WO2003106906A1 - Verfahren zum verflüssigen eines kohlenwasserstoff-reichen stromes mit gleichzeitiger gewinnung einer c3+-reichen fraktion mit hoher ausbeute - Google Patents

Verfahren zum verflüssigen eines kohlenwasserstoff-reichen stromes mit gleichzeitiger gewinnung einer c3+-reichen fraktion mit hoher ausbeute Download PDF

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    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.

Definitions

  • the invention relates to a method for liquefying a hydrocarbon-rich stream, in particular a natural gas stream, with simultaneous extraction of an obtained fraction with high yield, the liquefaction of the hydrocarbon-rich stream taking place in the heat exchange with the refrigerants of a refrigerant mixture circuit cascade consisting of at least three refrigerant mixture circuits having different refrigerant compositions , and wherein the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is separated into a rich fraction which is subjected to the liquefaction and into a C 3+ -rich fraction.
  • Natural gas liquefaction plants are designed either as so-called LNG baseload plants - plants for liquefying natural gas to supply natural gas as primary energy - or as so-called peak shaving plants - plants for liquefying natural gas to meet peak demand.
  • LNG Baseload Plants are usually operated with refrigeration circuits that consist of hydrocarbon mixtures. These mixed cycles are more energy efficient than expander cycles and, with the large liquefaction capacities of the Baseload Plants, enable relatively low energy consumption.
  • a generic method for liquefying a hydrocarbon-rich stream is known for example from German Offenlegungsschrift 197 16 415.
  • the hydrocarbon-rich stream is liquefied against a refrigerant mixture circuit cascade, which consists of three refrigerant mixture circuits having different refrigerant compositions.
  • the first of the three refrigerant mixture circuits is used for pre-cooling the hydrocarbon-rich stream to be liquefied
  • the second refrigerant mixture circuit is for actual liquefaction
  • the third refrigerant mixture circuit is for subcooling the liquefied hydrocarbon. rich electricity.
  • an optionally pretreated natural gas stream which has a temperature between 10 and 50 ° C. and a pressure between 30 and 80 bar, is fed via line 10 to a first heat exchanger E1.
  • pretreatment steps that may be necessary such as drying, CO 2 removal, sulfur removal, etc., are not discussed in more detail below; the usual procedures are known to the person skilled in the art.
  • the natural gas flow is pre-cooled to a temperature between -35 and -55 ° C. against the refrigerant mixture of the first or PRC (Precooling Refrigerant Cycle) refrigerant mixture circuit which is expanded in a relief valve P13.
  • PRC Precooling Refrigerant Cycle
  • the refrigerant mixture of the third or SRC (Subcooling Refrigerant Cycle) refrigerant mixture circuit is fed to the heat exchanger E1 via line S5 at a temperature between 10 and 50 ° C and a pressure between 30 and 60 bar and in the heat exchanger E1 against the previously mentioned refrigerant mixture in Line P14 cooled and partially condensed, the refrigerant mixture in line P14 evaporating at a pressure between 1.5 and 6 bar.
  • the refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit leaves the heat exchanger E1 via line S6 at a temperature between -35 and -55 ° C.
  • the refrigerant mixture of the second or LRCQJquefaction Refrigerant Cycle) - refrigerant mixture circuit is fed to the heat exchanger E1 via line L5 at a temperature between 10 and 50 ° C and a pressure between 15 and 40 bar and in the heat exchanger E1 against the refrigerant mixture of the PRC
  • Refrigerant mixture circuit condensed in line P14 The refrigerant mixture of the LRC-refrigerant mixture circuit is withdrawn from the heat exchanger E1 at a temperature between -35 and -55 ° C.
  • the evaporated and superheated refrigerant mixture of the PRC refrigerant mixture circuit in line P14 preferably contains 0 to 70 mol% ethylene or ethane, 30 to 70 mol% propane and 0 to 30 mol% butane.
  • This refrigerant mixture is fed to the separator P1 at a pressure of 1.5 to 6 bar.
  • the gaseous refrigerant mixture drawn off at the top of the separator P1 via line P2 is compressed in the compressor P3 to a pressure between 6 and 15 bar.
  • the compressed refrigerant mixture in the cooler P4 is then cooled to a temperature between 10 and 50 ° C., preferably against sea water, against air or against an appropriate cooling medium. Partial condensation of the refrigerant mixture can occur.
  • the refrigerant mixture is then fed to a further separator P6 via line P5.
  • the gaseous fraction of the refrigerant mixture obtained at the top of the separator P6 is fed to the second compressor stage P8 and compressed therein to a pressure between 10 and 30 bar. If present, the liquid fraction from the separator P6 is pumped to a pressure between 10 and 30 bar by means of the pump P7 - this is preferably a centrifugal pump - and then combined with the mixed refrigerant stream compressed in the compressor P8.
  • the compression of the refrigerant mixture of the first or PRC-refrigerant mixture circuit is preferably carried out in a two-stage, single or multi-housing centrifugal compression device which contains both the cooler P4 and the separator P6.
  • an axial compression device can also be provided instead of the centrifugal compression device.
  • the compressed refrigerant mixture of the PRC-refrigerant mixture circuit is condensed in the cooler P9, preferably against sea water or a corresponding cooling medium at a temperature in the range from 10 to 50 ° C. and possibly slightly subcooled.
  • the refrigerant mixture is then fed via line P10 to the heat exchanger E1 and is subcooled to a temperature of between -35 and -55 ° C against itself.
  • the evaporation temperature that can be achieved after the Joule-Thomson expansion in the expansion valve P13 - or alternatively in a expansion turbine - depends essentially on the degree of subcooling before expansion and on the evaporation pressure in the temperature range between -38 and -58 ° C.
  • the second or LRC refrigerant mixture circuit is used for the partial or complete liquefaction of the precooled natural gas stream in line 20.
  • the refrigerant mixture of this LRC / refrigerant mixture circuit preferably consists of a mixture of 0 to 20 mol% methane, 35 to 90 mol % Ethylene or ethane and 0 to 30 mol% propane.
  • the precooled natural gas stream is fed to the heat exchanger E2 via line 20, cooled in it to a temperature between -70 and -100 ° C. and then drawn off from the heat exchanger E2 via line 30.
  • the refrigerant mixture of the third or SRC-refrigerant mixture circuit is fed to the heat exchanger E2 via line S6 at a temperature between -35 and -55 ° C and condensed against the refrigerant of the LRC-refrigerant mixture circuit in line L10.
  • the refrigerant mixture in line L10 evaporates at a pressure level between 1.5 and 6 bar.
  • the cooled refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit is withdrawn from the heat exchanger E2 at a temperature between -70 and -100 ° C via line S7.
  • the evaporated and overheated refrigerant mixture of the LRC-refrigerant mixture circuit in line L10 is fed to separator L1 at a pressure between 1.5 and 6 bar.
  • the gaseous refrigerant mixture obtained at the top of the separator L1 is fed via line L2 to the compressor L3 and compressed there to a pressure between 10 and 40 bar.
  • the compressor L3 is preferably designed as a single-housing axial or centrifugal compressor.
  • Such cold suction compressors have the advantage that the medium to be sucked in does not have to be warmed up to ambient temperature before the suction, which saves heating area and thus the heat exchangers can be made smaller and cheaper.
  • the compressed refrigerant mixture of the LRC-refrigerant mixture circuit is cooled in the cooler L4, preferably against sea water or an appropriate cooling medium, to a temperature between 10 and 50 ° C.
  • the refrigerant mixture drawn off from the cooler L4 via line L5 is, as already mentioned, liquefied in the heat exchanger E1, fed to the heat exchanger E2 via line L6 and subcooled to a temperature of between -70 and -100 ° C. against itself.
  • the evaporation temperature of the refrigerant mixture after the Joule-Thomson expansion in the expansion valve L9 - or alternatively in a expansion turbine - is between -72 and -112 ° C.
  • the third or SRC refrigerant mixture circuit may be used for the complete liquefaction and subcooling of the liquefied hydrocarbon-rich stream or natural gas stream. This subcooling is useful or necessary so that no more than the required amount of flash gas after the expansion of the liquefied hydrocarbon-rich stream is obtained in a downstream nitrogen removal unit.
  • the refrigerant mixture of the third or SRC refrigerant mixture circuit preferably essentially consists of a mixture of 0 to 15 mol% nitrogen, 30 to 65 mol% methane and 0 to 45 mol% ethylene or ethane.
  • the liquefied hydrocarbon-rich stream supplied to the heat exchanger E3 via line 30 is subcooled in the heat exchanger E3 to a temperature of -145 to -160 ° C. After this supercooling, the hydrocarbon-rich or natural gas stream is removed from the line 40
  • the heat exchanger E3 is withdrawn and essentially expanded to atmospheric pressure by means of a Joule-Thomson expansion in the expansion valve 50 - or alternatively in a expansion turbine.
  • the refrigerant mixture of the third or SRC refrigerant mixture circuit fed to the heat exchanger E3 via line S7 is subcooled in the heat exchanger E3 and then also subjected to a Joule-Thomson expansion in the expansion valve S10.
  • an expansion turbine can in turn be provided.
  • the expansion in the S10 expansion valve takes place at a pressure level between 1.5 and 6 bar.
  • the Evaporation of the refrigerant mixture in the heat exchanger E3 serves both to subcool the already liquefied hydrocarbon-rich stream and to self-subcool the refrigerant mixture of the SRC / refrigerant mixture circuit that has not yet relaxed.
  • the evaporated and overheated refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit is fed to a separator S1 via line S11.
  • the gaseous refrigerant mixture obtained at the top of the separator S1 is fed to a compressor S3 via line S2.
  • the compressor S3 the refrigerant mixture is compressed to a pressure between 30 and 60 bar.
  • the refrigerant mixture emerging from the compressor S3 is then cooled in the cooler S4, preferably against sea water or a corresponding cooling medium.
  • the compression of the refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit is preferably carried out in a single- or multi-stage, single- or multi-housing centrifugal compression device S3.
  • a centrifugal compression device can also be provided instead of the centrifugal compression device.
  • Each of the three mixed refrigerant circuits advantageously has a separator / storage tank P11, L7 or S8 downstream of the respective expansion valve P13, L9 or S10.
  • these separators / storage tanks can also be provided at any other suitable point in the refrigerant mixture circuits.
  • Control valves P15, L11 and S12 are provided in lines P16, L12 and S13. These control valves are used to regulate the liquid level within the separator / storage tank P 11, L7 or S8. In the event of a plant shutdown, the control valves P15, L11 and S12 are closed so that the separators / storage tanks P11, L7 and S8 are filled with the refrigerant mixture of the respective refrigerant mixture circuit; to this end, it makes sense that shut-off valves (not shown in FIG. 1) are additionally provided on the head of the separators / storage tanks P11, L7 and S8.
  • the separators / storage tanks P11, L7 and S8 should preferably be dimensioned so that they cover the entire
  • Refrigerant mixture quantity of a refrigerant mixture circuit can store.
  • the compressors P8, P3, L3 and S3 are driven by their own gas turbines. However, several or even all of the compressors can be driven jointly by several gas turbines or one gas turbine G - represented by the dash-dotted line.
  • hydrocarbon-rich stream to be liquefied has a certain proportion of higher or heavy hydrocarbons, these must be removed from the hydrocarbon-rich stream before the actual liquefaction process, since they would otherwise freeze out in the liquefaction part and lead to relocations within the liquefaction process.
  • This separation of heavy hydrocarbons usually takes place by providing a so-called HHC (heavy hydrocarbon) column, which is used to separate the heavy hydrocarbons and benzene from the hydrocarbon-rich stream to be liquefied.
  • HHC heavy hydrocarbon
  • Natural gas is usually under a pressure of at least 50 bar, often also under a pressure of 70 bar and above.
  • the maximum usable pressure of the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is limited.
  • One of the causes lies in the fact that the rectification separation of the heavy hydrocarbons from the hydrocarbon-rich stream to be liquefied and thus the setting of the maximum permissible calorific value of the LNG product stream by approaching the critical pressure and reducing the density difference between steam and liquid is difficult or limited in the HHC column.
  • plate heat exchangers are used in conventional liquefaction plants for a variety of reasons; however, these "work" less economically when they are reached or above certain design pressures.
  • high yield should be understood to mean yields of at least 60%.
  • the object of the present invention is to provide a generic method which makes it possible, in addition to the liquefaction of a hydrocarbon-rich stream, in particular a natural gas stream, to simultaneously obtain a C 3+ -rich fraction with high yield.
  • a) the hydrocarbon-rich stream relaxes before it is separated into a C 2 -rich and into a C 3+ -rich fraction
  • b) the relaxed hydrocarbon-rich stream is fed to a C 3 absorption process and in this into the C 2
  • Condensate fraction obtained in high yield and f) a C 3. -Rich gas fraction is drawn off at the head of the C 2 stripping process, partially condensed and fed to the C 3 absorption process as a detergent.
  • the process according to the invention now enables a C 3+ -rich fraction to be obtained with a high yield and with greatly reduced energy expenditure. This is achieved in that, on the one hand, the pressure of the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is reduced before the C 3+ -rich fraction to be recovered is separated and only increased again before it is fed into the liquefaction part, and on the other hand the separation process of the C 3+ to be recovered -rich fraction consists of an innovative combination of a C 3 absorption process with a C 2 stripping process. The C 2 stripping process follows the C 3 absorption process.
  • the pressure of the hydrocarbon-rich stream is reduced by 10 to 60% in the expansion.
  • the pressure of the C 2 -rich fraction subjected to the compression is preferably increased by 20 to 100%.
  • the expansion and / or the compression be carried out in several stages.
  • the energy obtained during the expansion of the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is advantageously used to drive the compressor or compressors.
  • the C 2 stripping process is operated at a slightly higher pressure, preferably at a pressure which is 1 to 5 bar higher than the C 3 absorption process.
  • the first condensate fraction drawn off from the C 3 absorption process is preferably pumped to the pressure prevailing in the C 2 stripping process.
  • the hydrocarbon-rich stream or natural gas stream to be liquefied is fed to the heat exchanger E1 via line 1.
  • the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is drawn off from the heat exchanger E1 via line V and fed to the separator D.
  • the separator D is used to separate off the liquid fraction obtained in the partial condensation in the heat exchanger E1 in the hydrocarbon-rich stream to be liquefied.
  • This liquid component is withdrawn from the bottom of the separator D via line 9, in which a relief valve a can be provided, heated in the heat exchanger E and partially evaporated and then fed to the C 2 stripper T2 to be described.
  • the procedure described above relating to the liquid fraction drawn off from the bottom of the separator D is optional.
  • the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is drawn off, expanded in one or more stages in the expander X and then fed via line 2 to the C 3 absorber T1.
  • a first condensate fraction is drawn off via line 8, pumped to the pressure prevailing in the C 2 stripper T2 by means of the pump P and, after heating in the heat exchanger E, the C 2 stripper T2 is added to its head ,
  • the C 2 stripper T2 has a sump heater R1.
  • the provision of the pump P is at least necessary if - in accordance with an advantageous embodiment of the method according to the invention - the C 2 stripping process T2 at a slightly higher pressure, preferably at a pressure which is 1 to 5 bar higher than the C 3 absorption process T1 is operated.
  • the bottom of the C stripper T2 becomes a second via line 1
  • the condensate fraction which is the C 3+ -rich fraction to be recovered, is withdrawn and, as a rule, sent for further processing.
  • the yield of the C 3+ -rich fraction drawn off via line 11 is at least 60%. In principle, with appropriate process control, any high yields can be achieved.
  • a C 2. -Rich fraction is drawn off via line 3 and subjected to the single-stage or multi-stage compression V.
  • the compressor V is preferably driven by the expander X - represented by the dash-dotted connecting line.
  • the partial flow passed through line 4 through the heat exchangers E2 and E3 is partially or completely liquefied in this (heat exchanger E2) and, if appropriate, completely liquefied and supercooled (heat exchanger E3).
  • the supercooled liquefied Hydrocarbon-rich stream is then fed via line 4 'to the separation column T3, wherein it is first passed through the bottom of the separation column T3 for the purpose of heating the reboiler R2 before the expansion in the expansion valve b.
  • the separation column T3 is used for the separation of nitrogen, a stream rich in nitrogen and methane being drawn off at the top of the separation column T3 via line 6. This withdrawn via line 6 nitrogen- and methane-rich stream -. The so-called for tail gas stream - is warmed-rich. Fraction in heat exchanger E4 against the run in the line 5 the second partial stream of compressed C2. The liquefied fraction obtained is then passed via line 5 'and expansion valve c also to the separation column T3 - either on the same tray or any tray below the feed point of the hydrocarbon-rich stream in the line 4'.
  • the liquefied and supercooled natural gas drawn off, liquefied and supercooled from the bottom of the separation column T3 is fed to a storage and / or further processing by means of the pump P 'via line 7.
  • the separation column T3 shown in FIG. 2 can be dispensed with; in this case, the entire, compressed C 2 -rich fraction would be passed through the heat exchangers E2 and E3.

Abstract

Es wird ein Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes, insbesondere eines Erdgasstromes, mit gleichzeitiger Gewinnung einer C3+-reichen Fraktion mit hoher Ausbeute, wobei die Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes im Wärmetausch mit einer Kältemittelgemischkreislaufkaskade erfolgt. Erfindungsgemäss wird a) der Kohlenwasserstoff-reiche Strom (1, 1') vor seiner Auftrennung in eine C2-­-reiche und in eine C3+-reiche Fraktion entspannt (X), b) der entspannte Kohlenwasserstoff-reiche Strom (2) einem C3-Absorptionsprozess (T1) zugeführt und in diesem in die der Verflüssigung (E2, E3) zuzuführende C2- reiche Fraktion (3) und in eine erste Kondensatfraktion (8) aufgetrennt, c) die der Verflüssigung zuzuführende C2 -reiche Fraktion (3) vor der Verflüssigung (E2, E3) verdichtet (V), d) die erste Kondensatfraktion (8) angewärmt (E) einem C2-Stripp-Prozess (T2) zugeführt, e) aus dem Sumpf des C2-Stripp-Prozesses (T2) eine zweite, C3+-reiche Kondensatfraktion (11) mit hoher Ausbeute gewonnen, und f) am Kopf des C2-Stripp-Prozesses (T2) eine C3-reiche Gasfraktion abgezogen, partiell kondensiert (E) und dem C3-Absorptionsprozess (T1) als Waschmittel zugeführt (10).

Description

Beschreibung
Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes mit gleichzeitiger Gewinnung einer C^-reichen Fraktion mit hoher Ausbeute
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes, insbesondere eines Erdgasstromes, mit gleichzeitiger Gewinnung einer erreichen Fraktion mit hoher Ausbeute, wobei die Verflüssigung des Kohlenwasserstoffreichen Stromes im Wärmetausch mit den Kältemitteln einer aus wenigstens drei, unterschiedliche Kältemittelzusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischkreisläufen bestehenden Kältemittelgemischkreislaufkaskade erfolgt, und wobei der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom in eine Gereiche Fraktion, die der Verflüssigung unterworfen wird, und in eine C3+-reiche Fraktion aufgetrennt wird.
Erdgasverflüssigungsanlagen werden entweder als sog. LNG Baseload Plants - also Anlagen zur Verflüssigung von Erdgas zur Versorgung mit Erdgas als Primärenergie - oder als sog. Peak Shaving Plants - also Anlagen zur Verflüssigung von Erdgas zur Deckung des Spitzen bedarfs - ausgelegt.
LNG Baseload Plants werden im Regelfall mit Kältekreisläufen betrieben, die aus Kohlenwasserstoffgemischen bestehen. Diese Gemischkreisläufe sind energetisch effizienter als Expander-Kreisläufe und ermöglichen bei den großen Verflüssigungsleistungen der Baseload Plants entsprechend relativ niedrige Energieverbräuche.
Ein gattungsgemäßes Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes ist beispielsweise aus der Deutschen Offenlegungsschrift 197 16 415 bekannt. Hierbei erfolgt die Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes gegen eine Kältemittelgemischkreislaufkaskade, die aus drei unterschiedliche Kältemittelzusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischkreisläufen besteht. Hierbei dient der erste der drei Kältemittelgemischkreisläufe der Vorkühlung des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes, der zweite Kältemittelgemischkreislauf der eigentlichen Verflüssigung und der dritte Kältemittelgemischkreislauf der Unterkühlung des verflüssigten Kohlenwasserstoff- reichen Stromes. Anhand der Figur 1 sei ein derartiges Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes näher erläutert.
Gemäß dem in der Figur 1 dargestellten Verfahren wird ein gegebenenfalls vorbehandelter Erdgasstrom, der eine Temperatur zwischen 10 und 50 °C und einen Druck zwischen 30 und 80 bar aufweist, über Leitung 10 einem ersten Wärmetauscher E1 zugeführt.
Auf die ggf. notwendigen Vorbehandlungsschritte, wie beispielsweise Trocknung, CO2- Entfernung, Schwefelentfernung, etc. sei im Folgenden nicht näher eingegangen; die gängigen Verfahrensweisen sind dem Fachmann bekannt.
In dem Wärmetauscher E1 wird der Erdgasstrom gegen den in einem Entspannungsventil P13 entspannten Kältemittelgemisch des ersten bzw. PRC (Precooling Refrigerant Cycle)-Kältemittelgemischkreislaufes in Leitung P14 auf eine Temperatur zwischen -35 und -55 °C vorgekühlt.
Das Kältemittelgemisch des dritten bzw. SRC(Subcooling Refrigerant Cycle)- Kältemittelgemischkreislaufes wird dem Wärmetauscher E1 über Leitung S5 mit einer Temperatur zwischen 10 und 50 °C und einem Druck zwischen 30 und 60 bar zugeführt und in dem Wärmetauscher E1 gegen das bereits erwähnte Kältemittelgemisch in Leitung P14 abgekühlt und teilweise kondensiert, wobei das Kältemittelgemisch in Leitung P14 bei einem Druck zwischen 1.5 und 6 bar verdampft. Das Kältemittelgemisch des SRC-Kältemittelgemischkreislaufes verlässt den Wärmetauscher E1 über Leitung S6 mit einer Temperatur zwischen -35 und -55 °C.
Das Kältemittelgemisch des zweiten bzw. LRCQJquefaction Refrigerant Cycle)- Kältemittelgemischkreislaufes wird dem Wärmetauscher E1 über Leitung L5 mit einer Temperatur zwischen 10 und 50 °C und einem Druck zwischen 15 und 40 bar zugeführt und in dem Wärmetauscher E1 gegen das Kältemittelgemisch des PRC-
Kältemittelgemischkreislaufes in Leitung P14 kondensiert. Das Kältemittelgemisch des LRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird aus dem Wärmetauscher E1 mit einer Temperatur zwischen -35 und -55 °C abgezogen. Das verdampfte und überhitzte Kältemittelgemisch des PRC- Kältemittelgemischkreislaufes in Leitung P14 enthält vorzugsweise 0 bis 70 Mol-% Ethylen oder Ethan, 30 bis 70 Mol-% Propan und 0 bis 30 Mol-% Butan. Dieses Kältemittelgemisch wird dem Abscheider P1 mit einem Druck von 1.5 bis 6 bar zugeführt. Das am Kopf des Abscheiders P1 über Leitung P2 abgezogene gasförmige Kältemittelgemisch wird in dem Verdichter P3 auf einen Druck zwischen 6 und 15 bar verdichtet. Anschließend erfolgt, vorzugsweise gegen Meerwasser, gegen Luft oder gegen ein entsprechendes Kühlmedium, ein Abkühlen des verdichteten Kältemittelgemisches im Kühler P4 auf eine Temperatur zwischen 10 und 50 °C. Dabei kann eine Teilkondensation des Kältemittelgemisches auftreten.
Daran anschließend wird das Kältemittelgemisch über Leitung P5 einem weiteren Abscheider P6 zugeführt. Die am Kopf des Abscheiders P6 anfallende gasförmige Fraktion des Kältemittelgemisches wird der zweiten Verdichterstufe P8 zugeführt und in dieser auf einen Druck zwischen 10 und 30 bar verdichtet. Falls vorhanden, wird die Flüssigfraktion aus dem Abscheider P6 mittels der Pumpe P7 - hierbei handelt es sich vorzugsweise um eine Zentrifugalpumpe - auf einen Druck zwischen 10 und 30 bar gepumpt und anschließend mit dem in dem Verdichter P8 verdichteten Kältemittelgemischstrom zusammengeführt.
Die Verdichtung des Kältemittelgemisches des ersten bzw. PRC- Kältemittelgemischkreislaufes erfolgt vorzugsweise in einer zweistufigen, ein- oder mehrgehäusigen Zentrifugalkompressionsvorrichtung, die sowohl den Kühler P4 als auch den Abscheider P6 enthält. Im Falle sehr großer Mengen kann anstelle der Zentrifugalkompressionsvorrichtung auch eine Axialkompressionsvorrichtung vorgesehen werden.
Das verdichtete Kältemittelgemisch des PRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird in dem Kühler P9, vorzugsweise gegen Meerwasser oder ein entsprechendes Kühlmedium bei einer Temperatur im Bereich von 10 bis 50 °C kondensiert und eventuell geringfügig unterkühlt. Anschließend wird das Kältemittelgemisch über die Leitung P10 dem Wärmetauscher E1 zugeführt und in diesem bis auf eine Temperatur zwischen -35 und -55 °C gegen sich selbst unterkühlt. Die Verdampfungstemperatur, die nach der Joule-Thomson-Entspannung im Entspannungsventil P13 - oder alternativ dazu in einer Entspannungsturbine - erzielt werden kann, hängt im Wesentlichen von dem Grad der Unterkühlung vor der Expansion sowie von dem Verdampfungsdruck im Temperaturbereich zwischen -38 und -58 °C ab.
Der zweite bzw. LRC-Kältemittelgemischkreislauf dient, wie bereits erwähnt, der teilweisen oder vollständigen Verflüssigung des vorgekühlten Erdgasstromes in Leitung 20. Das Kältemittelgemisch dieses LRC-Kältemittelgemischkreislaufes besteht vorzugsweise aus einem Gemisch aus 0 bis 20 Mol-% Methan, 35 bis 90 Mol-% Ethylen oder Ethan und 0 bis 30 Mol-% Propan. Der vorgekühlte Erdgasstrom wird dem Wärmetauscher E2 über Leitung 20 zugeführt, in diesem bis auf eine Temperatur zwischen -70 und -100 °C abgekühlt und anschließend über Leitung 30 aus dem Wärmetauscher E2 abgezogen.
Das Kältemittelgemisch des dritten bzw. SRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird dem Wärmetauscher E2 über Leitung S6 mit einer Temperatur zwischen -35 und -55 °C zugeführt und gegen das Kältemittel des LRC-Kältemittelgemischkreislaufes in der Leitung L10 kondensiert. Das Kältemittelgemisch in der Leitung L10 verdampft auf einem Druckniveau zwischen 1,5 und 6 bar. Das abgekühlte Kältemittelgemisch des SRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird mit einer Temperatur zwischen -70 und -100 °C über Leitung S7 aus dem Wärmetauscher E2 abgezogen.
Das verdampfte und überhitzte Kältemittelgemisch des LRC- Kältemittelgemischkreislaufes in der Leitung L10 wird dem Abscheider L1 mit einem Druck zwischen 1 ,5 und 6 bar zugeführt. Das am Kopf des Abscheiders L1 anfallende gasförmige Kältemittelgemisch wird über Leitung L2 dem Verdichter L3 zugeführt und in diesem auf einen Druck zwischen 10 und 40 bar verdichtet. Der Verdichter L3 ist vorzugsweise als ein eingehäusiger Axial- oder Zentrifugalverdichter ausgebildet. Derartige kaltansaugende Verdichter besitzen den Vorteil, dass das anzusaugende Medium vor dem Ansaugen nicht bis auf Umgebungstemperatur erwärmt werden muss, wodurch Heizfläche eingespart und damit die Wärmetauscher kleiner dimensioniert und billiger hergestellt werden können. Das verdichtete Kältemittelgemisch des LRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird in dem Kühler L4, vorzugsweise gegen Meerwasser oder ein entsprechendes Kühlmedium, bis auf eine Temperatur zwischen 10 und 50 °C abgekühlt. Das aus dem Kühler L4 über Leitung L5 abgezogene Kältemittelgemisch wird, wie bereits erwähnt, in dem Wärmetauscher E1 verflüssigt, über Leitung L6 dem Wärmetauscher E2 zugeführt und in diesem bis auf eine Temperatur zwischen -70 und -100 °C gegen sich selbst unterkühlt. Die Verdampfungstemperatur des Kältemittelgemisches nach der Joule- Thomson-Entspannung im Entspannungsventil L9 - oder alternativ dazu in einer Entspannungsturbine - liegt zwischen -72 und -112 °C.
Der dritte bzw. SRC-Kältemittelgemischkreislauf dient ggf. der vollständigen Verflüssigung und Unterkühlung des verflüssigten Kohlenwasserstoff-reichen Stromes bzw. Erdgasstromes. Diese Unterkühlung ist sinnvoll bzw. notwendig, damit nicht mehr als die benötigte Menge des Flash-Gases nach der Expansion des verflüssigten Kohlenwasserstoff-reichen Stromes in einer stromabwärts angeordneten Stickstoff- Entfernungs-Einheit anfällt.
Das Kältemittelgemisch des dritten bzw. SRC-Kältemittelgemischkreislaufes besteht vorzugsweise im Wesentlichen aus einem Gemisch von 0 bis 15 Mol-% Stickstoff, 30 bis 65 Mol-% Methan und 0 bis 45 Mol-% Ethylen oder Ethan.
Der über Leitung 30 dem Wärmetauscher E3 zugeführte verflüssigte Kohlenwasserstoff-reiche Strom wird in dem Wärmetauscher E3 bis auf eine Temperatur von -145 bis -160 °C unterkühlt. Nach dieser Unterkühlung wird der Kohlenwasserstoff-reiche bzw. Erdgas-Strom über Leitung 40 aus dem
Wärmetauscher E3 abgezogen und im Wesentlichen auf atmosphärischen Druck mittels einer Joule-Thomson-Entspannung im Entspannungsventil 50 - oder alternativ dazu in einer Entspannungsturbine - entspannt.
Das dem Wärmetauscher E3 über Leitung S7 zugeführte Kältemittelgemisch des dritten bzw. SRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird in dem Wärmetauscher E3 unterkühlt und anschließend im Entspannungsventil S10 ebenfalls einer Joule- Thomson-Entspannung unterworfen. Anstelle des Entspannungsventil S10 kann wiederum eine Entspannungsturbine vorgesehen werden. Die Entspannung im Entspannungsventil S10 erfolgt auf einem Druckniveau zwischen 1.5 und 6 bar. Die Verdampfung des Kältemittelgemisches im Wärmetauscher E3 dient sowohl der Unterkühlung des bereits verflüssigten Kohlenwasserstoff-reichen Stromes als auch der Eigenunterkühlung des noch nicht entspannten Kältemittelgemisches des SRC- Kältemittelgemischkreislaufes.
Das verdampfte und überhitzte Kältemittelgemisch des SRC- Kältemittelgemischkreislaufes wird über Leitung S11 einem Abscheider S1 zugeführt. Das am Kopf des Abscheiders S1 anfallende gasförmige Kältemittelgemisch wird über Leitung S2 einem Verdichter S3 zugeführt. In dem Verdichter S3 erfolgt eine Verdichtung des Kältemittelgemisches auf einem Druck zwischen 30 und 60 bar. Das aus dem Verdichter S3 austretende Kältemittelgemisch wird anschließend in dem Kühler S4, vorzugsweise gegen Meerwasser oder ein entsprechendes Kühlmedium, abgekühlt.
Die Verdichtung des Kältemittelgemisches des SRC-Kältemittelgemischkreislaufes erfolgt vorzugsweise in einer ein- oder mehrstufigen, ein- oder mehrgehäusigen Zentrifugalkompressionsvorrichtung S3. Im Falle sehr großer Mengen kann anstelle der Zentrifugalkompressionsvorrichtung auch eine Axialkompressionsvorrichtung vorgesehen werden.
Jeder der drei Kältemittelgemischkreisläufe weist vorteilhafterweise stromabwärts des jeweiligen Entspannungsventils P13, L9 bzw. S10 einen Abscheider/Speicherbehälter P11 , L7 bzw. S8 auf. Prinzipiell können diese Abscheider/Speicherbehälter auch an jeder anderen geeigneten Stelle der Kältemittelgemischkreisläufe vorgesehen werden.
Aus diesen Abscheidern/Speicherbehältern P11, L7 und S8 wird die Flüssigfraktion über die Leitungen P16, L12 bzw. S13 abgezogen und der jeweils dampfförmigen Kopffraktion (Flashgas) des Kältemittelgemisches zugeführt. Durch diese Verfahrensweise wird eine gute Verteilung von Flüssigkeit und Gas und damit ein guter Wärmeübergang in den Wärmetauschern E1 , E2 und E3, insbesondere wenn es sich um sog. Plate-Fin-Typ-Wärmetauscher handelt, gewährleistet.
In den Leitungen P16, L12 und S13 sind Regelventile P15, L11 bzw. S12 vorgesehen. Diese Regelventile dienen dazu, den Flüssigkeitsstand innerhalb der Abscheider/Speicherbehälter P 11 , L7 bzw. S8 zu regulieren. Im Falle eines Anlagenstillstandes werden die Regelventile P15, L11 und S12 geschlossen, so dass die Abscheider/Speicherbehälter P11 , L7 und S8 mit dem Kältemittelgemisch des jeweiligen Kältemittelgemischkreislaufes befüllt werden; dazu ist es sinnvoll, dass zusätzlich am Kopf der Abscheider/Speicherbehälter P11 , L7 und S8 in der Figur 1 nicht dargestellte Absperrventile vorgesehen werden. Dadurch wird eine Speicherung des Kältemittelgemisches am kältesten Punkt des jeweiligen Kältemittelgemischkreislaufes ermöglicht, wodurch die Anfahrprozedur bei der Wiederinbetriebnahme beschleunigt wird. Die Abscheider/Speicherbehälter P11 , L7 und S8 sind vorzugsweise so zu dimensionieren, dass sie die gesamte
Kältemittelgemischmenge eines Kältemittelgemischkreislaufes speichern können.
Im Regelfall werden die Verdichter P8, P3, L3 und S3 von eigenen Gasturbinen angetrieben. Es können aber auch mehrere oder sogar alle Verdichter gemeinsam von mehreren Gasturbinen oder einer Gasturbine G angetrieben werden - dargestellt durch die strichpunktierte Linie.
Sofern der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom einen bestimmten Anteil an höheren bzw. schweren Kohlenwasserstoffen aufweist, müssen diese vor dem eigentlichen Verflüssigungsprozess aus dem Kohlenwasserstoff-reichen Strom entfernt werden, da sie ansonsten im Verflüssigungsteil ausfrieren und zu Verlegungen innerhalb des Verflüssigungsprozesses führen würden. Dieses Abtrennen von schweren Kohlenwasserstoffen geschieht üblicherweise dadurch, dass eine sog. HHC(Heavy Hydrocarbon)-Kolonne, die der Abtrennung der schweren Kohlenwasserstoffe sowie von Benzol aus dem zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff- reichen Strom dient, vorgesehen wird. Eine derartige Verfahrensführung ist ebenfalls in der bereits erwähnten Deutschen Offenlegungsschrift 197 16 415 beschrieben; siehe bspw. Figur 2 sowie die dazugehörigen Figurenbeschreibung.
Grundsätzlich ist anzumerken, dass bei der Verflüssigung eines Kohlenwasserstoffreichen Stromes im Regelfall versucht wird, den Druck, unter dem der Kohlenwasserstoff-reiche Strom vorliegt, zu nutzen und beizubehalten, um die Verflüssigung in den Wärmetauschern in einem möglichst warmen Temperaturbereich zu realisieren. Diese Verfahrensweise resultiert in einem vergleichsweise geringen Aufwand an Apparaten, insbesondere Wärmetauschern, sowie geringen Betriebskosten. Üblicherweise liegt Erdgas unter einem Druck von wenigstens 50 bar, oftmals auch unter einem Druck von 70 bar und darüber vor.
Der maximal nutzbare Druck des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes ist jedoch begrenzt. Eine der Ursachen liegt darin begründet, dass die rektifikatorische Abtrennung der schweren Kohlenwasserstoffe aus dem zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Strom und damit die Einstellung des maximal zulässigen Heizwertes des LNG-Produktstromes durch die Annäherung an den kritischen Druck und die Verringerung der Dichtedifferenz von Dampf und Flüssigkeit in der HHC-Kolonne erschwert bzw. begrenzt wird. Ferner kommen bei herkömmlichen Verflüssigungsanlagen aus einer Vielzahl von Gründen Plattenwärmetauscher zur Anwendung; diese "arbeiten" jedoch bei Erreichen bzw. oberhalb bestimmter Auslegungsdrücke unwirtschaftlicher.
Aus dem Artikel "High Efficiency 6 MTPA LNG Train Design Via Two Different Mixed Refrigerant Processes" (AlChE Spring National Meeting, March 10 - 14, 2002, New Orleans, Louisiana) ist aus dem Schema 3.2 ein Verflüssigungsverfahren für Erdgas ersichtlich, bei dem der zu verflüssigende Erdgasstrom vor der Abtrennung einer C^C-r sowie einer C5+-Fraktion entspannt und der aus der Abtrennung abgezogene Erdgasstrom anschließend vor der Zuführung in den Verflüssigungsteil wieder verdichtet wird. Die Abtrennung einer Cs/C4- sowie einer C5+-Fraktion erfolgt hierbei durch Rektifikation in herkömmlichen Rektifikationskolonnen, in denen ein Teil des in den Kolonnen aufsteigenden Dampfes durch ein Kältemittel kondensiert und anschließend als Flüssigrücklauf eingesetzt wird.
Mittels dieser Verfahrensweise ist es jedoch nur mit sehr hohem Energieaufwand möglich, eine C3+-reiche Fraktion mit einer hohen Ausbeute zu gewinnen. Unter dem Begriff "hohe Ausbeute" seien hierbei Ausbeuten von wenigstens 60 % zu verstehen.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, ein gattungsgemäßes Verfahren anzugeben, das es ermöglicht, neben der Verflüssigung eines Kohlenwasserstoff- reichen Stromes, insbesondere eines Erdgasstromes, gleichzeitig eine C3+-reiche Fraktion mit hoher Ausbeute zu gewinnen. Zur Lösung dieser Aufgabe wird vorgeschlagen, dass a) der Kohlenwasserstoff-reiche Strom vor seiner Auftrennung in eine C2.-reiche und in eine C3+-reiche Fraktion entspannt, b) der entspannte Kohlenwasserstoff-reiche Strom einem C3-Absorptionsprozess zugeführt und in diesem in die der Verflüssigung zuzuführende C2.-reiche
Fraktion und in eine erste Kondensatfraktion aufgetrennt, c) die der Verflüssigung zuzuführende C2--reiche Fraktion vor der Verflüssigung verdichtet, d) die erste Kondensatfraktion angewärmt einem C2-Stripp-Prozess zugeführt, e) aus dem Sumpf des C2-Stripp-Prozesses eine zweite, C3+-reiche
Kondensatfraktion mit hoher Ausbeute gewonnen, und f) am Kopf des C2-Stripp-Prozesses eine C3.-reiche Gasfraktion abgezogen, partiell kondensiert und dem C3-Absorptionsprozess als Waschmittel zugeführt wird.
Das erfindungsgemäße Verfahren ermöglicht nunmehr die Gewinnung einer C3+- reichen Fraktion mit hoher Ausbeute bei stark reduziertem Energieaufwand. Dies gelingt, indem zum einen der Druck des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes vor der Abtrennung der zu gewinnenden C3+-reichen Fraktion verringert und erst vor der Zuführung in den Verflüssigungsteil wieder erhöht wird und zum anderen der Abtrennprozess der zu gewinnenden C3+-reichen Fraktion aus einer innovativen Kombination eines C3-Absorptionsprozesses mit einem C2-Stripp-Prozess besteht. Hierbei ist der C2-Stripp-Prozess dem C3-Absorptionsprozess nachgeschaltet.
Weitere vorteilhafte Ausgestaltungen des erfindungsgemäßen Verfahrens sind Gegenstände der abhängigen Patentansprüche.
Gemäß einer vorteilhaften Ausgestaltung des erfindungsgemäßen Verfahrens wird der Druck des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes in der Entspannung um 10 bis 60 % verringert. Ebenso wird der Druck der der Verdichtung unterworfenen C2.-reichen Fraktion vorzugsweise um 20 bis 100 % erhöht.
Das erfindungsgemäße Verfahren weiterbildend wird ferner vorgeschlagen, dass die Entspannung und/oder die Verdichtung mehrstufig ausgeführt sind. In vorteilhafter Weise wird die bei der Entspannung des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes gewonnene Energie zum Antreiben des oder der Verdichter verwendet.
Femer ist es von Vorteil, wenn der der C2-Stripp-Prozess bei einem geringfügig höheren Druck, vorzugsweise bei einem um 1 bis 5 bar höheren Druck als der C3- Absorptionsprozess betrieben wird. In diesem Fall wird die erste, aus dem C3- Absorptionsprozess abgezogene Kondensatfraktion vorzugsweise auf den in dem C2- Stripp-Prozess herrschenden Druck gepumpt.
Das erfindungsgemäße Verfahren sowie weitere Ausgestaltungen desselben, die Gegenstände der abhängigen Patentansprüche darstellen, seien im Folgenden anhand des in der Figur 2 dargestellten Ausführungsbeispieles näher erläutert.
In der Figur 2 sind die bereits anhand der in der Figur 1 dargestellten
Verfahrensführung ausführlich erläuterten drei Kältemittelgemischkreisläufe nur in Teilen dargestellt. Auf deren Wirkungsweise wird nachfolgend nicht mehr eingegangen werden.
Der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom bzw. Erdgasstrom wird dem Wärmetauscher E1 über Leitung 1 zugeführt. Auf einem entsprechend gewählten Temperatumiveau wird der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom aus dem Wärmetauscher E1 über Leitung V abgezogen und dem Abscheider D zugeführt. Der Abscheider D dient der Abtrennung des bei der partiellen Kondensation im Wärmetauscher E1 anfallenden Flüssigkeitsanteiles in dem zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Strom.
Dieser Flüssiganteil wird aus dem Sumpf des Abscheiders D über Leitung 9, in der ein Entspannungsventil a vorgesehen sein kann, abgezogen, im Wärmetauscher E angewärmt und teilweise verdampft und anschließend dem noch zu beschreibenden C2-Stripper T2 zugeführt. Die vorbeschriebene Verfahrensführung betreffend den aus dem Sumpf des Abscheiders D abgezogenen Flüssigkeitsanteil ist optional. Am Kopf des Abscheiders D wird der zur verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom abgezogen, im Expander X ein- oder mehrstufig entspannt und anschließend über Leitung 2 dem C3-Absorber T1 zugeführt.
Aus dem Sumpf des C3-Absorbers T1 wird über Leitung 8 eine erste Kondensatfraktion abgezogen, mittels der Pumpe P auf den in dem C2-Stripper T2 herrschenden Druck gepumpt und nach Erwärmung im Wärmetauscher E dem C2-Stripper T2 auf dessen Kopf aufgegeben. Der C2-Stripper T2 weist eine Sumpfheizung R1 auf.
Das Vorsehen der Pumpe P ist zumindest dann erforderlich, wenn - entsprechend einer vorteilhaften Ausgestaltung des erfindungsgemäßen Verfahrens - der C2-Stripp- Prozess T2 bei einem geringfügig höheren Druck, vorzugsweise bei einem um 1 bis 5 bar höheren Druck als der C3-Absorptionsprozess T1 betrieben wird.
Aus dem Sumpf des C -Strippers T2 wird über Leitung 1 eine zweite
Kondensatfraktion, die die zu gewinnende C3+-reiche Fraktion darstellt, abgezogen und im Regelfall einerweiteren Verarbeitung zugeführt. Die Ausbeute der über Leitung 11 abgezogenen C3+-reichen Fraktion beträgt wenigstens 60 %. Bei entsprechenden Verfahrensführungen können im Prinzip beliebig hohe Ausbeuten erzielt werden.
Am Kopf des C2-Strippers T2 wird eine gasförmige, im Wesentlichen C3.-reiche Fraktion abgezogen, im Wärmetauscher E teilkondensiert und anschließend über Leitung 10 auf den Kopf des C3-Absorbers T1 gegeben.
Am Kopf des C3-Absorbers T1 wird über Leitung 3 eine C2.-reiche Fraktion abgezogen und der ein- oder mehrstufigen Verdichtung V unterworfen. Der Verdichter V wird hierbei vorzugsweise durch den Expander X angetrieben - dargestellt durch die strichpunktierte Verbindungslinie.
Die verdichtete C2.-reiche Fraktion wird anschließend über Leitung 3' einem
Verzweigepunkt zugeführt und in zwei Teilströme - Leitungen 4 und 5 - aufgeteilt.
Der über Leitung 4 durch die Wärmetauscher E2 und E3 geführte Teilstrom wird in diesen teilweise oder vollständig verflüssigt (Wärmetauscher E2) und ggf. vollständig verflüssigt und unterkühlt (Wärmetauscher E3). Der unterkühlte verflüssigte Kohlenwasserstoff-reiche Strom wird anschließend über Leitung 4' der Trennkolonne T3 zugeführt, wobei er zuvor zum Zwecke des Beheizens des Reboilers R2 vor der Entspannung im Entspannungsventil b durch den Sumpf der Trennkolonne T3 geführt wird.
Die Trennkolonne T3 dient der Abtrennung von Stickstoff, wobei ein an Stickstoff und Methan reicher Strom am Kopf der Trennkolonne T3 über Leitung 6 abgezogen wird. Dieser über Leitung 6 abgezogene Stickstoff- und Methan-reiche Strom - der sog. Tail- Gasstrom - wird im Wärmetauscher E4 gegen den in der Leitung 5 geführten zweiten Teilstrom der verdichteten C2.-reichen Fraktion angewärmt. Die dabei verflüssigte erreiche Fraktion wird anschließend über Leitung 5' und Entspannungsventil c ebenfalls auf die Trennkolonne T3 - entweder auf dem gleichen Boden oder einem beliebigen Boden unterhalb der Zuführstelle des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes in der Leitung 4' - gegeben.
Das aus dem Sumpf der Trennkolonne T3 abgezogene, verflüssigte und unterkühlte Erdgas wird mittels der Pumpe P' über Leitung 7 einer Speicherung und/oder Weiterverarbeitung zugeführt.
Selbstverständlich kann auf die in der Figur 2 dargestellte Trennkolonne T3 verzichtet werden; in diesem Fall würde die gesamte, verdichtete C2.-reiche Fraktion durch die Wärmetauscher E2 und E3 geführt werden.
Nachdem bei dem erfindungsgemäßen Verfahren der Druck nur zum Zwecke der dem Veflüssigungsprozess vorgeschalteten Gewinnung einer C3+-reiche Fraktion verringert und vor dem eigentlichen Veflüssigungsprozess wieder erhöht wird, können im Verflüssigungsteil die mit einem hohen Druck einhergehenden Vorteile realisiert werden, während die Gewinnung der C3+-reichen Fraktion aufgrund des verringerten Druckes erleichtert wird.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes, insbesondere eines Erdgasstromes, mit gleichzeitiger Gewinnung einer erreichen Fraktion mit hoher Ausbeute, wobei die Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes im Wärmetausch mit den Kältemitteln einer aus wenigstens drei, unterschiedliche Kältemittelzusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischkreisläufen bestehenden Kältemittelgemischkreislaufkaskade erfolgt, und wobei die zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom in eine C .-reiche Fraktion, die der Verflüssigung unterworfen wird, und in eine C3+-reiche Fraktion aufgetrennt wird, dadurch gekennzeichnet, dass
a) der Kohlenwasserstoff-reiche Strom (1, 1') vor seiner Auftrennung in eine Gereiche und in eine C3+-reiche Fraktion entspannt (X),
b) der entspannte Kohlenwasserstoff-reiche Strom (2) einem C3- Absorptionsprozess (T1) zugeführt und in diesem in die der Verflüssigung (E2, E3) zuzuführende C2.-reiche Fraktion (3) und in eine erste Kondensatfraktion (8) aufgetrennt,
c) die der Verflüssigung zuzuführende C2.-reiche Fraktion (3) vor der Verflüssigung (E2, E3) verdichtet (V),
d) die erste Kondensatfraktion (8) angewärmt (E) einem C2-Stripp-Prozess (T2) zugeführt,
e) aus dem Sumpf des C2-Stripp-Prozesses (T2) eine zweite, C3+-reiche Kondensatfraktion (11) mit hoher Ausbeute gewonnen, und
f) am Kopf des C2-Stripp-Prozesses (T2) eine C3.-reiche Gasfraktion abgezogen, partiell kondensiert (E) und dem C3-Absorptionsprozess (T1) als Waschmittel zugeführt wird (10).
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass der Kohlenwasserstoff-reiche Strom (1 , 1') vor seiner Entspannung (X) partiell kondensiert wird und der dabei entstehend Flüssiganteil abgetrennt (D) und dem C2-Stripp-Prozesses (T2) zugeführt wird (9).
3. Verfahren nach Anspruch 2, dadurch gekennzeichnet, dass der abgetrennte (D) und dem C2-Stripp-Prozess (T2) zugeführte (9) Flüssiganteil vor der Zuführung entspannt (a) und/oder angewärmt (E) wird.
4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass der Druck des Kohlenwasserstoff-reichen Strom (1 , 1') in der Entspannung (X) um 10 bis 60 % verringert wird.
5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass der Druck der der Verdichtung (V) unterworfenen Gereichen Fraktion (7) in der Verdichtung (V) um 20 bis 100% erhöht wird.
6. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Entspannung (X) und/oder die Verdichtung (V) mehrstufig ausgeführt sind.
7. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass die bei der Entspannung (X) gewonnene Energie zum Antreiben des oder der Verdichter (V) verwendet wird.
8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass der C -Stripp-Prozess (T2) bei einem geringfügig höheren Druck, vorzugsweise bei einem um 1 bis 5 bar höheren Druck als der C3- Absorptionsprozess (T1) betrieben wird.
9. Verfahren nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, dass die erste Kondensatfraktion (8) auf den in dem C2-Stripp-Prozess (T2) herrschenden Druck gepumpt (P) wird.
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