NO335104B1 - Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL - Google Patents

Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL Download PDF

Info

Publication number
NO335104B1
NO335104B1 NO20042304A NO20042304A NO335104B1 NO 335104 B1 NO335104 B1 NO 335104B1 NO 20042304 A NO20042304 A NO 20042304A NO 20042304 A NO20042304 A NO 20042304A NO 335104 B1 NO335104 B1 NO 335104B1
Authority
NO
Norway
Prior art keywords
gas
feed
separator
demethanizer
heat exchanger
Prior art date
Application number
NO20042304A
Other languages
English (en)
Other versions
NO20042304L (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 NO20042304L publication Critical patent/NO20042304L/no
Publication of NO335104B1 publication Critical patent/NO335104B1/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
    • F25J3/0204—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
    • F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/002—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by condensation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/26—Drying gases or vapours
    • B01D53/263—Drying gases or vapours by absorption
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic 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
    • F25J3/0204—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
    • 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
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/60—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end
    • 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
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-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
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/68—Separating water or hydrates
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • External Artificial Organs (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
  • Ultra Sonic Daignosis Equipment (AREA)
  • Drying Of Gases (AREA)
  • Sawing (AREA)
  • Compounds Of Unknown Constitution (AREA)

Abstract

Tilførselsgass (1) i et forbedret NGL bearbeidingsanlegg avkjøles til under omgivelsenes temperatur men over hydratpunktet av tilførselsgassen for å kondensere tunge komponenter (6) og en signifikant del av vannet (4) inneholdt i tilførselsgassen. Vannet (4) fjernes i en tilførselsgasseparator (101) og de kondenserte væsker innføres i en integrert refluksert strippekolonne (104) som arbeider som et tørke/avmetaniseringsapparat for de kondenserte væsker, og den ikke-kondenserte del (5) inneholdende lette komponenter tørkes videre (106) og avkjøles før turboekspansjon (23) og avmetanisering (112). Følgelig elimineres bearbeiding av tunge komponenter i den kalde seksjon og tilførselsgass med et bredt område av sammensetninger kan effektivt bearbeides for høy NGL utvinning ved hovedsakelig de samme arbeidsbetingelser og optimal ekspandereffektivitet.

Description

Oppfinnelsesområdet
Oppfinnelsesområdet er utvinning av naturgassvæsker (NGL) fra tilførselsgassen
Bakgrunn for oppfinnelsen
Utvinning av NGL fra forskjellige tilførselsgasser er blitt mer og mer økonomisk attraktivt og innen dette området er det kjent tallrike prosess-konfigurasjoner og metoder for å øke NGL utvinning fra en tilførselsgass. Typiske eksempler inkluderer kryogeniske ekspansjonskonfigurasjoner og prosesser beskrevet i US patent 5 157 904 (Campell et al.) 4 251 249 (Gulsby), 4 617 039 (Buck), 4 690 702 (Paradowski et al.), 5 275 005 (Campell et al.), 5 799 507 (Wilkinson et al.), 5 890 378 (Rambo et al.) og 5 555 748.
Mens alle disse prosesser fremviser forholdsvis høy NGL utvinning foreligger fremdeles flere vanskeligheter. Blant andre ting krever NGL utvinningsprosesser som anvender kryogenisk ekspansjon typisk anvendelse av en turbo for å tilveiebringe avkjølingen av tilførselsgassen for høy utvinning av propan eller etan. Videre er mange kjente NGL utvinningsprosesser konstruert til å bearbeide en spesifikk gassammensetning med spesifikke innløpsbetingelser. Når sammensetningen av tilførselsgassen endres vil typisk NGL utvinningen bli redusert og mulig produktutbytte tapt. For å opprettholde en høy NGL utvinning er det ofte nødvendig med kostbar ombygging av den eksisterende anleggsenhet. I tillegg er dehydratiseringsomkostninger i slike konfigurasjoner ofte relativt høye ettersom hele tilførselsgassen må tørkes (f.eks. ved bruk av molekylsikter) for å hindre at vann fryser ut i den kryogeniske seksjon. Følgelig er det blitt utviklet forskjellige optimaliseringer. F.eks. beskriver Campell et al. i US patent 6 182 469 at tørket tilførselsgass avkjøles i en varmeveksler ved bruk av kald restgass og sidefordampere som illustrert i fig. 1 for teknikkens stand. De kondenserte væsker blir så separert i en separator og tilført til avmetaniseringsapparatet. Alternativt, som beskrevet av Sorensen i US patent 5 953 935 kan en absorpsjonskolonne tilføyes oppstrøms fra avmetaniseringsapparatet som illustrert i fig. 2 for teknikkens stand. I slike konfigurasjoner blir væskene fra tilførselsseparatoren og bunnfraksjonene fra absorpsjonskolonnen tilført til avmetaniseringsapparatet. For å øke NGL utvinningen blir absorpsjonskolonnetoppen avkjølt og underkastet refluks med kjøling med damp fra toppen av avmetaniseringsapparatet. I ennå ytterligere konfigurasjoner, som beskrevet i US patent 6 244 070 (Lee et al.) og US patent 5 890 377 (Foglietta) er arbeidet for sidefordamperne integrert i tilførselskjølingen, og i disse konfigurasjoner tilføres væsker fra de mellomliggende separatorer til forskjellige posisjoner i det nedstrøms avmetaniseringsapparat for NGL utvinning. Disse prosesser inkluderer også forskjellige anordninger for å tilveiebringe avkjøling til NGL prosessene. Eksempelvise konfigurasjoner ifølge Elliott og Foglietta er illustrert i figurene 3 henholdsvis 4 for teknikkens stand.
Slike optimerte konfigurasjoner øker typisk NGL utvinningen i det minste i en viss grad. Signifikante prosessbegrensninger består fremdeles likevel. Mest signifikant, ettersom væskene separert fra de mellomliggende kjøletrinn tilføres til avmetaniseringsapparatet arbeider slike konfigurasjoner generelt ved den beste effektivitet for et forholdsvis spesifikt og snevert område av tilførselsgassammen-setninger. Følgelig, når sammensetningen av tilførselsgassen varierer, spesielt når tilførselsgassen inneholder mer C5(+) komponenter vil NGL utvinning bli signifikant redusert og energiforbruket vil økes (typisk på grunn av at den ekstra Cs(+) komponent øker driftstemperaturen for NGL utvinningsanleggsenheten slik at det derved resulterer en mindre effektiv drift av turboekspanderen og avmetaniseringsapparatet).
Selv om forskjellige konfigurasjoner og metoder er kjent for utvinning av NGL fra en tilførselsgass lider derfor alle eller nesten alle av dem av en eller flere ulemper. Derfor foreligger det fremdeles et behov for å tilveiebringe metoder og konfigurasjoner for forbedret NGL utvinning.
Oppsummering av oppfinnelsen
Den foreliggende oppfinnelse er rettet på et anlegg som omfatter trekkene ifølge krav 1.
Særlig foretrukne konfigurasjoner inkluderer videre en gasstørke som mottar og tørker en gass fra tilførselsseparatoren slik at den i det minste delvis dehydratiserte gass genereres, og den i det minste delvis dehydratiserte gass avkjøles videre med minst en av en første varmeveksler og en andre varmeveksler (hvori kjøling i den første varmeveksler tilveiebringes av en sidefor-damperkrets fra et avmetaniseringsapparat, og hvori avkjøling i den andre varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av et topprodukt fra avmetaniseringsapparatet). Videre er det tatt med i beregningen at en ytterligere del av gassen som er gjort fattig på Cs(+) kan avkjøles av en tredje varmeveksler (hvori kjøling i den tredje varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av topproduktet fra avmetaniseringsapparatet) for anvendelse som en refluks for avmetaniseringsapparatet.
Den reflukserte strippekolonne inkluderer en dehydratiseringsseksjon (mest foretrukket en trietylenglykol (TEG) dehydratiseringsseksjon omfattende en damp - TEG kontaktanordning). I forbindelse med tilførselsseparatoren er det tatt i betraktning at tilførselsseparatoren mottar en tilførselsgass som avkjøles til en temperatur over gassens hydratiseringspunkt og at tilførselsseparatoren ytterligere fra tilførselsgassen separerer i det minste en del av vannet inneholdt i tilførselsgassen. Tilførselsgassen i spesielt foretrukne konfigurasjoner vil omfatte etan, propan og tyngre komponenter, hvori utvinning av etanet og propanet fra tilførselsgassen er i det minste henholdsvis 87 % og 97 %.
Anlegg som tas i betraktning inkluderer et avmetaniseringsapparat som mottar en gass som er gjort fattig på C5(+) (f.eks. tilveiebrakt av en mellomliggende separator), hvori en første del av gassen som er gjort fattig på C5(+) ekspanderes i en turboekspander og hvori en andre del av gassen som er gjort fattig på C5(+) avkjøles og anvendes som en refluks for avemetaniseringsapparatet. I slike konfigurasjoner er det tatt i betraktning at en tilførselsseparator separerer en tilførselsgass til en gassdel som er gjort fattig på C5(+) og en væskeporsjon, hvori den gassdel som er gjort fattig på Cs(+) avkjøles og separeres i den mellomliggende separator, slik at gassen som er gjort fattig på C5(+) derved produseres.
Forskjellige formål, trekk, aspekter og fordeler ved den foreliggende oppfinnelse vil fremgå mer tydelig fra den etterfølgende detaljerte beskrivelse av foretrukne utførelsesformer av oppfinnelsen, sammen med de vedføyde tegninger.
Kort beskrivelse av tegningene
Fig. 1 for teknikkens stand er en skjematisk fremstilling av en kjent konfigurasjon for NGL utvinning hvori tørket tilførselsgass avkjøles i en varmeveksler ved bruk av kald restgass og sidefordampere. Fig. 2 for teknikkens stand er en skjematisk fremstilling av en ytterligere kjent konfigurasjon for NGL utvinning hvori en absorpsjonskolonne er posisjonert oppstrøms fra et avmetaniseringsapparat. Fig. 3 for teknikkens stand er en skjematisk fremstilling av ennå en ytterligere kjent konfigurasjon for NGL utvinning hvori sidefordamperen og tilførsels-gasskompresjon er integrert i tilførselsavkjølingen. Fig. 4 for teknikkens stand er en skjematisk fremstilling av ennå en kjent konfigurasjon for NGL utvinning hvori sidefordampere og komprimert restgass resirkulasjon er integrert i tilførselsavkjøling. Fig. 5 er en skjematisk fremstilling av en eksempelvis konfigurasjon for NGL utvinning ifølge den foreliggende oppfinnelse, og Fig. 6 er en tabell som oppfører beregnede sammensetninger av gasstrømmer i et eksempelvis NGL utvinningsanlegg ifølge den foreliggende oppfinnelse.
Detaljert beskrivelse
Oppfinneren har erkjent at effektiv NGL utvinning kan oppnås i et anlegg som bearbeider et stort område av sammensetninger for tilførselsgass og at de konfigurasjoner som er tatt i betraktning er særlig effektive (dvs. forholdsvis høy utvinning med lavt energiforbruk) når tilførselsgassen er forholdsvis rik på C2og C3(+) komponenter. Videre vil konfigurasjoner som spesielt er tatt i betraktning signifikant redusere dehydratiseringsenergi og vil ytterligere eliminere bearbeiding av tunge komponenter i tilførselsgassen i den kalde seksjon av anlegget.
En særlig foretrukket konfigurasjon er avbildet i fig. 5 hvori tilførsels-våtgass 1 med en typisk sammensetning som vist i tabellen i fig. 6 avkjøles av tilførselsgasskjøleren 100 ved høyt trykk (f.eks. omtrent 56 kg/cm<2>(800 psig) til omtrent 98 kg/cm<2>(1400 psig)) ved hjelp av et kjølemiddel 2 til akkurat over hydratdannelsespunktet (typisk omtrent 12,8 °C (55 °F) til omtrent 18,3 °C (65 °F). En nedstrøms tilførselsseparator 101 (foretrukket en trefaseseparator) fjerner vannet 4 fra den avkjølte tilførselsgass 3 slik at størrelsen og energiforbruket i den nedstrøms dehydratiseringsenhet og det kryogeniske utstyr reduseres. Tilførsels-separatoren 101 separerer videre den avkjølte tilførselsgass 3 til en flytende 6 og en dampdel 5. Den flytende del 6 forvarmes i varmeveksleren 102 til strømmen 7 og trykkavspennes gjennom JT ventilen 103 og føres til den reflukserte strippekolonne 104. Bunnfraksjonsproduktet 10 fra strippekolonnen omfatter NGL produktet som for det meste inneholder C(5+) komponenter som anvendes for formvarming av tilførselsvæsken 6 i varmeveksleren 102.
Med hensyn til konfigurasjonen av den reflukserte strippekolonne skal det innses at strippekolonnen er en integrert beholder med en lavere strippeseksjon, en midtre dehydratiseringsseksjon og en øvre absorpsjonsseksjon. Midtseksjonen omfatter dehydratiseringsbunner som bruker et passende tørkemedium (f.eks. trietylenglykol TEG)) for å frembringe en tørket gass (f.eks. med omtrent -40 °C (-40 °F) vannduggpunkt). Tørking ved bruk av en dehydratiseringsseksjon er spesielt fordelaktig på grunn av at væsken fra tilførselsseparatoren 101 er generelt mettet med vann og kan eventuelt fryse i den øvre seksjon hvis vannet ikke fjernes. Den øvre absorpsjonsseksjon arbeider typisk ved omtrent +3 °C (-5 °F) til -1 °C (-35 °F) og reflukseres med en C5(+) rik kald væske 20 fra den mellomliggende separator 109.
I den øvre seksjon av den reflukserte strippekolonne vil refluksstrømmen 20 som er en mer kald væske kondensere og absorbere det meste av C3(+) komponentene fra den tørkede damp fra midtseksjonen. De C3(+) anrikede væsker blir samlet i en opptrekksbunn ("chimney tray") i den øvre seksjon og sendes til den nedre strippeseksjon ved å føres utenfor TEG seksjonen. Strømmen er vist som strømmen 38 i fig. 5.
Arbeidstrykket i de angjeldende strippere er typisk i området fra omtrent 21 kg/cm<2>(300 psig) til omtrent 32 kg/cm<2>(450 psig) og angjeldende arbeids-temperaturer vil typisk være i området fra omtrent +3 °C (5 °F) til -1°C (-35 °F) ved den øvre seksjon, og 121°C (250 °F) til 177 °C (350 °F) i den nedre seksjon. Strippekolonnens toppgass 9 er overveiende restgass med et metaninnhold på omtrent 50 til 70 mol%. Den negative varmemengde i toppgassen 9 kan anvendes for å tilveiebringe avkjøling av tilførselsdampen 16 i restgassvarmeveksleren 108.
Dampstrømmen 5 fra tilførselsseparatoren 101 tørkes i en tørkeenhet 106 (foretrukket ved bruk av molekylsikter) for å frembringe strømmen 15 som oppdeles videre i to strømmer 16 og 17. Strømmen 16 avkjøles i en restgass-varmeveksler 108 med oppstrømmen 28 fra avmetaniseringsapparatet og toppdampen 9 fra strippekolonnen til omtrent -23,3 °C (-10 °F) til -12,2 °C (10 °F). Strømmen 17 avkjøles i en fordampervarmeveksler 107 med side-uttrekks-strømmene 34 og 35 fra avmetaniseringsapparatet til omtrent -23,3 °C (10 °F) til - 12,2 °C (10 °F). De således tørkede og avkjølte dampdeler innføres så i en mellomliggende separator 109 (typisk en ekspander-sugetrommel).
En C5(+) anriket væske 20 separeres i den mellomliggende separator 109 fra den tørkede og avkjølte dampdel 18 og 19, trykkavlastes via JT ventilen 117 og tilføres til toppen av den reflukserte strippekolonne 104 som en kald refluks. Det bør spesielt merkes at i alle tidligere kjente prosesser blir væskene fra den mellomliggende separator alltid tilført en nedstrømskolonne som f.eks. avmetaniseringsapparatet. I motsetning til dette vil de vurderte konfigurasjoner tilføre væskene fra den mellomliggende separator til en oppstrømskolonne, nemlig den reflukserte strippekolonne, som er særlig verdifull når en høy NGL utvinning ønskes. Den Cs(+) anriket væske 20 fra den mellomliggende separator kan mest passende anvendes for å utvinne C3(+) komponentene fra væsken 6 fra tilførsels-separatoren og som da frembringer en meget mager toppgass 9 fra strippekolonnen og som er gjort fattig på C3(+) komponenter.
En damp 21 som er gjort fattig på C5(+) separeres i mellomseparatoren 109 fra de tørkede og avkjølte dampstrømmer 18 og 19. Strømmen 21 splittes i to deler, strømmen 22 og strømmen 23. Strømmen 23, med omtrent 40 % til 60 % av strømmen av 21, ekspanderes i turboekspanderen 110 til strømmen 24 før den går inn i avmetaniseringsapparatet 112, mens strømmen 22 kjøles ytterligere ved hjelp av en refluks varmeveksler 111 (ved bruk av toppdamp 26 fra avmetaniseringsapparat som kjølemiddel) til strømmen 25 og trykkavlastes i en JT ventil 118 for å tilveiebringe en refluksstrøm 40 for avmetaniseringsapparatet. Kjøle-middelinnholdet fra avmetaniseringsapparattoppen som sendes fra refluksvarme-veksleren 111 kan anvendes videre i en andre varmeveksler (f.eks. restgassvarmeveksleren 108 oppstrøms fra den mellomliggende separator 109), mens bunnproduktet 27 fra avmetaniseringsapparatet omfatter det ønskede NGL produkt (som kan trykkavlastes via en JT ventil til strømmen 13 før kombinasjon med strippebunnproduktet 10 for å danne NGL produktstrømmen 14).
Den oppvarmede restgassdamp 28 fra varmeveksleren 108 kombineres med dampstrømmen 29 fra toppen av strippekolonnen til å danne strømmen 30 og føres til kompressoren som drives av turboekspanderen 110 som komprimerer gassen til strømmen 31. Strømmen 31 komprimeres videre ved hjelp av restgass-kompressoren 114 til strømmen 32 som avkjøles videre ved hjelp av luftkjøleren 115 før den tilføres salgsgassledningen som strømmen 33.
Betegnelsen "C5(+) anriket" væske, damp eller annen fraksjon som anvendt heri betyr at væsken, dampen eller annen fraksjon har en høyere molar fraksjon av C5, Csisoformer, og/eller tyngre komponenter enn den væske, damp eller annen fraksjon hvorfra den C5(+) anrikede væske, damp eller annen fraksjon er blitt avledet. Tilsvarende betyr betegnelsen væske, damp eller annen fraksjon som er gjort fattig på Cs(+) som anvendt heri at væsken, dampen eller annen fraksjon har en lavere molar fraksjon av C5, C5isoformer og/eller tyngre komponenter enn den væske, damp eller annen fraksjon hvorfra den væske, damp eller annen fraksjon som er gjort fattig på Cs(+) er blitt avledet.
Med hensyn til den tilførte gass er det generelt ansett at egnede tilførselsgasser inkluderer etan og propan og den kan videre omfatte karbondioksid. Følgelig vil det innses at karakteren av tilførselsgassen kan variere betraktelig, og alle tilførselsgasser i anlegg anses som egnede tilførselsgasser så lenge som de omfatter C2og C3komponenter, og mer typisk Citil C5komponenter, og mest typisk Citil C6(+) komponenter. Spesielt foretrukne tilførselsgasser inkluderer derfor naturgass, raffinerigass og syntesegasstrømmer oppnådd fra andre hydrokarbonmaterialer som kull, råolje, lettbensin, oljeskifer, tjæresand og lignitt. Egnede gasser kan også inneholde mindre mengder av tyngre hydro-karboner som propan, butaner, pentaner og lignende, så vel som hydrogen, nitrogen, karbondioksid og andre gasser.
Avhengig av den spesielle kilde for og karakteren av tilførselsgassen skal det innses at avkjølingen av tilførselsgassen kan variere betraktelig. Det er imidlertid generelt foretrukket at tilførselsgassen avkjøles til en temperatur som er over (typisk omtrent 2,8 °C (5 °F) og mer typisk omtrent 2,6 °C (10 °F) av tilførselsgassens hydrat. Hvor tilførselsgassen er naturgass vil eksempelvis avkjølt tilførselsgasstemperatur være i området fra omtrent 30,6 °C (55 °F) til omtrent 36,1 °C (65 °F). Avhengig av den spesielle tilførselsgass kan tilsvarende trykket av tilførselsgassen variere vesentlig. Det er imidlertid generelt foretrukket at tilførselsgassen har et trykk på mellom omtrent 56 kg/cm<2>(800 psig) og 98,4 kg/cm<2>(1400 psig), og mer typisk mellom omtrent 70,3 kg/cm<2>(1000 psig) og 98,4 kg/cm<2>(1400 psig).
På dette området er det kjent tallrike egnede tilførselsseparatorer, og det er generelt ansett at alle slike tilførselsseparatorer er egnet. Spesielt foretrukne til-førselsseparatorer inkluderer imidlertid trefaseseparatorer hvori vann kan separeres fra den karbonholdige væskefase og dampfase. Det er videre ansett at avmetaniseringsapparatet, varmeveksleren, tørken, restgasskompressor og turboekspanderen anvendt i de foreliggende konfigurasjoner er konvensjonelle anordninger vel kjent for den fagkyndige. Mellomseparatoren er mest foretrukket en ekspandersugetrommel. Alternative mellomseparatorer vil imidlertid inkludere alle separatorer som separerer kondenserte Cs(+) anrikede væsker fra damper som er gjort fattig på C5(+).
Blant andre fordeler ved vurderte konfigurasjoner skal det spesielt innses at mellomseparatoren produserer en Cs(+) anriket væske og en damp som er gjort fattig på Cs(+) fra en tidligere tørket dampdel av en tilførselsgass. Således produserte Cs(+) anrikede væsker kan således fordelaktig anvendes som en refluks til en strippekolonne som arbeider som et avmetaniseringsapparat for signifikant å forbedre NGL utvinningen. Ettersom dampdelen som innføres i turboekspanderen er en damp som er gjort fattig på Cs(+) vil videre drift av turboekspanderen og det nedstrøms avmetaniseringsapparat være vesentlig uavhengig av svingninger i sammensetningen av tilførselsgassen.
Ennå ytterligere skal det innses at ved å anvende en tilførselskjøler og en tilførselsseparator, og videre avkjøling av dampene fra tilførselskjøleren og separasjon av de avkjølte damper i mellomseparatoren (for å danne en C5(+) anriket væske og en damp som er gjort fattig på C5(+)) blir det meste om ikke alle de tyngre komponenter fjernet fra tilførselsgassen. Følgelig blir sammensetningen av det materialet som strømmer gjennom den kalde seksjon vesentlig stabilisert ettersom bearbeiding av tunge komponenter i tilførselsgassen i den kalde seksjon av NGL anlegget kan elimineres. Derfor vil varmetilførslene, turboekspanderen og avmetaniseringsapparatet arbeide ved de mest effektive punkter uansett endringer i sammensetningen av tilførselsgassen. Påtenkte konfigurasjoner og prosesser tillater således enkel og fleksibel håndtering av varierende strømnings-takter og gassammensetninger av tilførselsgassen slik at kompleksiteten ved å arbeide med en turboekspander under varierende gassammensetninger i konvensjonell apparatur reduseres. Sett fra et ytterligere perspektiv opprettholder de påtenkte prosesser konstante arbeidsbetingelser for NGL utvinningsanlegget ved fjernelse av de tunge komponenter i tilførselsgassen. Ifølge tidligere utførte beregninger (data ikke vist) vil påtenkte konfigurasjoner oppnå minst 80 % og mer typisk 87 % etanutvinning og minst 95 % og mer typisk 97 % propanutvinning (se fig. 6).
Ennå ytterligere blir energiforbruket for tilførselsgassdehydratisering signifikant nedsatt ettersom en vesentlig del (typisk mellom omtrent 60 % og omtrent 95 %, mer typisk mellom omtrent 75 % og omtrent 90 %) av vann-innholdet i tilførselsgassen fjernes i tilførselsseparatoren.
Oppfinnerne forestiller seg derfor et anlegg omfattende (1) en tilførsels-kjøler som kjøler en tilførselsgass omfattende vann og C5(+) komponenter, og en tilførselsseparator som fjerner i det minste noe av vannet og Cs(+) komponentene fra den avkjølte tilførselsgass, (2) en mellomseparator fluid koplet til tilførsels-separatoren og som separerer en i det minste delvis dehydratisert gass til en gass som er gjort fattig på C5(+) og en C3(+>væske, (3) en turboekspander som mottar i det minste del av gassen som er gjort fattig på Cs(+), og (4) en refluksert strippekolonne (med absorpsjons-, dehydratiserings- og strippeseksjoner integrert i en enkelt kolonne) og som mottar en Cs(+) væske fra en tilførselsseparator og videre mottar C3(+) væsken fra mellomseparatoren som en refluks. I spesielt foretrukne konfigurasjoner mottar og tørker en gasstørke en gass fra tilførselsseparatoren slik at tørken genererer den i det minste delvis dehydratiserte gass, og den i det minste delvis dehydratiserte gass avkjøles videre ved hjelp av minst en av en første varmeveksler og en andre varmeveksler, hvori avkjøling i den første varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av en fordamperkrets fra et avmetaniseringsapparat, og hvori kjøling i den andre varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av et topprodukt fra avmetaniseringsapparatet. En ytterligere del av gassen som er gjort fattig på Cs(+) kan avkjøles av en tredje varmeveksler, hvori avkjøling i den tredje varmeveksler tilveiebringes av avmetaniseringsapparatets topprodukt, og hvori den avkjølte andre del av gassen som er gjort fattig på Cs(+) anvendes som en refluks for avmetaniseringsapparatet.
Anlegget inkluderer et avmetaniseringsapparat som mottar en gass som er gjort fattig på C5(+), hvori en første del av gassen som er gjort fattig på C5(+) ekspanderes i en turboekspander og hvori en andre del av gassen som er gjort fattig på C5(+) tilveiebringes av en mellomseparator, avkjøles og anvendes som en refluks for avmetaniseringsapparatet, hvori en tilførselsseparator separerer en tilførselsgass inn i en gassdel som er gjort fattig på Cs(+) og en væskedel, og hvori gassdel som er gjort fattig på C5(+) avkjøles og separeres i mellomseparatoren og derved produserer gassen som er gjort på Cs(+).
I slike konfigurasjoner er det generelt foretrukket at en gasstørke (mest foretrukket ved anvendelse av molekylsikte) tørker gassdelen som er gjort fattig på C5(+) før avkjøling og at gassdelen som er gjort fattig på Cs(+) avkjøles av i det minste en av en første varmeveksler og en andre varmeveksler, hvori avkjøling i den første varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av en fordamperkrets fra avmetaniseringsapparatet, og hvori avkjøling i den andre varmeveksler tilveiebringes av et topprodukt fra avmetaniseringsapparatet. Avkjøling av den andre del av gassen som er gjort fattig på C5(+) kan tilveiebringes av en tredje varmeveksler, og hvori avkjøling i den tredje varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av topproduktet fra avmetaniseringsapparatet.
Anlegget omfatter en refluksert strippekolonne som mottar en vannmettet C5(+) væske og som ytterligere omfatter en øvre absorpsjonsseksjon, en midt-kolonne dehydratiseringsseksjon og en nedre strippeseksjon, hvori strippekolonnen drives som et avmetaniseringsapparat, og hvori strippekolonnen mottar en refluks fra en mellomseparator som tilveiebringer en gass som er gjort fattig på C5(+) til et avmetaniseringsapparat. I slike konfigurasjoner er det foretrukket at mellomseparatoren mottar en i det minste delvis dehydratisert gass som er separert fra en tilførselsgass i en tilførselsgasseparator og hvori tilførsels-gasseparatoren videre produserer den vannmettede C5(+) væske.

Claims (9)

1. Et anlegg omfattende: en tilførselskjøler (2) som avkjøler en tilførselsgass (1) omfattende vann og C5(+) komponenter, og en tilførselsseparator (101) som fjerner i det minste noe av vannet og Cs(+) komponentene fra den avkjølte tilførselsgass (3); en mellomseparator (109) som er fluidmessig koplet til tilførselsseparatoren (101) og konfigurert til å separere, etter avkjøling, en dampdel (5) av den avkjølte tilførselsgass (3) oppnådd fra tilførselsseparatoren (101) til en i det minste delvis dehydratisert gass til en gass som er gjort fattig på C5(+) og en C3(+) væske; en turboekspander (110) som mottar i det minste en del av gassen som er gjort fattig på C5(+); et avmetaniseringsapparat (112) som er fluid koplet til turboekspanderen (110) for å motta ekspandert gass som er gjort fattig på C5(+)fra turboekspanderen (110); og en refluksert strippekolonne (104) som omfatter en absorpsjonsseksjon, en dehydratiseringsseksjon og en strippeseksjon, og som mottar en Cs(+) væske fra tilførselsseparatoren (101) og som videre mottar C3(+) væsken fra mellomseparatoren (109) som en refluks.
2. Anlegg ifølge krav 1, karakterisert vedat det ytterligere omfatter en gasstørke (106) som mottar og tørker en gass fra tilførselsseparatoren slik at den i det minste delvis dehydratiserte gass genereres.
3. Anlegg ifølge krav 2, karakterisert vedat den nevnte minst delvis dehydratiserte gass avkjøles videre ved hjelp av minst en av en første varmeveksler (107) og en andre varmeveksler (108), hvori avkjøling i den første varmeveksleren tilveiebringes av en fordamperkrets fra avmetaniseringsapparatet, og hvori avkjøling i den andre varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av et topprodukt fra avmetaniseringsapparatet og en topproduktgass fra strippekolonnen.
4. Anlegg ifølge krav 2, karakterisert vedat en ytterligere del av delen av gassen som er gjort fattig på Cs(+) avkjøles av en tredje varmeveksler (111), hvori avkjøling i den tredje varmeveksler tilveiebringes ved hjelp av topproduktet fra avmetaniseringsapparatet, og hvori den avkjølte ytterligere del av delen av gassen som er gjort fattig på Cs(+) anvendes som en refluks for avmetaniseringsapparatet.
5. Anlegg ifølge krav 1, karakterisert vedat tilførselsseparatoren (101) er en trefaseseparator.
6. Anlegg ifølge krav 1, karakterisert vedat dehydratiseringsseksjonen omfatter en trietylenglykol (TEG) dehydratiseringsseksjon omfattende en damp-TEG kontaktanordning.
7. Anlegg ifølge krav 1, karakterisert vedat tilførselskjøleren avkjøler tilførselsgassen til en temperatur som er over hydratpunktet.
8. Anlegg ifølge krav 7, karakterisert vedat tilførselsgassen er en naturgass.
9. Anlegg ifølge krav 7, karakterisert vedat tilførselsgassen omfatter etan, propan og tyngre komponenter og hvori utvinningen av etanet og propanet fra tilførselsgassen er henholdsvis minst 87 % og 97 %.
NO20042304A 2001-11-09 2004-06-03 Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL NO335104B1 (no)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US33748101P 2001-11-09 2001-11-09
PCT/US2002/036068 WO2003040633A1 (en) 2001-11-09 2002-11-07 Configurations and methods for improved ngl recovery

Publications (2)

Publication Number Publication Date
NO20042304L NO20042304L (no) 2004-06-03
NO335104B1 true NO335104B1 (no) 2014-09-15

Family

ID=23320716

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
NO20042304A NO335104B1 (no) 2001-11-09 2004-06-03 Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL

Country Status (11)

Country Link
US (1) US7051552B2 (no)
EP (1) EP1454103B1 (no)
CN (1) CN100408954C (no)
AT (1) ATE365303T1 (no)
AU (1) AU2002363532B2 (no)
CA (1) CA2466167C (no)
DE (1) DE60220824T2 (no)
EA (1) EA005990B1 (no)
MX (1) MXPA04004256A (no)
NO (1) NO335104B1 (no)
WO (1) WO2003040633A1 (no)

Families Citing this family (27)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20070044485A1 (en) * 2005-08-26 2007-03-01 George Mahl Liquid Natural Gas Vaporization Using Warm and Low Temperature Ambient Air
US20070130991A1 (en) * 2005-12-14 2007-06-14 Chevron U.S.A. Inc. Liquefaction of associated gas at moderate conditions
CA2662803C (en) * 2006-06-27 2012-09-18 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery methods and configurations
CA2656775C (en) * 2006-07-10 2011-06-14 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for rich gas conditioning for ngl recovery
WO2008049830A2 (en) * 2006-10-24 2008-05-02 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and apparatus for treating a hydrocarbon stream
US20110126584A1 (en) * 2008-07-29 2011-06-02 Frederick Jan Van Dijk Method and apparatus for treating a hydrocarbon stream and method of cooling a hydrocarbon stream
US8707730B2 (en) * 2009-12-07 2014-04-29 Alkane, Llc Conditioning an ethane-rich stream for storage and transportation
IT1400370B1 (it) * 2010-05-31 2013-05-31 Nuova Pignone S R L Metodo e dispositivo per recuperare gas naturali liquefatti ngl
US8635885B2 (en) * 2010-10-15 2014-01-28 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods of heating value control in LNG liquefaction plant
MX345401B (es) 2010-10-26 2017-01-30 Natubhai Patel Kirtikumar Proceso para la separación y recuperación de ngls de corrientes de hidrocarburos.
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
KR20150102931A (ko) * 2012-08-30 2015-09-09 플루오르 테크놀로지스 코포레이션 연안 ｎｇｌ 회수를 위한 구성 및 방법
RU2488428C1 (ru) * 2012-09-17 2013-07-27 Андрей Владиславович Курочкин Способ подготовки газа и газового конденсата к транспорту
CN103351895B (zh) * 2013-06-07 2015-05-06 新地能源工程技术有限公司 一种页岩气脱水脱重烃的方法及装置
BR112017004105B1 (pt) 2014-09-02 2022-10-25 Ge Oil & Gas, Inc Métodos para liquefazer e purificar um fluxo de suprimento de etano e um fluxo de etano de alta pressão, e método para refrigerar um fluxo de suprimento de etano
CA2976071C (en) 2015-02-09 2020-10-27 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
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
CN105854531B (zh) * 2016-06-17 2018-05-01 中石化节能环保工程科技有限公司 一种密闭式三甘醇脱水系统
US11725879B2 (en) 2016-09-09 2023-08-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting NGL plant for high ethane recovery
RU175816U1 (ru) * 2017-05-22 2017-12-20 Акционерное общество "НИПИгазпереработка" (АО "НИПИГАЗ") Установка извлечения углеводородов с2+выше из нефтяного газа
CA3067338C (en) * 2017-06-15 2023-03-07 Exxonmobil Upstream Research Company Fractionation system using bundled compact co-current contacting systems
EP3694959A4 (en) * 2017-09-06 2021-09-08 Linde Engineering North America Inc. PROCESS FOR PROVIDING REFRIGERATION IN PLANTS FOR THE RECOVERY OF NATURAL GAS LIQUIDS
US11603500B2 (en) * 2017-09-07 2023-03-14 Purdue Research Foundation Natural gas liquids upgrading process: two-step catalytic process for alkane dehydrogenation and oligomerization
CA3077409A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation Phase implementation of natural gas liquid recovery plants
FR3088648B1 (fr) * 2018-11-16 2020-12-04 Technip France Procede de traitement d'un flux de gaz d'alimentation et installation associee
US12098882B2 (en) 2018-12-13 2024-09-24 Fluor Technologies Corporation Heavy hydrocarbon and BTEX removal from pipeline gas to LNG liquefaction

Family Cites Families (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4203741A (en) * 1978-06-14 1980-05-20 Phillips Petroleum Company Separate feed entry to separator-contactor in gas separation
US4430103A (en) * 1982-02-24 1984-02-07 Phillips Petroleum Company Cryogenic recovery of LPG from natural gas
US4743282A (en) * 1982-05-03 1988-05-10 Advanced Extraction Technologies, Inc. Selective processing of gases containing olefins by the mehra process
US4578094A (en) * 1983-09-14 1986-03-25 El Paso Hydrocarbons Hydrocarbon separation with a physical solvent
US4511381A (en) * 1982-05-03 1985-04-16 El Paso Hydrocarbons Company Process for extracting natural gas liquids from natural gas streams with physical solvents
US4696688A (en) * 1985-12-13 1987-09-29 Advanced Extraction Technologies, Inc. Conversion of lean oil absorption process to extraction process for conditioning natural gas
US4854955A (en) * 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5555748A (en) * 1995-06-07 1996-09-17 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
US6205813B1 (en) * 1999-07-01 2001-03-27 Praxair Technology, Inc. Cryogenic rectification system for producing fuel and high purity methane
US6244070B1 (en) * 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
US6453698B2 (en) * 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
US6526777B1 (en) * 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6742358B2 (en) * 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
US6516631B1 (en) * 2001-08-10 2003-02-11 Mark A. Trebble Hydrocarbon gas processing

Also Published As

Publication number Publication date
CA2466167A1 (en) 2003-05-15
US20040237580A1 (en) 2004-12-02
CN100408954C (zh) 2008-08-06
DE60220824T2 (de) 2008-03-06
US7051552B2 (en) 2006-05-30
EA200400655A1 (ru) 2004-10-28
EA005990B1 (ru) 2005-08-25
NO20042304L (no) 2004-06-03
ATE365303T1 (de) 2007-07-15
AU2002363532B2 (en) 2006-04-13
CN1612998A (zh) 2005-05-04
CA2466167C (en) 2009-02-10
WO2003040633A1 (en) 2003-05-15
MXPA04004256A (es) 2004-07-08
EP1454103B1 (en) 2007-06-20
EP1454103A4 (en) 2006-01-11
EP1454103A1 (en) 2004-09-08
DE60220824D1 (de) 2007-08-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
NO335104B1 (no) Anlegg for forbedret gjenvinning av NGL
JP5620927B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
CA2510022C (en) Lean reflux-high hydrocarbon recovery process
JP5909227B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
CA2513677C (en) Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
JP5850838B2 (ja) 炭化水素ガス処理
AU2002363532A1 (en) Configurations and methods for improved NGL recovery
US20100287984A1 (en) Hydrocarbon gas processing
US8677780B2 (en) Configurations and methods for rich gas conditioning for NGL recovery
MX2007015226A (es) Procesamiento de gases de hidrocarburos.
KR20120026617A (ko) 탄화수소 가스 처리방법
KR20120139656A (ko) 탄화수소 가스 처리방법
CA1316547C (en) Process for recovering natural gas liquids
CA2764737C (en) Hydrocarbon gas processing
WO2022207053A2 (en) Ultra ethane recovery by condensate process
KR20120139655A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
KR20130018218A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
BR112020004294B1 (pt) Processo para recuperação de líquidos de gás natural

Legal Events

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