NO872645L - FremgangsmŸte for utvinning av flytende naturgasser. - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte for utvinning av naturgassvæsker fra raffineridrivgasstrømmer, og spesielt slike som har et høyt innhold av inerte bestanddeler (hydrogen) og et høyt karbondioksydinnhold.

Utvinning av naturgassvæsker såsom etan, propylen, propan, butylen, butan, og tyngere komponenter fra raffineridrivgas-strømmer er av økonomisk interesse på grunn av den økede verdien av de flytende produktene sammenlignet med verdien av drivgass. Propylen, butylen, butan og de tyngere komponentene er i dag av spesiell interesse på grunn av at verdiøkningen er høyere enn for etan eller propan.

Nærværet av karbondioksyd i drivgasstrømmen spiller en betydelig rolle når det gjelder prosentandelen av NGL ( naturgassvæske ) produkter som kan utvinnesøkonomisk . Generelt gjelder at Jo mer karbondioksyd som finnes i dr i vgasstrømmen, Jo mer oppmerksomhet må man vie både dens konsentrasjonsnivå og dens temperatur for å unngå frysing av dette karbondioksydet. I mange tilfeller som omfatter dr ivgasstrømmer som ikke har en høy karbondioksydkonsentra-sjon kan man ofte oppnå høyere utvinning ved å redusere temperaturen for prosessen. Dette kan imidlertid ikke så lett oppnås med betydelige mengder CO2i drivgasstrømmen på grunn av dannelsen av fast karbondioksyd. Fjernelse av CO2oppstrøm for NGL utvinningsenheten kan utføres ved hjelp av aminer (DEA eller MEA). Dette ville eliminere problemet med dannelse av fast CO2i de kalde delene av NGL utvinningsenheten, men det, ville i betydlig grad øke installasjons- og driftskostnadene for prosessen.

I tillegg til karbondioksyd er det ofte en høy molar kon-sentrasjon (30% til 60%) av hydrogen i raf f ineridrivgas-strømmen. Dette hydrogenet virker som en ikke-kondenserbar inert bestanddel ved normale temperaturer og tykk som opptrer i en typisk NGL utvinningsenhet. Følgleig nødvendiggjør denne høye mol ere konsentrasjonen av hydrogen høyere trykk

(5.516 kPa) og lavere temperaturer (-107°C) enn påkrevet for sammenlignbare NGL utvinningshastigheter ved anvendlese av en lnnløpsgass hvori metan er den mest flyktige komponenten. Nærværet av COg i den hydrogenrike strømmen tjener til å begrense NGL utvinningsprosentene til enda lavere nivå enn man ville vente for en metanrik strøm.

En annen faktor som begrenser økonomiske NGL utvinnings-prosenter er den økede verdien av NGL komponeten sammenlignet med verdien for drivstoffet. I dag har etan og propan lanv verdiøkning, mens propylen, butylen, butan og de tyngere komponentene har en relativt høyere verdiøkning. Den ideelle prosessen ville derfor avvise etan og propan av lav verdi og gl utvinning av komponentene av høy verdi. Utvinning av propylen av høy verdi fremtvinger imidlertid samtidig utvinning av propan av lavere verdi, fordi propylen er mer flyktig enn propan. Avvisning av etan av lav verdi i et destillasjonstårn uten et kontrollert tilbakeløpssystem er umulig dersom man ønsker å unngå en delvis avvisning av propylen av høy verdi. Selv om avvisning av etan er mulig i et standard turbo-ekspansjonsanlegg fremtvinger den høye hydrogenkonsentrasjonen av strømmen meget lave driftstempera-turer. Disse lavere temperaturene er nødvendige for å kompensere for propylen avvisningen som vil finne sted i avetaniseringsinnretningen av turbo-eksepansjonsanlegget uten tilbakeløp.

Et klasisk tilbakeløpssystem på toppfraksjonen fra avetaniseringsinnretningen er heller ikke økonomisk på grunn av det lave drif ts-temperaturområdet som er påkrevet. Kostnadene forbundet med et nedkjølingssystem for å tilveiebringe nedkjøling til det påkrevde temperaturnivået (ca. -107°C) ville være til hinder for prosessen. Dersom i tillegg CO2er til stede i prosessen kan faststoffdannelsen finne sted ved dette temperaturområdet, derved fortyrres driften. Flere reaksj onsskj emaer har vært foreslått som tilveiebringer et flytende råstoff til toppen av den cryogene kolonnen. Disse skjemaene tillater noe høyere temepraturer for sammenlignbare utvinningsgrader, men er av begrenset anvendelighet fordi prosess-skjemaene ikke er sanne tilbakeløpssystemer. Videre er både strømningshastigheten for det flytende råstoffet til toppen av kolonnen og temepraturen av strømmen begrenset av andre prosesshensyn.

Et annet system som er kjent er beskrevet i U.S. patent nr. 4,507,133 og også i artikkelen med tittelen "Expander-Gas Processing Plant Converted", Oil & Gas Journal, 3. juni 1985, skrevet av Schuaib A. Kahn i Esso Resources Canada Ltd., Calgary. Dette systemet vedrører imidlertid metanrike gasstrømmer som i det hele tatt ikke inneholder noe nitrogen eller karbondioksyd. Det er imidlertid komplikasjonene som oppstår ved -innbefatning av hydrogen og karbondioksyd i drivstofftilførselsstrømmen som behandles ved foreliggende prosess.

Det er følgelig et formål ved foreliggende oppfinnelse å utvinne en høy prosentandel propylen og tyngere komponenter uten avvisning av samtidig utvunnet etan og lettere komponenter, og å utføre dette med et standard turbo-ekspansjonsanlegg uten å arbeide opp til den temperaturen hvorved fast CO2dannes. Den foreslåtte prosessen anvender denne frem-gangsmåten for fremstilling av en rå NGL strøm med en høy prosentvis utvinning av propylen og tyngere komponenter. Et unikt trekk ved foreliggende fremgangsmåte innbefatter at råproduktet sendes til en andre destillasjonsenhet hvor etan og lettere komponenter avvises. Bare en liten mengde metan og hydrogen er til stede i toppfraksjonen fra denandre kolonnen. Dette gjør det mulig å anvnede en klassisk tilbakeløpssystem med beskjedne nedkjølingstemperaturnivåer. Den andre avviste etanen fra toppfraksjonen fra den andre kolonnen kan blandes med restgassen fra den første kolonnen, eller den kankondenseres og undérkjøles og anvendes som et topp-råstoff til den første kolonnen for ytterligere å øke utvinningsnivåene.

Det er etannet formål ved foreliggende oppfinnelse å utvinne naturgassvæsker fra drivgasstrømmer som har et høyt innhold av inerte bestanddeler (hydrogen) og et høytkarbondioksyd-innhold, og å utføre dette under lavere trykk enn hittil mulig og ved høyere temperaturer, slik at man unngår problemet med fast CO2.

Ifølge foreliggende oppfinnelse utvinnes naturgassvæsker fra en drivstoffstrøm med høyt hydrogen- og karbondioksydinnhold ved innledningsvis å komprimere strømmen til ca. 2069 kPa

(sammenlignet med 5516 kPa for mer konvensjonelle systemer)

og avkjøle denne strømmen til rundt -43°C. Deretter tilføres denne strømmen til en høytrykksseparator hvor væsken tilføres til det lavere tilførselskolonnetrinnet av en demetaniseringsinnretning og dampen ekspanderes gjennom en turbo-ekspans j onsinnretning, dette forårsaker at dens temperatur faller til ca. -73°C. Utløpet fra ekspansjonsinnretningen kryssveksles med topp-produktstrømmen fra deetaniseringsinnretningen, dette varmer utløpet fra ekspansjonsinnretningen til ca. -72°C og avkjølet topp-produktstrømmen fra dee t an i ser ingsinnretningen til ca. -71°C. Utløpet fra ekspansjonsinnretningen trer deretter inn i toppen av demetaniseringsinnretningen.

Restgassen fra denne demetaniseringsinnretningen (hydrogen, niitrogen og metan) fjernes ved en temperatur på ca. -77°C (sammenlignet med -107° C med konvensjonelt system) og kryssveksles med innløpsgasstrømmen hvoretter denne opp-varmede restgassen (ca. 24"C) avleveres til raf f ineridriv-s t of f sys terne t. Brunnproduktet fra demetaniseringsinnretningen pumpes til et trykk på ca. 2586 kPa, og kryssveksles deretter med innløpsgasstrømmen og bunnproduktet fra deetaniseringsinnretningen hvoretter temperaturen er hevet til ca. 45°C før den trer inn i deetaniseringsinnretningen. Bunnproduktet fra deetaniseringsinnretningen, som befinner seg ved en temperatur på ca. 71° C, kryssveksles med bunn produktet fra demetaniseringsinnretningen, som befinner seg ved en temperatur på ca. 24° C, før dette deetaniserings-produktet avleveres annet steds ved en temperatur på ca. 29° C. Noen av toppdampene fra deetaniseringsinnretningen (ved ca. -2°C) avkjøles deretter til ca. -70°C før de trer inn i demetaniseringsinnretningen, mens den gjenværende delen av disse toppdampene resirkuleres tilbake til deetaniseringsinnretningen ved en temperatur påca. -6°C.

Et nedk j øl ingssystem anvendes i denne prosessen for å understøtte nedkjølingen av innløpsgasstrømmen og for å utføre kondensasJonsen i deetaniseringsinnretningen.

Figur 1 er et skjematisk flytskjema som illustrerer prosessen for utvinning av naturgassvæsker fra en drivgasstrøm som har høyt innholdav hydrogen ogkaarbondioksyd.

Under henvisning til figur 1 er det vist utvinningsprosess 10, kompresjonsprosess 12, og nedkjølingsprosess 14. For å starte med den innledende kompresjonsprosessen 12 er det vist et innløp 16 for raf f ineridr ivgasstrøm som tilfører en hydrogenrik gasstrøm tilprosessen 12. Denne strømmen innbefatter generelt 40% hydrogen, 40% metan og 3% karbondioksyd, de gjenværende 17% er de tyngere komponentene av natrugassvæsker såsom etan, propylen, propan o.l. Som vist innbefatter innløp 16 rørene 18, 20 og 22, men ytterligere rør kan være innbefattet eller, om ønsket, kan færre rør anvendes. Uansett, for å illustrere denne utførelsen, kan rørene sies å tilføre denhydrogenrike drivgasstrømmen under et variabelt trykk på 779 kPa til 2586 kPa ved en temperatur på 38°C, selv om disse verdiene kan variere.

Som vist tilføres innløpsrør 18 til vasketårn 24 hvor eventuell innesluttet væske fjernes fra drivstoff strømmen. Deretter komprimeres dampen frå dette våsketårnet av kompressor 26 til ca. 1034 kPa ved 64°C. Denne dampen avkjøles deretter ved hjelp av varmeveksler 28 før den løper sammen med rør 20 som befinner seg ved et trykk på 1000 kPaog trer inn i vasketårn 30. Dersom det er ønskelig muliggjør bypass-rør 32 det råe drivstoffet i rør 18 å føres utenom vasketårn 24, kompressor 26, varmeveksler 28 og vasketårn 30.

Rør 34 transporterer dampen fra vasketårn 30 (hvortil det tilføres drivstoff frarør 18 og 20) tilkompressorsiden av ekspans j onsinnretning/kompressor 36 hvoretter denne dampen avkjøles og igjen vaskes. Denne kompresjonsprosessen 12 fortsetter som vist til hvert av rørene 18, 20 og 22 er vasket og trykket er ca. 2172 kPa. Etter at dette komprimerte, vaskede drivstoffet er dehydratisert ved hjelp av dehydratiseringsinnretning 30 og filtrert ved hjelp av filteret 40 avleveres det til prosessdelen 10 av denne skjematiske fremstillingen ved hjelp av rør 42.

Rør 42 fører inn i innløpsgasskjøler 44 og drivstoffet avkjøles fra innløpstemperaturen på ca. 29"C til utløps-temperaturen påca. -43"C. Denne innløpsgassen, som befinner segved et trykk på ca. 2069 kPa, avleveres deretter til høytrykksseparatoren 46 hvor kondenserte væsker separeres fra de ukondenserte dmapene. Væsken fra bunnen av høytrykks-separatoren 46 flyter til de nedre tilførselsdelene av demetaniseringskolonnen 48. Trykket av denne væsken reduseres fra høytrykksseparatortrykket til demetaniserings-trykket over ventilen 50. I en alternativ utførelse kan ventilen 50 være erstattet med en turbin, slik at det genereres kraft som kan anvendes ved forskjellige trinn i en hvilken som helst av prosessene 10, 12 eller 14.

Damp fra toppen av høytrykksseparatoren 46 flyter til ekspansjonssiden av ekspansjonsinnretning/kompressor 36 hvor damptrykket reduseres fra innløpstrykket på ca. 1896 kPa til et utløpstrykk på ca. 586 kPa som er driftstrykket for demetaniseringsinnretningen. Denne ekspanderte dampen, som har en temperatur på ca. -76" C, kan flyte direkte til det midtre råstofftrinnet av demetaniseringsinnrentingen 46, eller den kan først kryssveksles med den øvre produktstrømmen 52 fra deetaniseringsinnretningen. Denne kryssvekslingen vil finne sted i deetaniseringskondensatoren 54 hvoretter denne separerte dampen føres til demetaniseringsinnretningen 48 ved en temperatur på ca. -72°C.

Fra demetaniseringsinnretningen 48 blir topp-restgassen 56 som består av hydrogen, nitrogen og metan og som befinner seg ved en temperatur på ca. -77"C, deretter kryssvekslet med innløpsgasstrømmen i innløpsgasskjøler 44. Utløpstemepra-turen for denne restgassen, ca. 24°C og 448 kPa, er slik at den avleveres annet steds for senere anvendelse.

Demetaniseringsbunnproduktet 58 som består av de forbindelsene som er- tyngere enn metan, flyter til bunnpumpen 60 som forøker trykket til driftstrykket for deetaniseringsinnretningen på ca. 2586 kPa. Dette bunnproduktet 58, som befinner seg ved en temperatur på ca. -22°C, blit også kryssvekslet med innløpsgassen i innløpsgasskjøler 44, hvilket resulterer i en utløpstemperatur påca. 24° C. Denne væsken, som flyter gjennom innløpsgasskjøler 44 oppstrøm for demetaniseringsinnretningen 48, flyter deretter gjennom bunnråstof f veksler 62 før den flyter inn i den midtre delen av etaniseringsinnretningen 64.

Bunnproduktet 66 fra deetaniseringsinnretningen, som Innbefatter propylen, propan, butan, pentan, heksan o.l., forlater deetaniseringsinnretningen 64 ved en temperatur på ca. 71°C. Dette bunnproduktet kryssveksles med bunnproduktet 58 fra demetaniseringsinnretningen i bunnproduktråstoffveksler 62 hvoretter dette deetaniserte bunnproduktet transporteres annet steds, ved en temperatur på ca. 29°C.

Topp-produktstrømmen 52 fra deetaniseringsinnretningen, som består av etylen, etan og karbondioksyd befinner seg ved en temperatur på ca. -2°C og et trykk på ca. 2517 kPa. Denne strømmen beveger seg til deetaniseringskondensatoren 54 hvor den avkjøles til ca. -70°C vedat den kryssveksles med nedkjølingsprosess 14 og med den kalde ekspanderte dampen fra ekspansjonssiden av ekspansjonsinnretning/kompressor 36. Etter denne nedkjølingen beveger en del av topp-produkt-strømmen 52 fra deetaniseringsinnretningen seg til toppen av demetaniseringsinnretningen 48, mens en annen del av strømmen 52 resirkuleres tilbake til deetaniseringsinnretningen 64 ved en temperatur på ca. -6°C.

Når det gjelder demetaniseringsinnretningen 48 kan pakkede deler eller kolonnebrett anvendes mellom tilførselsposisjoner og i bunnseksjonen. Et hvilket som helst antall sidevarmere 68 kan benyttes, etter behov, for innløpsgasskjøler 44 og avhengig av økonomiske forhold.

Fordampningsenergi for deetaniseringsinnretningen 64 kan tilføres fra en ytre varmekilde, såsom nedkjølingsprosess 14, eller fra utløpskjølerne for innløpsgasskjøleren 44. Sidevarmere (ikke vist) kan også anvnedes i bunndelen av deetaniseringskolonnen for å øke energieffektiviteten av den samlede prosessen.

En variasjon av denne prosessen er nødvendig dersom innløps-råstoffstrømmen er tilgjengelig ved tilstrekkelig høyt trykk til at innløpskompresjonen ved hjelp av kompresjonsprosess 12 ikke er påkrevet. I dette tilfellet kan energien fra ekspans j onssiden av ekspansjonsinnrenting/kompressor 36 anvendes for restgass 56 kompresjon nedstrøm for innløpsgass-kjøler 44, slik at driftstrykket for demetaniseringsinnretningen nedsettes. Alternativt kan energien anvendes for å drive kompressorer i nedkjølingsprosess 14.

Nedkjølingsprosessen 14 innbefatter forvarmer 70 og lav-trykkskjøletrommel 72 for å bevirke avkjøling av innløps-gassen som flyter gjennom innløpsgasskjøler 44. Denne prosessen understøtter også avkjøling av den øvre produkt- strømmen 52 fra deetaniseringsinnretningen i deetaniseringskondensatoren 54.

Claims (7)

1. Fremgangsmåte for utvinning av naturgassvæsker fra en drivgasstrøm med høyt hydrogen- og karbondioksydinnhold, karakterisert ved at den innbefatter trinnene: dehydratisering av drivgasstrømmen; kompresjonm av drivgasstrømmen til et trykk på generelt 2069 kPa; avkjøling av drivgasstrømmen i en innløpsgasskjøler til generelt -43°C; separering av den avkjølte, komprimerte drivgasstrømmen i en hovedsakelig flytende strøm og en hovedsakelig dampformig strøm; separat reduksjon av trykket for nevnte væske og nevnte dampstrøm og tilførsel av de separate strømmene til en demetaniseringsinnretning; heving av temperaturen av dampstrømmen før tilførsel av strømmen til nevnte demetaniseringsinnretning; fjernelse av kald demetanisert restgass fra toppen av demetaniseringsinnretningen og kryssveksling av restgassen med drivgasstrømmen i innløpsgasskjøleren for å avkjøle drivgasstrømmen; fjernelse av kaldt, demetanisert bunnprodukt fra bunnen av demetaaniseringsinnretningen og kryssveksling av det demetaniserte bunnproduktet med drivgasstrømmen i nevnte innløps-gasskjøler for å avkjøle drivgasstrømmen; kryssveksling av nevnte demetaniserte bunnprodukt nedstrøm for innløpsgasskjøleren og tilførsel av det kryssvekslede, demetaniserte bunnproduktet til en deetaniseringsinnretning; fjernelse av et deetanisert bunnprodukt fra bunnen av deetaniseringsinnretningen og kryssveksling av det deetaniserte bunnproduktet med det demetaniserte bunnproduktet for å nedsette temperaturen av nevnte deetaniserte bunnprodukt og å heve temperaturen av nevnte demetaniserte bunnprodukt før tilførsel av det demetaniserte bunnproduktet til deetaniseringsinnretningen; og fjernelse av et deetanisert topp-produkt fra toppen av deetaniseringsinnretningen og kryssveksling av det deetaniserte topp-produktet med nevnte dampstrømmer for å nedsette temperaturen av det deetaniserte topp-produktet og heve temperaturen av nevnte dampstrøm før tilførsel av begge til demetaniseringsinnretningen.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at den videre innbefatter vasking av drivgasstrømmen før avkjøling av strømmen i nevnte innløpsgasskjøler.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 2, karakterisert ved at den videre innbefatter filtrering av drivgas-strømmen før avkjøling av strømmen i innløpsgasskjøleren.

4. - Fremgangsmåte ifølge krav 3, karakterisert ved at drivgasstrømmen separeres i nevnte hovedsakelige flytende strøm og den nevnte hovedsakelig dampformige strømmen i en høytrykksseparator.

5. Fremgangsmåte ifølge krav 4, karakterisert ved den videre innbefatter nedkjøling som en fremgangsmåte for å redusere temperaturen av drivgasstrømmen.

6. Fremgangsmåte ifølge krav 5, karakterisert ved at drivgasstrømmen generelt består av 40% hydrogen, 40% metan, 3% karbondioksyd og 17% tyngere forbindelser.

7. Fremgangsmåte ifølge krav 6, karakterisert ved at innledningstilstanden for nevnte drivgasstrøm er 2069 kPa ved 29°C.