NO335535B1 - Fremgangsmåte for å separere CO2 fra en flerkomponent gasstrøm. - Google Patents

Abstract

Fremgangsmåte for separering av en eller flere komponenter fra en flerkomponentgasstrømning (10) omfattende minst en ikke- syregasskomponent og minst en syregasskomponent, hvor flerkomponentsgasstrømningen (10) ved trykk over 1200 psia (82,8 bar) og en temperatur over 1200F (48,9 °C) med en konsentrasjon av den minst ene syregasskomponenten i gasstrømningen (10) på minst 20 molprosent, ledes til et membransystem (40) som selektivt separerer den minst ene syregass-komponenten fra flerkomponentsgasstrømningen (10) som en permeatstrømning (13). Permeatstrømningen (13) har et trykk på minst 20% av trykket til matetrykket.

Description

Oppfinnelsens område

Oppfinnelsen vedrører en prosess for separasjon av gasser, og nærmere bestemt vedrører den separering av en eller flere komponenter fra en flerkomponents gasstrømning ved hjelp av en semipermeabel membran.

Bakgrunn

Mange gasstrømninger inneholder store mengder syregasser, sånn som karbondioksid, som må separeres fra den mer verdifulle komponenten i gassen. En slik gasstrømning er naturgass fra brønnproduksjon, som er brukt i stor utstrekning som drivstoff og som et grunnråmateriale i petrokjemisk og andre kjemiske pro-sessindustrier. Idet oppbygningen av naturgass kan variere fra felt til felt, inneholder mange naturgassreservoarer relativt lav prosentdel med hydrokarboner (mindre enn f.eks. 40%) og høy prosentandel av syregasser, prinsipielt karbondioksid, men også hydrogensulfid, karbonylsulfid, karbondisulfid og forskjellige merkaptaner. Fjerning av syregasser fra brønnproduksjon er ønskelig for å tilveiebringe kon-disjonert eller søt, tørr naturgass, enten for levering til en rørledning, naturgass-væskeutvinning, heliumutvinning, konvertering til flytende naturgass, eller nitro-genutskilling. Den separerte syregassen er tilgjengelig for prosessering, isolering, fjerning eller deponering. Syregassene har f.eks. blitt reinjisert inn i en underjordisk formasjon for deponering og inn i en hydrokarbonbærende formasjon for hy-drokarbonutvinning.

Flere prosesser for utvinning eller fjerning av karbondioksid fra gasstrømninger har blitt foreslått og utøvd i kommersiell skala. I praksis, skjer disse prosessene ved matetrykk under 82,8 bar (1200 psia). Prosessene varierer stort, men omfatter generelt en form for oppløsende absorpsjon, absorpsjon på en porøs absorbent, destillasjon, eller diffusjon gjennom en semipermeabel membran.

US 4130403 A omhandler en fremgangsmåte for å separere H2S og eller C02fra en flerkomponentgasstrømning ved bruk av gasspermeable membraner. I US 4130403 A er det vist til at fødegassen før den ledes inn på membransystemet har et trykk på 0,69-276 barg (10-4000 psig) og hvor temperaturen kan bli opp imot 100°C, se kolonne 11 linje 9-31. Det er i US 4130403 A også vist til at mengden C02eller H2S i fødegassen kan være fra 2-98 molprosent. Se kolonne 7 linje 7-15. Differensial-trykket over membranen er 0,69-145 bara (10-2100 psia), se kolonne 10 linje 58-63. US 4130403 A viser ikke til konkrete eksempler på at syregasskomponenten i fødegasstrømmen er over 20 molprosent samtidig som at trykket er over 82, 7 ba-ra (1200 psia) og temperaturen over 48,9°C.

Membraner er tynne barrierer som tillater foretrukket passering av bestemte komponenter i en flerkomponent gassblanding. De fleste membraner kan deles inn i to typer: porøse og ikke porøse. Porøse membraner skiller gasser basert på molekylær størrelse og/eller absorpsjonsdifferanse ved små porer i membranen. Gasseparasjoner brukt i naturgassapplikasjoner er ofte ikke-porøse eller asymmetriske og separerer gasser basert på løselighet og diffusivitet. Disse membranene har typisk et mikroporøst lag, hvis ene side er dekt med et tynt ikke porøst lag eller overflatelag. Separasjonen av gassblandingen gjennom en asymmetrisk membran skjer i det ytre laget, idet det mikroporøse substratet gir membranen mekanisk styrke.

I en typisk membranseparasjonsprosess, introduseres en gass inn i matesiden på en modul som er delt i to rom av den permeable membranen. Gasstrømningen strømmer langs overflaten av membranen og flere permeable komponenter av gassen passerer gjennom membranbarrieren ved en høyere rate enn de komponentene med lavere permeabilitet. Etter å ha vært i kontakt med membranen, fjernes den utarmede mategasstrømningen, retentatet, fra kontakt med membranen ved et passende utløp på mateseksjonssiden av modulen. Gassen på den andre siden av membranen, permeatet, fjernes fra kontakt med membranen gjennom et separat utløp. Permeatstrømningen fra membranen kan refereres til som å være "anriket" med den raskt (readily) permeable komponenten relativt til konsentrasjonen av de raskt permeable komponentene i retentatstrømningen. Retentatet kan også refereres til som å være "utarmet" av de rask permeable komponentene. Idet permeat-strømningen kan representere det ønskede produktet, i de fleste naturgassper-measjonsprosesser er det ønskede produktet retentatstrømningen, og permeat-strømningen omfatter forurensninger sånn som C02eller andre syregasser.

Idet valget av en passende membran typisk omfatter mange faktorer, er to viktige faktorer (1) membranens evne til å motstå forholdene den utsettes for under sepa-rasjonsoperasjonen, og (2) tilstrekkelig selektiv separasjon av en eller flere ønskede gasser ved tilstrekkelig høy fluks (strømningsrate). Separasjonsmembranen som fremviser en høy selektivitet, men lav fluks er ikke attraktive siden de krever store separasjonsmembranoverflatearealer. Likeledes er separasjonsmembraner som fremviser tilstrekkelig høy fluks, men uønsket lav selektivitet også upassende for praktisk anvendelse. Praktiske separasjonsmembraner er de som har evnen til å opprettholde en ønsket fluks og selektivitet over en lengre periode i ugunstige driftsmiljø.

Membransystemet for fjerning av C02fra naturgasstrømninger er typisk utformet for å motta naturgasstrømning ved et hevet trykk for å unngå kostnadene forbun-det med komprimering av gasstrømningen til et høyere trykknivå. Hvis det produ-serte gasstrykket er over rundt 82,8 bar (1200 psia), er den konvensjonelle praksis å redusere matetrykket for å unngå skade på membranen. Det illustrerende eksempel på en membranseparasjonsprosess er beskrevet i US-patent 5.411.721 (Doshi et al.), som anvender et membransystem for å tilveiebringe en høytrykks-retentatstrømning rik på metan og en lavere trykkpermeatstrømning rik på C02. Doshi et al. drar fordel av høyt brønnhodegasstrykk som drivkraft for membranseparasjonen ved å passere mategass til et membransystem ved trykk "fra 34 bar (500 psia) til rundt 138 bar (2000 psia) eller høyere" til. I kontrast til oppfinnelsen beskrevet i dette patentet, vedrører ikke Doshi et al. utførelse av høytrykks mem-bransseparasjon ved hevede temperaturer og vedrører ikke tilveiebringelse av et høytrykks permeat.

Et viktig aspekt med en hvilken som helst naturgassbehandlingsprosess er økono-mi. Naturgass er typisk behandlet i høye volumer, noe som gjør også svært små forskjeller i prosesseffektivitet svært betydningsfulle ved valg av prosessteknologi. Evnen til å utføre syregasseparasjon ved høyt trykk kan øke den effektiviteten og ha en stor påvirkning på den totale økonomien i behandlingsprosessen. Noen na-turgasskilder, spesielt de med betydelige konsentrasjoner av ikke-hydrokarboner, er nå uøkonomiske å produsere pga. prosesseringskostnader. Det er et stadig behov for forbedrede naturgassbehandlingsprosesser som har høy pålitelighet og representerer en enkel drift. Det er spesielt ønskelig å ha en prosess som effektivt kan separere C02og andre syregasser fra naturgass slik at syregasstrømningen er ved et så høyt trykk som mulig for påfølgende definering eller fjerning.

Sammenfatning

Sammenfatningsvis er oppfinnelsen slik som er definert i de vedføyde krav.

Oppfinnelsen vedrører en fremgangsmåte for å separere C02fra en flerkomponent gasstrømning omfattende minst C02og minst en metan. En flerkomponent gasstrøm ved et trykk over 82,8 bar (1200 psia) og en temperatur over 48,9°C (120°F) med konsentrasjonen av minst en syregasskomponent i gasstrømningen på minst 20 mol% passeres til et membransystem som selektivt separerer minst en syregasskomponent fra flerkomponent gasstrømningen som en permeatstrømning. Permeatstrømningen har et trykk på minst 20% av trykket i matetrykket.

Kortfattet beskrivelse av tegningene

Oppfinnelsen og dens fordeler vil bedre forstås ved referanse til tegningene hvor like nummer identifiserer like deler og hvor: Figur 1 er en skjematisk representasjon av en utførelse av oppfinnelsen som viser et ett trinns membranseparasjonssystem. Figur 2 er en skjematisk representasjon av en andre utførelse av oppfinnelsen som viser tre membranseparasjonstrinn. Figur 3 er en skjematisk representasjon av en tredje utførelse av oppfinnelsen lik den andre utførelsen, som viser anvendelse av komprimerte permeatstrømninger for å tilveiebringe oppvarming av minst en av membranmodulene brukt i separa-sjonsprosessen.

Tegningene illustrerer bestemte utførelser for utførelse av prosessen ifølge oppfinnelsen. Tegningene er ikke tenkt for å ekskludere andre utførelser som er resultat av normale og forventede modifikasjoner av disse bestemte utførelsene.

Detaljert beskrivelse

Fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse anvender et membranseparasjonssystem som drives ved trykk over 82,8 bar (1200 psia) og ved temperaturer over 48,9°C (120°F) for å separere en eller flere syregasser fra en flerkomponent gasstrømning omfattende syregass og ikke syregasser, sånn som metan og nitrogen, for å tilveiebringe en høyttrykksretentatstrømning og en høyttrykkspermeat-strømning. Sammenlignet med separasjonssystemet brukt den siste tiden, reduserer oppfinnelsen energien nødvendig for å prosessere flerkomponent gassen og den reduserer mengden kompresjonskraft nødvendig for å utføre separasjonen og for å produsere et høyttrykkspermeat og retentat. Oppfinnelsen vil bli beskrevet i forbin-delse med behandling av en naturgasstrømning omfattende en eller flere syregasser sånn som C02og/eller H2S, oppfinnelsen er imidlertid ikke begrenset til behandling av naturgass. Den oppfinneriske fremgangsmåten kan anvendes for å separere en hvilken som helst gassblanding omfattende lavkokende gasser (sånn som Ci og C2hydrokarboner og N2) og syregasser (sånn som C02, C2S og H2S).

I en utførelse ledes naturgass omfattende C02i en konsentrasjon på minst 20 mol%, fortrinnsvis minst 30 mol%, ved en temperatur over 48,9°C (120°F) og trykk over 82,8 bar (1200 psia) til en membranseparasjonsenhet for å tilveiebringe en trykksatt permeatstrømning anriket med C02, fortrinnsvis minst 60 mol% C02og helst minst 80 mol% C02, ved et trykk på minst 20 % av trykket til naturgassen til membranen, og en trykksatt retentatstrømning anriket med metan. Praksis i foreliggende oppfinnelse er basert på to observasjoner: (1) kompressibilitetfaktore-ne for gasstrømninger og inneholdende betydelige mengder syregasser (mategas-ser og permeatstrømning) er mindre enn kompressibilitetsfaktoren for retentat-strømningen, noe som resulterer i at en mindre total kompresjonskraft og (2) for-bedret fluks av syregasser gjennom en semipermeabel membran kan oppnås ved mategasstrykk over 82,8 bar (1200 psia) hvis mategasstemperaturen er over 48,9°C (120°F).

I dette patentet refererer termen "naturgass" til en flerkomponent gass hentet fra en råoljebrønn (assosiert gass) eller fra en gassbrønn (ikke assosiert gass). Sammensetningen og trykket til naturgassen kan variere betydelig. En typisk natur-gasstrømning omfatter metan, (Cl) som en betydelig komponent. Naturgassen vil også typisk inneholde etan (C2) hydrokarboner med høyere molekylær vekt, en eller flere syregasser, og mindre mengder forurensninger sånn som vann, nitrogen, jernsulfid, voks og råolje. Termen "syregass" i denne beskrivelsen betyr en eller flere komponenter valgt fra en gruppe omfattende karbondioksid, hydrogensulfid, karbonylsulfid, karbondisulfid og merkaptaner.

Kompressibilitetsfaktor

Før vi fortsetter videre med den detaljerte beskrivelsen er grunnleggende prinsipper for gasskompressibilitet omtalt for å hjelpe leseren i forståelse av oppfinnelsen.

Relasjonen mellom trykk, volum og temperatur til en gass kan uttrykkes ved den ideelle gassloven, som er PV=nRT, hvor:

P = gasstrykket

V = gassvolumet

n = antall gassmol

R = er den universelle gasskonstant (som, som kjent, varierer noe avhengig av volum og temperatur)

T = gassens absolutte temperatur

Hvis ligningen uttrykkes i engelske enheter, er trykket i pund per kvadrattomme absolutt (psia), volumet er i kubikkfot og temperaturen er i grader R (grader Fah-renheit pluss 459,7).

Den ideelle gassligningen gir ikke et eksakt riktig resultat i praksis, fordi gassmolekylene samvirker med hverandre. Gassmolekylene pakkes tettere sammen når de er komprimert enn det som forutsettes av den ideelle gassligningen, pga. intermo-lekylære krefter og molekylstørrelse og form. For å korrigere for dette kan en ekstra term, kompressibilitetsfaktoren z legges til den ideelle gassligningen. Dette er en dimensjonsløs faktor, som reflekterer ikke-idealiteten til den spesielle gassen som måles, ved den bestemte temperatur og trykkforhold.

Ved atmosfæretrykk eller trykk på noen få 7 bar (noen få hundre pund per kvadrattomme (psi)), er kompressibilitetsfaktoren tilstrekkelig nær 1,0 for de fleste gasser at den kan ignoreres, noe som muliggjør bruk av den ideelle gassloven uten den ekstra termen z. Hvis trykkene er mer enn noen 7 bar (noen hundre psi), kan z termen imidlertid være forskjellig nok fra 1,0 til at den må inkluderes for at den ideelle gassligningen skal gi riktig resultat. Z faktoren er viktig ved bestemmelse av mengden kompresjonskraft som er nødvendig i en gasseparasjonsprosess. En økning i z faktoren øker energien som er nødvendig for å pumpe eller komprimere for lagring et gitt standardvolum av en gass.

Ifølge van der Waals teorem, avhenger avviket til en naturgass fra den ideelle gass-lov av hvor langt gassen er fra dens kritiske temperatur og kritiske trykk. Følgelig er termene Tr og Pr (kjent som redusert temperatur og redusert trykk) blitt definert, hvor:

hvor: T = gasstemperaturen i grader R

Tc = er den kritiske gasstemperaturen i grader R

P = gasstrykket i psia

Pc = er det kritiske gasstrykket i psia

Kritiske trykk og kritiske temperaturer for rene gasser har blitt kalkulert og er tilgjengelig i håndbøker. Når en blanding av gasser med kjent oppbygning er tilgjengelig, kan en pseudokritisk temperatur og et pseudokritisk trykk som gjelder for blandingen oppnås ved å anvende gjennomsnittene av de kritiske temperturer og kritiske trykk av de rene gassene i blandingen, vektet ifølge mol% til hver rene gass som er tilstede.

Så snart den pseudoreduserte temperatur og et pseudoredusert trykk er kjent, kan kompressibilitetsfaktoren finnes ved hjelp av standard tabeller. En av disse er "kompressibilitetsfaktorer for naturgasser" av M.D. Standing og D.L. Katz, publisert i Engineering Data Book, Gas Processors Suppliers Association, 10. utgave, (Tulsa, Oklahoma, USA) 1987. Alternativt, kan kompressibiliteten kalkuleres direkte ved tilstandsligninger ved hjelp av passende kommersielt tilgjengelige dataprogrammer som er kjent for en fagmann på området.

I temperaturområdet fra 21,1°C til 148,9°C (70°F til 300°F), har metangass en redusert temperatur over 1,5. Ved hjelp av diagrammer eller andre fremgangsmå-ter for å bestemme kompressibilitetsfaktoren, kan det bestemmes at kompressibiliteten i metanen varierer fra svakt over 0,8 til rundt 1,0. I dette temperaturområdet, øker kompressibilitetsfaktoren med økende temperatur. Ved disse temperaturene, har metan en minimal kompressibilitetsfaktor mellom 138 og 172 bar (mellom 2000 og 2500 psia) avhengig av temperaturen.

C02og andre syregasser har høyere kritiske temperaturer og trykk enn metan. Gasstrømninger med betydelige mengder syregasser kan ha kompressibiliteter som er lavere enn 0,8 ved typiske driftsforhold for naturgassprosessering. Derfor kan slike gasser ha behov for betydelig mindre kraft for å komprimeres enn et ekviva-lent volum av naturgass med en lavere prosentandel av C02. Foreliggende oppfinnelse drar fordel av denne kompressibilitetskarakteristikk ved trykk over rundt 83 bar (1200 psia) og temperaturer over rundt 48,9°C (120°F).

Tett gass

I en utførelse av denne oppfinnelsen tilveiebringes gassmatestrømningen omfattende syregass og metan som en tett gas. Termen "tett gass" er definert for å bety at gassen har en kompressibilitetsfaktor mindre enn rundt 0,8. Minimale trykk nød-vendig for at en gassblanding skal oppnå den tette tilstand øker med økende temperatur og er sammensetningsavhengig. Som et eksempel, uten å begrense oppfinnelsens rammer, vil gasstrykket for en gassmatestrømning inneholdende 70% og 30% metan ved 26,7°C (80°F) ikke måtte overstige 50,3 bar (730 psia) for å være i tett gass fase og den samme sammensetning ved 50°C (122°F) vil måtte overstige rundt 117 bar (1700 psia) for å være i tett tilstand.

Kompressibilitetsfaktoren til naturgass minker når konsentrasjonen av C02minker. For eksempel har en gassblanding inneholdende 30% metan og 70% C02ved trykk på 200 bar (2900 psia) og en temperatur på 26,7°C (80°F) en kompressibilitetsfaktor på rundt 0,51. Hvis gassammensetningen på den annen side inneholder 70% metan og 30% C02, er kompressibilitetsfaktoren rundt 0,72 (alle prosenter er uttrykt i mol).

Membranpermeasjon

Gasspermeasjon gjennom en membran kan beskrives som den totale massetrans-porten av "penetrativ gass" over membranen hvor den penetrative gassen introduseres ved et høyere trykk enn trykket på permeatsiden av membranen. I separa-sjonsprosessen fremviser membranen som brukes typisk en høyere selektivitet for en komponent, f.eks. komponent i enn den andre, f.eks. komponent j. Komponent i trenger raskere gjennom enn komponent j, derfor anrikes permeatet med komponent i og retentatet anrikes med komponent j relativt til matningen.

Ligningene vil nå bli beskrevet for gasspermeasjon gjennom et defekt fritt separasjonslag av en membran som har neglisjerbar masseoverføringsmotstand i den po-røse bæring. Den grunnleggende fluksligningen for en enkel komponent gass som trenger gjennom separasjonslaget er:

hvor

J, er fluksen til gassen i

Bi er mobiliteten til gassen

q, er fraksjonslasten av gasstypen på overflaten av membranen w er det kjemiske potensiale til gassen

z er avstanden over membranen.

En vanlig brukt konstruksjonstilnærming for fluksligningen for en ideell gass ved et punkt langs membranen er uttrykt som:

hvor:

Fjer strømningsraten til komponent i gjennom membranen

P er permeabiliteten uttrykt f.eks. i cm<3>(STP).cm/cm<2>.sec.cmHg,

I er vidden til membranen uttrykt f.eks. i cm,

S er overflatearealet i membranen i cm<2>,

yifer molfraksjonen av den ønskede komponent på matesiden,

yip er molfraksjonen av den ønskede komponent på permeatsiden, og pf og pp er henholdsvis trykk til matestrømningen og permeatet.

Tilnærmingen er helt lik Henry's lovbegresning for ideelle gasser og et membransystem hvor det ikke er betydelig masseoverføringsmotstand i bæringen eller de

hydrodynamiske grenselagene til stede på mate- og permeatsidene av membranen. Termene i parentes representerer forskjellen i partialtrykk for komponent i mellom mate- og permeatsidene av membranen. Denne forskjellen er den antatte drivkraften for separasjonen.

Fugasitet

For gassystemer ved høyt trykk, er antagelsen om at egenskapene til ideell gass

representerer drivkraften ikke passende. For å være nærmere termodynamisk kor-rekt, korrigeres partialtrykkene ved hjelp av "fugasitetskoeffisienter" som reflekterer variasjoner fra ideell gass. Ligningen for fugasitet for en komponent er gitt ved:

hvor

fi er fugasiteten til komponent i

y, er molfraksjonen til komponent i

9, er fugasitetskoeffisienten til komponent i, og

p er trykket.

For de fleste reelle gasser, vil fugasitetskoeffisienten være nær til enhet ved lavt

trykk. Imidlertid idet trykket økes over et par hundre per kvadrattomme, kan fugasitetskoeffisienten til komponentene med lavere reduserte temperaturer (hovedsakelig de tyngre komponentene) være så liten som 0,2 eller mindre. Fugasitetskoeffisienten til de "tyngre" komponentene øker typisk med økende temperatur og minkende trykk. Fugasitetskoeffisienten til de "lettere" komponentene kan vise den motsatte effekt.

Fugasitetkoeffisientene kan eksperimentelt bestemmes av personer med kunnskap på området. Fortrinnsvis bestemmes fugasitetskoeffisientene ved hjelp av en til-standsligning (EOS), sånn som det kommersielt tilgjengelige Soave-Redlich-Kwong EOS og Peng-Robinson EOS.

Ved å merke som den effektive permeansen, Peff, og korrigere for ikke-ideelle v /)

gasser ved å legge til fugasitetskoeffisientene, kan ligning (2) omskrives som:

hvor

Peffjer den effektive permeansen til komponent i uttrykt f.eks. i cm<3>(STP)/cm<2>.sec.cmHg,

F, er strøm ni ngsraten til den i'te komponent som løper ut av prosessen av permeat-strømningen uttrykt f.eks. i cm<3>(STP)/sec,

S er overflatearealet av membranen uttrykt f.eks. i cm<2>,

Pf og Pp er henholdsvis trykket til matestrømningen og permeatet,

9if er fugasitetskoeffisienten i matesiden for den ønskede komponent,

9ip er fugasitetskoeffisienten i permeatsiden for den ønskede komponent,

yifer molfraksjonen av komponent (i) som går inn på matesiden, og yip er molfraksjonen av komponent (i) som går ut av permeatsiden.

Ved å omforme ligning (4) ved fluksen (J=F/A) og fugasitet får en,

En ideell effektiv permeanse kan defineres ved bruk av ideell gass basert på partialtrykk som kan defineres som

Denne ideelle effektive permeansen er det som er mest vanlig rapportert i litteratu-ren.

Den effektive permeansen er typisk rapport i GPU-er, som har følgende enhet:

Den effektive permeansen kan være en funksjon av temperaturen, driftstrykkene på mate- og permeatsidene, strømningsratene på mate- og permeatsidene, så vel som mate- og permeatsammensetningene. Effektive permeanser ved hvert punkt langs membranen kan bestemmes fra en fundamental kunnskap om masseover-gangsmotstand for hver komponent som passerer gjennom separasjonslaget, støt-ten, og de hydrodynamiske grenselagene tilgrensende til separasjonslaget og bæringen. Effektive permeanser kan også måles ved eksperimenter. I et eksperiment hvor den effektive permeansen er bestemt, er fluksen gjennom membranen av et kjent areal målt under forhold hvor partialtrykket til den i'te komponent er kjent på både mate- og permeatsidene.

I et membranseparasjonssystem som fjerner C02som permeat fra en matestrøm-ning ved høyt trykk øker C02strømningsraten (F) med økende fugasitet for C02i

matestrømningen og minkende fugasitet i permeatstrømningen. Siden fugasitetene til gassene i et membransystem kan variere over et betydelig område avhengig av trykk, temperatur og sammensetning, kan påvirkningen av fugasitet på membran-strømningsraten estimeres ved hjelp av ligning (2) ved hjelp av følgende trinn:

1. Bestemme den C02effektive permeansen ved å anta ideell gass,

2. Bestemme fugasitetskoeffisienten til C02ved mate- og permeattilstander,

3. Kalkulere den ideelle drivkraft (IDF) over membranen:

IDF=yif<p>f-<y>iPP<p,>

4. Kalkulere den virkelige drivkraften (RDF) med fugasiteten (9) tatt med i be-regningen:

RDF= yif<PifPf-<y>ip<f>ipPp,

5. Justere den C02effektive permeansen ved forholdet RDF/IDF,

6. Modellere membraneffektiviteten ved hvert punkt av membranen ved hjelp av justert C02effektiv permeanse.

For å ha høy permeasjonsrate av en gitt komponent er det ønskelig å opprettholde en høy fugasitet av komponenten ved matesiden av membranen. For en membran som slipper gjennom C02fortrinnsvis til metan, innebærer dette opprettholdelse av en høy C02fugasitet, fortrinnsvis over 0,7. Fugasitetskoeffisienten for syregassene blandet med lavere molekylvektsgasser er typisk mindre enn 1. Tabellene 1 og 2 under viser fugasitetsverdier (cj>) for C02som en funksjon av temperatur, trykk og sammensetning, antatt en binær blanding med metan. Alle sammensetningspro-senter er mol%. Data i tabellene 1 og 2 viser at fugasitetskoeffisienten til C02øker med økende temperatur, minkende trykk og minkende C02innhold.

Effektiv permeanse fra materialegenskaper

Den effektive permeansen kan estimeres fra de fundamentale transportegenskaper til et materiale av en person med kunnskap på området. For enkelhets skyld antas at membranen har en massetransportmotstand tilsvarende bæringen og at de hydrodynamiske grenselagene er små sammenlignet med den til det selektive laget. Videre er det antatt at membranmaterialene ikke har noen betydelige gjensidige diffusjonseffekter.

Den effektive permeansen kan bestemmes ved den konkurrerende absorpsjonsisotermen mellom de forskjellige komponentene og komponentdiffusiviteter gjennom membranlaget.

I dette eksemplet vurderes separasjonen av to komponenter i og j av en membran. Materialer hvor den konkurrerende absorpsjonsisotermen til stoffet i, i forhold til stoffet j, kan være tilnærmet er beskrevet ved en Langmuir formel:

hvor:

q, er gasslasten av stoff / i membranen,

qser metningslasten i separasjonslaget av membranen,

f, er fugasiteten til gass i,

fjer fugasiteten til gass j,

bi er parameteren som bestemmer formen til den enkle komponentisotermen for komponent i, og

bjer parameteren som bestemmer formen til den enkle komponentisotermen til komponent j.

For å oppnå en nøyaktig bestemmelse av permeansen, bør verdiene til bi og bjide-elt oppnås ved å tilpasse de enkle komponentisotermene for et bestemt materiale i trykkområdet som er interessant, imidlertid kan de i mange tilfeller oppnås fra en tilpasning av isotermen med lavere trykk.

For denne typen Langmuir isoterm, er fluksen til komponent A over et punkt langs separasjonslaget:

hvor:

Ji er fluksen til gass i ved et punkt P langs membranen,

fjfer fugasiteten til gass i på matesiden ved punkt P,

fip er fugasiteten til gassen i på permeatsiden ved punkt P,

fjfer fugasiteten til gassen j på matesiden ved punkt P,

fjp er fugasiteten til gassen j på permeatsiden ved punkt P,

D<0>, er diffusjonskoeffisienten til gassen i,

I er tykkelsen til separasjonslaget, og

En lignende fluksligning kan skrives for komponent j som raskt kan utledes av en fagmann. Den effektive permeansen til komponent i ved et punkt langs membranen kan så kalkuleres fra:

Selektivitet

Raten til den effektive permeansen for komponent i, i forhold til den for komponent j, er den effektive selektivitetsraten for i relativ til j:

hvor:

Peffjer den effektive permeansen til komponent i

Peffjer den effektive permeansen til komponent j

Selektivitet kan oppnås direkte ved å kontakte en gasseparasjonsmembran, modul eller serie av moduler ved en kjent blanding av gasser som løper inn ved trykk pf, og analysere permeatstrømningsraten og sammensetningen som strømmer ut ved trykket pp. Alternativt, kan en første tilnærming av selektivitet oppnås ved å kalkulere raten av passeringsratene av de to komponentene bestemt separat på samme gasseparasjonsmembran.

Tegninger

En utførelse av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen vil nå bli beskrevet med hen-visning til figur 1. Figur 1 er et forenklet flytskjema av en utførelse av oppfinnelsen. En dampstrømning 10 kan tilføres til behandlingsprosessen fra kjemiske eller raffi- neringsprosesser, fra trykksatte lagringstanker, fra tilhørende gass produsert av produsert råolje, fra naturgassbrønner, fra avgass, deponert gass, eller fra annen gasskilde som inneholder metan og minst en syregass. Dampstrømningen 10 strømmer fortrinnsvis inn i gasseparasjonssystemet ved trykk over 82,8 bar (1200 psia), nærmere bestemt et trykk over 1500 psia (103 bar), og matestrømningen 10 strømmer fortrinnsvis inn i separasjonssystemet ved en temperatur over 48,9°C (120°F) og nærmere bestemt over 150°F (66°C). Hvis matetrykket er under et forhåndsvalgt trykk for matesiden av membranen, kan trykket økes ved å passere strømningen 10 gjennom et eller flere kompresjonstrinn (for enkelthets skyld, er bare en kompressor 20 vist i figur 1) for å øke trykket i dampstrømningen til det forhåndsvalgte trykket. Mategassen er fortrinnsvis temperaturregulert til et forhåndsbestemt nivå ved en temperaturregulator (ikke vist) og deretter matet inn i matesiden av membranmodulen 40. Hvis matetemperaturen til matestrømningen har en forhåndsbestemt temperatur, trenger ikke matestrømmen å varmes opp. Hvis den ikke når den forhåndsbestemte temperaturen kan imidlertid matingen varmes opp ved å passere den gjennom en passende oppvarmingsinnretning 30, hvor oppvarmingen kan oppnås ved varmeveksling mot en produktstrømning og/eller ved en hvilken som helst passende eksternt varmesystem som anvender damp eller andre passende varmemedier.

Matestrømningen 10, ved en forhåndsvalgt temperatur og trykk, passeres så til en eller flere membranmoduler 40. Retentat 11 som strømmer ut av membransystemet, hvis ytterligere trykksetting er ønsket, ledes til en eller flere kompressorer 21 for videre trykksetting av metananriket retentatstrømning for videre behandling eller bruk som et gassprodukt for salg. Hvis ønsket kan matekompressoren 21 kjø-les ved en hvilken som helst passende kjøleinnretning 31 for å redusere kompresjonskraftbehovet. Permeatstrømningen 13 anriket i C02ledes til en eller flere kompresjonstrinn (bare én kompressor 22 er vist i figur 1) for å videre trykksette permeatstrømningen. Trykket i permeatstrømningen 30 er fortrinnsvis minst 20% av trykket til matestrømningen til matesiden av membranmodulen 30 og nærmere bestemt overstige 30% av matetrykket. Permeatet kan kjøles i kjøler 32 for å redusere kompresjonskraftbehovet. Det komprimerte permeatet kan passeres gjennom en etterkjøler 33 for å kjøle permeatstrømningen før videre bruk. Etterkjøleren 33 kan være et hvilket som helst konvensjonelt kjølesystem som kjøler permeatet. Karbondioksidanriket permeat er tilgjengelig for et hvilket som helst ønsket bruk. For eksempel kan permeatet anriket i C02injiseres i en underjordisk formasjon (ik-ke vist) for trykkopprettholdelseshensyn eller injiseres inn i oljebærende formasjo-ner for å forbedre oljeutvinningen ved teknikker som er velkjent. Det trykksatte permeatet kan også anvendes med et superkritisk fluidløsningsmiddel i oljeutvin-ningsoperasjoner.

Trykket til permeatet som forlater membransystem 40 er fortrinnsvis opprettholdt så høyt som praktisk mulig for å redusere temperaturfallet i modulen og for å redusere kraftbehovet for å komprimere permeatet til et høyere trykk. Det optimale differansetrykket over membranet avhenger av den spesielle matestrømningssam-mensetningen som skal separeres, typen av membran som anvendes, ønskede sammensetninger av retentatet eller permeatet, så vel som andre faktorer kjent for en med kunnskap på området. Figur 2 viser skjematisk en annen utførelse av oppfinnelsen lik utførelsen vist i figur 1 bortsett fra at membranseparasjonen er vist i tre membrantrinn 40, 41 og 42. Retentatstrømningen er videre løst i syregass ved hvert suksessive membrantrinn. Idet retentattemperaturene hovedsakelig vil minke med hvert påfølgende trinn, brukes varmerne 36 og 37 fortrinnsvis til å holde matetemperaturene til påfølgende membranenheter over en forhåndsbestemt ønsket temperatur på hvert trinn. Per-meatstrømningen 15 fra det siste membrantrinnet 42 kjøles potensielt i en etter-kjøler 38, trykksatt av kompressor 24 og kjølt av etterkjøleren 35. Komprimert permeatstrømning 15 kombineres så med permeatstrømning 16 fra membrantrinnet 41 og den kombinerte strømningen kan valgfritt kjøles i etterkjøler 39, ledet gjennom kompressor 23 og kjølt ved etterkjøler 34. Etterkjølerne 34 og 35 kan valgfritt tilveiebringe noe eller all varmelasten nødvendig for varmerne 36 og 37. Dette er vist ved de stiplede linjene 18 og 19 som forbinder varmerne og kjølerne. Den kombinerte permeatstrømningen 15 og 16 kombineres så med permeatstrøm-ningen 13 og de kombinerte strømningen kjøles av kjøleren 32, komprimeres av kompressor 22, og etterkjøles av kjøler 33 for å produsere en syregassprodukt-strømning 14 som skal brukes på en hvilken som helst passende måte. I tillegg av ytterligere trinn kan en, som en fagmann på området lett kan se, redusere rekom-presjonsbehovet av den totale permeatstrømningen. Figur 3 viser skjematisk en annen utførelse av oppfinnelsen lik utførelsen vist i figur 2 bortsett fra at alt eller deler av utløpsstrømningene fra kompressorene 23 og 24 trekkes tilbake som strømninger 27 og 28 for å tilveiebringe varme til gassene i membranmodulene 40 og 41. Varmen tilgjengelig fra strømningene 27 og 28 kan øke drivkraften for separasjon i membranmodulene 40 og 41 ved å øke temperaturene i modulene. Denne varmen kan tilføres enten i gjennom indirekte varmeveksling (ikke vist) i membranmodulene 40 og 41 eller ved å bruke strømninger 27 og 28 direkte som et permeatsweep. Hvis de anvendes som et sweep, vil strømninge-ne 27 og 28 løpe ut som deler av strømningene 16 og 13. Som en fagmann på området vil se, kan anvendelsen av en sweepgass i en membranmodul øke separa-sjonseffektiviteten ved å redusere partialtrykket til minst noe av permeatkompo-nentene og ved å minke masseoverføringsmotstanden mellom bæringen og hoved-permeatstrømningen.

Ytterligere behandling

Med referanse til figur 1, bør matestrømningen 10 evalueres for tilstedeværelse av partikler, vedrørende væsker, råolje, vann, kjemikalier og kondenserbare hydrokarboner pga. den fysiske konstruksjon og driftskarakteristikker av membranmodulen 40. Hensikten med oppfinnelsen omfatter et hvilket som helst behandlingstrinn utført oppstrøms eller nedstrøms av syregasseparasjonsprosessen for å fjerne andre gasskomponenter. For eksempel kan det være fordelaktig å fjerne andre forurensninger oppstrøms av membranseparasjonsmodulen.

Membranene i seg selv kan behandle vann, hydrokarboner og disse komponentene kan konsentreres i enten retentat- eller permeatstrømningene. Hvis disse stoffene er til stede i mengder som kan påvirke membranbehandlingsoperasjonene, plasse-res en eller flere innretninger for å fjerne disse substansene (ikke vist i tegningene) fortrinnsvis oppstrøms fra membranmodulen 40, og i tilfelle av en gasstrømning rik på tunge hydrokarboner, kan et tungt karbonfjerningssystem være ønskelig. Selv om membransystemene kan være i stand til å dehydrere gasstrømningen idet den fjerner C02, strømmer flytende vann fortrinnsvis ikke inn i membranmodulen 40.

Det vil være åpenbart for en fagmann på området at flere utførelser av oppfinnelsen som utfører ytterligere separasjonstrinn på forskjellige måter er mulige. For eksempel omfatter dette, men er ikke begrenset til (1) et dehydreringstrinn fulgt av et metan/syregassmembranseparasjons-trinn, (2) et fjernetrinn for naturgassvæs-ke (NGL) fulgt av et metan/syregassmembranseparasjonstrinn, (2) et dehydreringstrinn og et NGL fjerningstrinn fulgt av metan/syregassmembranseparasjons-trinnet, (4) metan/syregassmembran-separasjonstrinn fulgt av et dehydreringstrinn, (5) metan/syregassmembranseparasjonstrinn fulgt av NGL fjerningstrinn på permeatstrømningen, (6) metan/syregassmembranseparasjonstrinnet fulgt av et dehydreringstrinn på permeatstrømningen, og (7) et dehydreringstrinn og et NGL fjerningstrinn fulgt av metan/syregassmembranseparasjonstrinn, fulgt av et andre dehydreringstrinn og et NGL fjerningstrinn på permeatstrømningen.

Prosessoppbygning

Foreliggende oppfinnelse er ikke begrenset til membranoppbygningen vist i tegningene. Membranseparasjonsprosessen kan omfatte en enkelt membranmodul som vist i figur 1, eller flere membranmoduler som vist i figur 2 -3 eller en mengde moduler. En ettrinnsmembransseparasjonsoperasjon vist i figur 1 kan være tilstrekkelig for flere applikasjoner. Hvis retentatstrømningen 12 har behov for videre rensing, kan den ledes til ytterligere banker med membranmoduler som vist i figur 2 for videre prosessering. Hvis permeatstrømningen 14 krever videre konsentrasjon, kan den ledes til en eller flere membranmoduler (ikke vist) for ytterligere behandling. Foreksempel kan en totrinns (eller mer komplisert) membrankonfigurasjon, hvor permeat fra det første trinnet blir matingen for den andre anvendes for å videre anrike C02-innholdet i permeatstrømningen og for å redusere metantapene. En ser for seg at en totrinns membrankonfigurasjon, ved bruk av like eller ulike membrantyper i de to trinnene kan anvendes. I slike arrangementer kan retentat-strømningen fra det andre trinnet resirkuleres for videre behandling i det første trinnet eller kan ledes til en gassrørledning f.eks.. Slike flertrinn eller flertrinnspro-sesser, og varianter av disse, vil være kjent for en fagmann på området, som lett vil se at membranseparasjonsprosessen kan utformes på mange mulige måter in-kludert ettrinns, flertrinns (multistage + multistep), eller mer kompliserte mengder eller to eller flere enheter i serie eller kaskadearrangementer.

Membranmodulutforming

Membranmodulene omfattende membranen kan være av en hvilken som helst passende utforming for gasseparasjoner, sånn som en plate- og rammetype, spiralvik-lede membraner, rørmembraner, hulfibermembraner eller lignende. Membranen er typisk oppbygd av et separasjonslag og en bæring. Separasjonslaget er typisk utformet på overflaten av bæringen. Bæringen er utformet for å tilveiebringe mekanisk bæring til separasjonslaget idet det gir så lite masseoverføringsmotstand som mulig. Fluksen gjennom membranen er påvirket av tykkelsen av separasjonsmate-rialet og bæringen. Generelt er det ønskelig å ha separasjonslaget, gjennom hvilket en gjennomtrengende komponent må passere, så tynt som mulig, men tilstrekkelig tykt til at strømningen gjennom laget ikke domineres av defekter. Bæringen må være tykk nok til å tilveiebringe tilstrekkelig styrke til separasjonslaget for å motstå separasjonsforholdene. Passende komposittmembraner kan omfatte et tynt separasjonslag utformet på overflaten av en tykkere porøs fysisk bæring som tilveiebringer den nødvendige fysiske styrke til membranen.

Gasseparasjonsmembranene er fortrinnsvis i den form som maksimerer overflatearealet i det mest økonomisk dimensjonerte apparatet. Membranene kan likeledes være enten symmetrisk eller asymmetrisk, isotropisk (ha hovedsakelig den samme tetthet gjennom hele) eller anisotropisk (har minst en sone med større tetthet enn minst en andre sone), og kan være kjemisk homogen (oppbygd av det samme materiale) eller kan være en komposittmembran.

Membranen brukt i fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen har fortrinnsvis høy selektivitet for en eller flere syregasser ved en tilstrekkelig høy effektiv gjennomtreng-ningsrate av permeatgassen per overflateareal. Separasjonsmembranene som fremviser en høy fluks, men lav selektivitetsseparasjon er uattraktive idet de krever store separasjonsmembranoverflateareal. Likeledes er separasjonsmembraner som fremviser tilstrekkelig høy selektiv separasjon, men uønskede lave flukser heller ikke praktisk i bruk. Det vil være ønskelig å oppnå membraner med en høy effektiv gjennomtrengelighet så vel som en høy selektivitet. Imidlertid er det ofte et om-vendt forhold mellom gjennomtrengningsraten av komponentstrømningen og selektiviteten til membranen for den ønskede komponent relativ til andre komponenter i gassblandingen. Membranene brukt i prosessen ifølge oppfinnelsen har fortrinnsvis en selektivitetsrate av syregass til metan (eller annen lettgass) større enn rundt 10 og nærmere bestemt større enn 50, selv om membraner med selektivitetsrater lavere enn 10 kan brukes.

Fortrinnsvis er de effektive gjennomtrengningsverdiene for syregasskomponentene for membranene nyttig i praksis for oppfinnelsen minst 100 GPU, minst 800 GPU mer foretrukket.

Membranseparasjonslagmaterialer

Et passende materiale kan brukes for separasjonslaget så lenge som det er stabilt for den gitte sammensetningen ved temperaturer 48,9°C (120°F) og trykk over rundt 82,8 bar (1200 psia) og har tilstrekkelig effektiv gjennomtrengelighet og selektivitet ved disse forhold. De fleste membraner brukt for syregasseparasjoner er laget av polymerer og de fleste av disse polymerene mangler enten stabilitet ved driftsforholdene ifølge foreliggende oppfinnelse eller tilveiebringer ikke tilstrekkelige verdier for gjennomtrengelighet eller selektivitet. De fleste av slike polymeriske membraner har blitt utformet eller valgt for å drives mest effektivt ved temperaturer under rundt 37,8°C (100°F).

Idet visse polymerer eller glassaktive materialer kan gi tilstrekkelig ytelse ved høy-ere temperaturer og trykkforhold ifølge foreliggende oppfinnelse er det foretrukket at separasjonslaget som anvendes i praksis av foreliggende oppfinnelse er uorganisk. Det uorganiske laget, utformet av f.eks. zeolitter, mikroporøs silisiumoksid eller mikroporøst karbon, er fortrinnsvis plassert på en strukturert bæring. Driftska-rakte ri stikke ne til slike uorganiske organer ved en gitt temperatur kan forbedres av en fagmann på området ved å modifisere overflaten, endre porestørrelsen og/eller endre sammensetningen av membranen.

Oppfinnelsen er ikke tenkt å være begrenset til et spesielt membranmateriale eller membrantype, og omfatter en hvilket som helst membran av et hvilket som helst materiale som kan gi tilstrekkelige verdier for gjennomtrengelighet og selektivitet. Dette omfatter f.eks. homogene membraner, komposittmembraner og membraner omfattende sorbenter, bærere eller plastiseringsmiddel.

Bærematerialer

Bæringen bør gi en minimal massetransportmotstand med styrke tilstrekkelig til å motstå spenninger som skapes ved relativt høye trykkdifferanser over membranen. For asymmetriske membraner er bæringen porøs.

Typisk for asymmetriske polymermembraner, er den porøse bæringen produsert av samme polymer som det aktive separasjonslaget. I noen polymermembranspro-duksjonsprosesser, utformes det porøse bærematerialet samtidig med det aktive separasjonslaget. Avhengig av modulformatet, kan bæringen være en hul fiber, monolitt eller en flat plate. I alle tilfeller må bærematerialet innlemmes i en modul. Et viktig trinn i innlemmingen av bæringen i modulen er forseglingen av bæringen (eller bæringen pluss separasjonslaget) slik at den hydrodynamiske strømningen langs permeat- og matesidene er fysisk atskilt.

Forseglingen og bæringen er utformet for å motstå trykkdifferanser mellom mate-og permeatsidene.

For asymmetrisk uorganiske membraner, kan den porøse bæringen være laget av et annet materiale enn det aktive separasjonslaget. Bærematerialene for asymmetrisk uorganiske membraner omfatter porøse alumina, silisiumkarbider, porøse me-taller, kordieritt og karbon. Avhengig av modulformatet, kan disse porøse bærematerialene være utformet som flate plater, rør, hule fibere og monolitter.

Det er også mulig å utforme en asymmetrisk hybridmembranstruktur hvor polyme-risk aktivt separasjonslag er belagt på en porøst uorganisk bæring.

Separasjonstemperatur og trykk

Temperaturen som syregasseparasjonen utføres ved bør være slik at drivkraften for syregassen over membranen er tilstrekkelig for en effektiv separasjon. Hvis avfalls-gassen er ønsket ved et høyt trykk, blir drivkraftkravene viktigere, siden en økning av permeattrykket reduserer drivkraften tilgjengelig over membranen. Et matetrykk over 82,8 bar (1200 psia) og permeattrykk på minst 20% av matetrykket, dette tilsvarer temperaturer over rundt 48,9°C (120°F). Temperaturer i området fra 48,9°C (120°F) til rundt 148,9°C (300°F) er typisk mulige, avhengig av flere faktorer. Den optimale drifttemperaturen avhenger av matesammensetningen, membranmaterialet, trykket, omgivende temperatur og tilgjengeligheten for varme og kjøleinnretninger. Det optimale temperaturområdet kan være bestemt gjennom modellering eller empirisk av en fagmann på området basert på læren forklart her.

Eksempel 1

For å demonstrere fordelene med matekompresjon hvis matingen er tilgjengelig som en tett gass, ble en prosessimulering utført ved hjelp av et programvareverk-tøy utformet for å simulere behandlingen av 28 million Sm<3>/dag (1 BSCFD, dvs. 1 milliard standard kubikkfot per dag) av en gasstrømning inneholdende 70% C02og 30% metan ved en temperatur på 26,7°C (80°F) for å produsere en salgs-gasstrømning med 20% C02ved 165,5 bar (2400 psia) og en deponistrømning med 96% C02ved 132,4 bar (1920 psia). Behandlingsprosessen ble antatt å bli utført ifølge prosessutformingen vist i figur 1 med trykket på permeatstrømningen 13 på 20% av trykket på matestrømningen 10 og totrinns kompresjon (bare et trinn er vist i figur 1) hvert med et trykkforhold på 2. Beregningene antok videre at C02permeatstrømningene ble kjølt til 26,7°C (80°F) før kompresjon, og at kompressorene/pumpene ble drevet med 75% effektivitet. Membranene brukt i denne simule-ringen hadde selektiviteter på rundt 50 (kalkulert med basis ideell gass) ved alle punkt langs deres lengde. Membranen ble modellert i en motstrømsstrømningskon-figurasjon. Små trykkfall over varmevekslerne og gjennom brannmodulene ble ignorert i kalkuleringen. I tillegg ble effekter av temperaturen på ytelsen av membranen eller drivkraften over membranen ignorert. De følgende tre tilfeller ble sammenlignet: Tilfelle 1: oppstart ved et matetrykk på 82,8 bar (1200 psia), med ingen ytterligere kompresjon av materstrømningen.

Tilfelle 2: oppstart ved et matetrykk på 82,8 bar (1200 psia) og økning av matetrykket til 165,5 bar (2400 psia) før innløp til membransystemet.

Tilfelle 3: oppstart ved et matetrykk på 165,5 bar (2400 psia) (uten økningen av matetrykket).

Resultatene av kalkulasjonen er vist i tabell 3. totalkompresjonskraften representerer kraften nødvendig for å øke trykket i matestrømningen (bare tilfelle 2) og kraften nødvendig for å trykksette retentatet til 165,5 bar (2400 psia) og kraften nød-vendig for å produsere en permeatstrømning 14 på 132,2 bar (1920 psia).

Som en kan se fra tabell 3 vil drift med et høyere matetrykk spare total kraft selv om matekompresjon er nødvendig. Gevinsten fra tilfelle 2 i forhold til tilfelle 1 var primært et resultat av kompressibiliteten (0,63) til matestrømningen 10 var betydelig mindre enn kompressibiliteten (0,83) til innløpet til salgsgasskompressoren 21.

Hvis temperaturen til matingen for tilfelle 2 ble hevet til 66°C (151°F) for å gi en kompressibilitet på 0,80, varden totale kompresjonskraften nødvendig den samme som for tilfelle 1.

Hvis C02innholdet i matingen ble senket til 25% og matetemperaturen ble senket til 19°C (66°F) for å oppnå en kompressibilitet på 0,8, ble den totale kompresjo-nen kalkulert for den analoge tilfellene 1 og 2 de samme.

Eksempel 2

Kalkuleringene i eksempel 1 ble repetert ved bruk av de samme antagelsene som gjort i eksempel 1, bortsett fra C02 ble erstattet med nitrogen. Dette hadde den effekt å heve kompressibilitetsfaktorene i alle strømningene og følgelig kompresjo-nen nødvendig for å hver innløpsstrømning til en kompressor. Resultatene er vist i tabell 4.

Som en kan se fra tabell 4, er det ingen fordel å øke matingen før membransepara-sjonstrinnet (tilfelle 4 og 5).

Eksempel 3

Kalkulasjonene i eksempel 1 ble repetert ved bruk av de samme antagelsene som i eksempel 1, bortsett fra at de initielle mategasstrykkene ble variert over et større område. Tilfellene ble også kjørt i ettrinns-, totrinns- og tretrinnssystemer. For totrinnssystemet, ble trykket i det første trinnet valgt som 40% av matetrykket og det ble antatt at halve totale permeatstrømningen strømmet ut ved dette trykket. For tretrinnssystemet, ble trykket ved det andre trinnet valgt som 30% av matetrykket med halvparten av permeatet strømmende ut av det første trinnet og 25% ved hvert påfølgende trinn. Resultatene av disse kalkulasjonene er vist i tabell 5. Som det kan ses av tabell 5, kan drift med et høyere matetrykk spare betydelige mengder kompresjonskraft. Tabellen viser også at trinning kan redusere kompresjonskraften.

Eksempel 4

En computersimulering ble også gjort med utgangspunkt i antagelsene i eksempel 3 for å undersøke påvirkningen av temperatur og membraneffektiviteten med fokus bare på påvirkningen av termodynamisk drivkraft over membranen. Med andre ord ble gjennomtrengningskarakteristikken til membranmaterialet i seg selv antatt kon-stant under alle forhold. Denne antagelsen kan være fornuftig for materialer som baserer seg primært på størrelseseksklusjon (i motsetning til konkurrerende absorpsjon eller løsning) for separasjonen.

Kalkulasjonen antok en effektiv C02gjennomtrengning på 800 GPU under ideelle gasstilstander og en effektiv metangjennomtrengning på 16 GPU. Den effektive selektiviteten til membranen under ideell gasstilstand ble antatt å være 50. Per-meatsammensetningen ble tillatt å variere med endringene i drivkraft. Simulerings-trinnene var:

1. anta en verdi på C02gjennomtrengelighet under ideell gasstilstand,

2. bestemme fugasitetskoeffisienten ved C02 ved mate- og permeattilstan-dene,

3. kalkulere ideell drivkraft (IDF) over membranen:

IDF = yifPf-<y>i<p>P<p,>

4. kalkulere den virkelige drivkraften (RDF) ved å ta hensyn til fugasiteten (9)<:>

RDF = yirøifPf-<y>ipcpipPp, og

5. justere C02permeansen ved forholdet RDF/IDF.

Membranens effektivitet ble så modellert ved hvert punkt av membranen ved hjelp av den justerte C02permeansen. I tillegg, ble membrankalkulasjonen delt i to trinn (med identiske permeattrykk) slik at permeatet fra det andre trinnet ble resirkulert til matingen. Mengden resirkuleringsstrømning ble satt slik at den samme hydro- karbongjenvinningen ble møtt i alle tilfeller. Den ytterligere resirkuleringen resulter-te i økt behov for kompresjonskraft for den ikke ideelle tilfelle. Resultatene er oppsummert i tabell 6.

Fra tabell 6 kan det observeres at høyere temperaturer er nødvendige for å oppnå fordeler med drift ved høyere trykk. Nærmere bestemt ved 26,7°C (80°F) kan en se at kraften og arealet nødvendig er sammenlignbart for tilfellene med 165,5 bar (2400 psi) og 82,8 bar (1200 psi) (tilfellene 29 og 25). Likeledes kan en ikke se noen virkelig fordel med driftstrykk over 82,8 bar (1200 psi). Ved 48,9°C (120°F) kan noen fordeler ses idet de sammenlignbare trykkene økes (tilfellene 26 og 30). En kan se at å opprettholde temperaturen slik at C02fugasitetskoeffisienten er større enn eller lik 0,7 (tilfellene 26 og 31), at det meste av de store potensielle fordelene av høyere trykk under drift opprettholdes.

De foregående prosesskraftbehovene for bestemte prosessutforminger anvender spesielle gassammensetninger, trykk og temperaturer ble utført ved kommersiell tilgjengelig prosessimulator. En fagmann på området vil kunne utføre lignende kal-kulasjoner for strømninger ved andre sammensetninger og strømningsrater basert på gjeldende lære.

Eksempel 5

Med utgangspunkt i antagelsene i eksempel 4, ble en datamaskinsimulering også utført for å undersøke påvirkningen av trykk og temperatur på membraneffektiviteten som også tar hensyn til påvirkningen av membranmaterialegenskapene ved hjelp av ligningene (9) og (10). Et materiale, mikroporøst silisiumoksid, ble valgt for å representere et materiale som omfatter både størrelseseksklusjon og konkurrerende absorpsjon for separasjonen.

Kalkulasjonene antok, som referanse, en effektiv C02permeanse på 800 GPU under ideelle gasstilstander og en effektiv metanpermeanse på 16 GPU som fastslått i eksempel 4.

Membraneffektiviteten ble modellert ved hjelp av transportparametere for silisium derivert fra Ph.D. tesen til Renate de Vos (University of Twente, 1998) med tittel "High-Selectivity, High-Flux Silica Membranes for Gas Separation". Fluksene og de effektive permeansene ble kalkulert ved å anta at Langmuir-modellen (ligningene (9) og (10)) gjeldende ved hvert punkt langs modulen. De bestemte parameterne for transport kom fra de lave trykk permeasjonsdataene for forberedelsen kalt "Si(400)" i de Vos referansen. Kalkulasjonens antagelser var som følger: - matesammensetningen, trykkene, temperaturene og fugasitetskoeffisientene fra eksempel 4, - Langmuirparameterne (b) for C02 og CH4 i ligning (9) for den mikroporøse silisiummembran Si(400) ble estimert fra data i tesen å være (enheter bar"

b for C02: b = 2,56 x 10"5e24/<RT>

b for CH4: b = 2,01 x 10"5e20/<RT>

hvor R er gasskonstanten i kilo-joule/mol-°K(0,008314) og T er i °K.

- diffusjonskoeffisientene (D) for C02og CH4i ligning (9) for den mikroporøse sili-siummembranen Si(400) ble estimert fra data i tesen å være (enheter cm<2>/sek):

D for C02: D = 1,12 x 10~V<22/RT>

D for CH4: D = 5,96 x 10~5e30/<RT>

- metningskonsentrasjonen (qs) for C02i silisium er 3,0 mmol/gm og tettheten til den mikroporøse silisium er 1,8 gm/cm<3>. Metningskonsentrasjonen (qs) for C04(2,0 mmol/gm) i silisium er skalert fra verdien fra C02og den molekylære størrelsespa-rameteren gitt av de Vos.

De resulterende kalkulasjonene av membraneffektiviteten hadde gjennomsnittlige selektiviteter alltid større enn 50, den antatte referanseverdien. Likeledes var ingen ytterligere resirkuleringskompresjon nødvendig for å møte målet for permeatkon-sentrasjon fra eksempel 4. Resultatene er oppsummert i tabell 7.

For dette eksemplet, idet kraftfordelene av høyttrykksoperasjonen ble konservert i alle tilfeller, varierte det nødvendige membranarealet mye. For å estimere den øko-nomiske påvirkningen av kraft mot nødvendig membranareal, er det antatt at den installerte kostnaden i kraft var USD $1/MW og at den installerte kostnaden for membranarealet var USD $50/ft<2>. De kalkulerte selektivitetene ved hvert tilfelle er også vist. Ingen inkrementell kreditt ble tatt for den høye selektiviteten i kostnads-analysen. Den resulterende installerte kostnad er vist i tabell 8.

Ved å bruke disse antagelsene, viser tabellen ingen fordel ved drift ved trykk over 82,8 bar (1200 psia) hvis ikke temperaturen er minst 48,9°C (120°F). I tillegg be-merkes igjen at det meste av fordelene ved drift ved høyere trykk oppnås hvis ved matefugasitetskoeffisienten for C02er minst 0,7.

Dataene i eksempel 5 viser at foreliggende oppfinnelse i praksis produserer variasjoner i transportegenskaper, variasjoner i ytelsesegenskaper og muliggjør mulig-het for justering av membranytelsen til behovene i foreliggende oppfinnelse, inklu-dert de spesielle behovene i flertrinnsseparasjonsprosesser beskrevet.

En fagmann på området, spesielt en som har kjennskap til dette patentet, vil se

flere modifikasjoner og variasjoner av de bestemte utførelsene beskrevet over. For eksempel kan flere forskjellige temperaturer og trykk anvendes ifølge oppfinnelsen, avhengig av den totale utformingen av systemet, membransystemet valgt, de ønskede komponentseparasjonene og sammensetningen av mategassen. I tillegg kan disse prosesstrinn utføres ved å legge til innretninger som er utskiftbare med inn-retningene vist. Som diskutert over, bør ikke de spesielt fremviste utførelsene og eksemplene anvendes for å begrense eller avgrense rammene til oppfinnelsen som er definert i kravene under og deres ekvivalenter.

Claims (7)

1. Fremgangsmåte for å separere karbondioksid (C02) fra en flerkomponent gasstrøm, som omfatter minst C02 og minst metan, hvor fremgangsmåten omfatter: (a) å tilveiebringe en multi-komponent gasstrøm ved et trykk over 82,8 bar (1200 psia) og en temperatur over 48,9°C (120°F) med konsentrasjonen av C02på minst 20 molprosent; og (b) å lede nevnte flerkomponent gasstrøm til et membransystem som selektivt separerer minst C02fra den flerkomponent gasstrømmen som en permeatstrøm, hvilken permeatstrøm har et trykk som er minst 20% av trykket i matestrømmen.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor konsentrasjonen av C02 i permeatet er minst 80 molprosent.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor membranseparasjonen omfatter flere separasjonstrinn.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor konsentrasjonen av C02-gassen i permeatet er minst 60 molprosent.

5. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor fugasitetskoeffisienten for den dominerende syregasskomponenten er minst 0,7 i matestrømmen.

6. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor trykket for flerkomponent gasstrømmen er over 103 bar (1500 psia).

7. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor temperaturen i flerkomponent gasstrømmen er over 66°C (150°F).