-04 1999-09-21 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Ethane recovery process
US6182469B1 (en) * 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6116050A (en) * 1998-12-04 2000-09-12 Ipsi Llc Propane recovery methods
GB9826999D0 (en) * 1998-12-08 1999-02-03 Costain Oil Gas & Process Limi Low temperature separation of hydrocarbon gas
FR2796858B1 (fr) * 1999-07-28 2002-05-31 Technip Cie Procede et installation de purification d'un gaz et produits ainsi obtenus
WO2001034726A2 (en) * 1999-10-21 2001-05-17 Fluor Corporation Methods and apparatus for high propane recovery
US6244070B1 (en) * 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
CN1303392C (zh) * 2000-08-11 2007-03-07 弗劳尔公司 高度丙烷回收的方法和结构
US20020166336A1 (en) * 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
US6712880B2 (en) * 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US7051553B2 (en) * 2002-05-20 2006-05-30 Floor Technologies Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery

Also Published As

Publication number Publication date
US6837070B2 (en) 2005-01-04
CN1303392C (zh) 2007-03-07
US9541329B2 (en) 2017-01-10
US20040025535A1 (en) 2004-02-12
US20090173103A1 (en) 2009-07-09
NO20030654L (no) 2003-02-10
EP1311789A1 (en) 2003-05-21
NO20030654D0 (no) 2003-02-10
CN1446310A (zh) 2003-10-01
CA2410540C (en) 2007-03-13
US20040250569A1 (en) 2004-12-16
AU2001271587B2 (en) 2004-09-02
WO2002014763A1 (en) 2002-02-21
US7073350B2 (en) 2006-07-11
US20060218968A1 (en) 2006-10-05
CA2410540A1 (en) 2002-02-21
EP1311789A4 (en) 2005-09-21
EA200300256A1 (ru) 2003-08-28
US20080202162A1 (en) 2008-08-28
EA004519B1 (ru) 2004-06-24
AU7158701A (en) 2002-02-25
MXPA02012207A (es) 2003-06-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
NO330367B1 (no) Gassbearbeidingsanlegg for gjenvinning av propan og etan.
US6712880B2 (en) Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
AU2006262789B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US9103585B2 (en) Configurations and methods for improved natural gas liquids recovery
CA2543195C (en) Flexible ngl process and methods
JP5770870B2 (ja) 等圧オープン冷凍ｎｇｌ回収
NO337141B1 (no) Hydrokarbon gassbehandling for fete gasstrømmer
NO339384B1 (no) Integrert høytrykks ngl-gjenvinning ved fremstilling av flytende naturgass
AU2001271587A1 (en) High propane recovery process and configurations
EA028835B1 (ru) Переработка углеводородного газа
US10808999B2 (en) Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant
NO335104B1 (no) Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL
US20140060114A1 (en) Configurations and methods for offshore ngl recovery
NO167361B (no) Fremgangsmaate for separering av en blanding av hydrokarboner.
US20140026615A1 (en) Configurations and methods for deep feed gas hydrocarbon dewpointing
US20160258675A1 (en) Split feed addition to iso-pressure open refrigeration lpg recovery
AU2013204093B2 (en) Iso-pressure open refrigeration NGL recovery

Legal Events

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