WO2005017430A1 - 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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    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.

Definitions

  • the invention relates to a process for liquefying a hydrocarbon-rich stream, in particular a natural gas stream, with simultaneous recovery of a C 3 + -rich fraction with a high yield, the liquefaction of the hydrocarbon-rich stream taking place by means of any liquefaction process, the hydrocarbon-rich to be liquefied Stream into a C 2 -rich fraction, which is subjected to liquefaction, and is separated into a C 3+ -rich fraction, and the separation of the hydrocarbon-rich stream to be liquefied takes place in that a) the hydrocarbon-rich stream prior to its separation into a C 2- + and 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- -rich fraction to be liquefied and separated into a first condensate fraction, c) the first condensate fraction C 2 stripping process fed, d) a second, C 3+ -rich condensate
  • 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 mixture cycles are more energy efficient than expander cycles and, with the large liquefaction capacities of the baseload plants, enable relatively low energy consumption.
  • a 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 consisting of three different ones
  • Refrigerant mixture circuits having 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 sub-cooling the liquefied hydrocarbon-rich stream.
  • German patent application 197 16 415 With the citation of the aforementioned German patent application 197 16 415, its disclosure content was integrated into the disclosure content of the present patent application.
  • the hydrocarbon-rich stream to be liquefied has a certain proportion of higher or heavy hydrocarbons; these have to be removed from the hydrocarbon-rich stream before the actual liquefaction process, otherwise they will freeze and close in the liquefaction part
  • HHC heavy hydrocarbon
  • Hydrocarbon-rich electricity is available to be used and maintained in order to realize the liquefaction in the heat exchangers in the warmest possible temperature range. This procedure results in a comparatively small outlay on apparatus, in particular heat exchangers, and also a small amount Operating cost.
  • 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 reasons is 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 approximating 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 for a variety of reasons, but their use is limited when they are reached or above certain design pressures.
  • 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 refrigerant mixture of the first or PRC (Precooling Refrigerant Cycle) refrigerant mixture circuit is fed via line P10 to the heat exchanger E1 and is subcooled to a temperature of between -35 and -55 ° C against itself. Furthermore, in the heat exchanger El, the natural gas flow is pre-cooled to a temperature between -35 and -55 ° C. against the refrigerant mixture of the PRC / refrigerant mixture circuit which is expanded in the expansion valve P13 in line P14.
  • PRC Precooling Refrigerant Cycle
  • Expansion valve P13 - or alternatively in an expansion turbine - can essentially be achieved depends on the degree of subcooling before expansion and on the evaporation pressure in the temperature range between -38 and -58 ° 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.
  • the 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 cooled in the heat exchanger E1 against the aforementioned refrigerant mixture in line P14 and partially condensed, the refrigerant mixture in line P14 evaporated at a pressure between 1.5 and 6 bar.
  • the refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit leaves the heat exchanger E1 at a temperature between -35 and -55 ° C.
  • the refrigerant mixture of the second or LRCQJquefaction Refrigerant Cycle) refrigerant mixture circuit is passed to the heat exchanger E1 via line L5 with a Temperature between 10 and 50 ° C and a pressure between 15 and 40 bar supplied and condensed in the heat exchanger E1 against the refrigerant mixture of the PRC-refrigerant mixture circuit 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 second or LRC refrigerant mixture circuit is used for the partial or complete liquefaction of the pre-cooled natural gas stream.
  • 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 (partial) stream is fed to the heat exchanger E2 via line 3 ', cooled in it to a temperature between -70 and -100 ° C and then withdrawn via line 4 from the heat exchanger E2.
  • the refrigerant mixture of the SRC refrigerant mixture circuit is the
  • Heat exchanger E2 supplied with 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 refrigerant mixture circuit is withdrawn from the heat exchanger E2 at a temperature between -70 and -100 ° C.
  • the refrigerant mixture of the LRC-refrigerant mixture circuit is fed via line L5 to the heat exchanger E1 and liquefied in it. It is then subcooled against itself in the heat exchanger E2 to a temperature between -70 and -100 ° C.
  • 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 SRC refrigerant mixture circuit may be used for the complete liquefaction and subcooling of the liquefied hydrocarbon-rich stream or natural gas stream.
  • the refrigerant mixture of this SRC-refrigerant mixture circuit preferably essentially consists of a mixture of 0 to 15 mol% nitrogen, 30 to 65 ol% methane and 0 to 45 mol% ethylene or ethane.
  • the liquefied hydrocarbon-rich stream fed via line 4 to the heat exchanger E3 is subcooled in the heat exchanger E3 to a temperature between -145 and -160 ° C.
  • the refrigerant mixture supplied to the heat exchanger E3 of the SRC / refrigerant mixture circuit 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 pressure relief valve S10 relaxes 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 expanded.
  • the evaporated and overheated refrigerant mixture of the SRC-refrigerant mixture circuit is then withdrawn from the heat exchanger E3 via line S11. Not shown in FIG. 1 is the one- or multi-stage compression of the refrigerant mixtures of the three refrigerant mixture circuits and their subsequent cooling against a suitable cooling medium, such as air or (sea) water.
  • a suitable cooling medium such as air or (sea) water.
  • Each of the three refrigerant mixture 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.
  • the liquid fraction is drawn off from these separators / storage tanks P11, L7 and S8 via lines P16, L12 and S13 and fed to the respective vaporous top fraction (flash gas) of the refrigerant mixture.
  • This procedure ensures a good distribution of liquid and gas and thus good heat transfer in the heat exchangers E1, E2 and E3, in particular if they are heat exchangers of the so-called plate-fin type.
  • 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 separators / storage tanks P 11, L7 and S8.
  • shut-off valves (not shown in FIG. 1) are additionally provided at the top of the separators / storage tanks P11, L7 and S8. This enables the refrigerant mixture to be stored at the coldest point of the respective refrigerant mixture circuit, which speeds up the start-up procedure when restarting.
  • the separators / storage tanks P1.1, L7 and S8 should preferably be dimensioned in such a way that they can store the entire refrigerant mixture quantity of a refrigerant mixture circuit.
  • the hydrocarbon-rich stream or natural gas stream to be liquefied is fed to the heat exchanger E1 via line 1.
  • the heat exchanger E1 On an appropriately chosen one
  • the hydrocarbon-rich stream to be liquefied is drawn off from the heat exchanger E1 via line 1 '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 fraction is of the separator D via line 9, in which an expansion valve A can be provided, subtracted from the 'bottoms, heated in heat exchanger E and partially vaporized and then fed to the still to be described C 2- stripper T2.
  • 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 at the top of the separator D, expanded in one or more stages in the expander X and then fed to the C 3+ absorber T1 via line 2.
  • a first condensate fraction is drawn off from the bottom of the C 3+ absorber T1 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 on it Abandoned head.
  • the C 2 stripper T2 has a sump heater R1.
  • a second condensate fraction which represents the C 3+ -rich fraction to be recovered, is drawn off from the bottom of the C stripper T2 and, as a rule, fed to further processing.
  • the yield of the C 3+ -rich fraction drawn off via line 11 is at least 60%. In principle, any desired yields can be achieved with appropriate process procedures.
  • a gaseous, essentially C 3 -rich fraction is drawn off at the top of the C 2 stripper T2, partially condensed in the heat exchanger E and then added to the top of the C 3+ absorber T1 via line 10.
  • 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 compressed C 2- rich fraction is then fed via line 3 'to a branch point and divided into two partial streams - lines 4 and 5.
  • the partial flow conducted 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 and liquefied hydrocarbon-rich stream is then fed via line 4 'to the separation column T3, whereby it is first passed through the bottom of the separation column T3 for the purpose of heating the reboiler R2 before 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 stream of nitrogen and methane, which is drawn off via line 6 - the so-called tail gas stream - is heated in the heat exchanger E4 against the second partial stream of the compressed C 2- rich fraction carried in line 5.
  • the liquefied C 2- fraction 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. 1 can be dispensed with; in this case the entire, compressed C 2- rich fraction would be passed through the heat exchangers E2 and E3.
  • the procedure described above has disadvantages.
  • the maximum possible pressure at which the C 2 stripping process can be operated is limited by the critical pressure in the bottom of the C 2 stripping column.
  • the C 2 stripping process can therefore only be operated at an operating pressure of at most 30 to 35 bar. This in turn means that the C 3+ absorption process or its operating pressure is limited to approx. 30 bar.
  • a further disadvantage is that the stream fed to the C-3 + absorption process is first expanded and the C-rich gas fraction drawn off at the top of the C 3+ absorption process or the column used for this is first compressed before it is actually liquefied.
  • expander circuits have a poorer efficiency than condensation circuits, which is why the expansion and subsequent compression of the C 2 -rich fraction should be avoided as far as possible.
  • the object of the present invention is to provide a generic method which, in addition to the liquefaction of a hydrocarbon-rich stream, enables energy-efficient and apparatus-technically optimized extraction of a C 3+ -rich fraction with a high yield.
  • the C 3 -rich gas fraction drawn off at the head of the C 2 stripping process is separated into a C 3. -Rich liquid fraction and a C 2 -rich gas fraction
  • g) the C 3 - Rich liquid fraction is fed to the C 3+ absorption process as a detergent
  • h) the C 2 -rich gas fraction is fed to the liquefaction without the gas fraction reached being compressed before being fed into the liquefaction process.
  • the cooling and liquefaction of the hydrocarbon-rich stream is again carried out against a refrigerant mixture circuit cascade consisting of three refrigerant mixture streams having different compositions.
  • a refrigerant mixture circuit cascade consisting of three refrigerant mixture streams having different compositions.
  • line sections S5, L5 and P10 are shown, which correspond to those shown in FIG. 1 or explained with reference to FIG.
  • 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 1 '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 portion 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 below.
  • 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 below.
  • 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 to the C 3+ absorber T1 'via line 2'.
  • the operating pressure of the C 2 stripper T2 ' is still limited by the critical pressure in the sump
  • the operating pressure of the C 3+ absorber T1' can in principle be chosen as high as desired. However, it will usually be set between 30 and 50 bar.
  • a first condensate fraction is drawn off from the bottom of the C 3+ absorber T1 'via line 8' and expanded into the C 2 stripper T2 'by means of the expansion valve d; the line 8 'is not led through the heat exchanger E' - represented by the line section shown in dashed lines - according to an advantageous embodiment of the method according to the invention.
  • a second condensate fraction which represents the C 3+ -rich fraction to be obtained, is withdrawn from the bottom of the C 2 stripper T2 'via line 11' and, as a rule, fed to 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 gaseous, substantially C 3 -rich fraction is drawn off, partially condensed in the heat exchanger E' and then fed to a second separator D 'via line 10'.
  • a partial stream of the LRC / refrigerant mixture circuit is drawn off at a suitable temperature level via line L13, in the valve L9 'subjected to a Joule-Thomson relaxation and after passing through the separator / storage container L7' via line L14 through the heat exchanger E '.
  • This refrigerant mixture is then again mixed into the LRC refrigerant mixture circuit at a suitable temperature level; this admixture is not shown in FIG. 2 for the sake of clarity.
  • a liquid line L12 ' is assigned to the separator / storage container L7', via which the liquid fraction can be drawn off from the buffer container L7 'and fed to the gaseous top fraction in order to achieve a better distribution of liquid and gas in the heat exchanger E'.
  • the control valve L11 ' serves to regulate the liquid level within the separator / storage container L7'.
  • a C 2 -rich fraction is drawn off via line 3' and subjected to a 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 compressed C 2- rich fraction is then fed via line 3 "to a branch point and divided into two partial streams - lines 4 and 5.
  • the partial flow conducted 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).
  • Hydrocarbon-rich stream is then fed via line 4 'to the separation column T3, whereby 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 stream of nitrogen and methane, which is drawn off via line 6 - the so-called tail gas stream - is heated in the heat exchanger E4 against the second partial stream of the compressed C 2- rich fraction carried in line 5.
  • the liquefied C 2- fraction is then via line 5 'and
  • Relief valve c also placed on the separation column T3 - either on the same tray or any tray below the feed point of the hydrocarbon-rich stream in line 4 '.
  • the liquefied and supercooled natural gas drawn off, liquefied and supercooled from the bottom of the separation column T3 is fed by means of the pump P 'via line 7 to storage and / or further processing.
  • the return tank D2 shown in German patent application 102 21 230 and the return pump P1 also shown can thus be omitted in the method according to the invention.
  • the heat exchanger E - compared to the heat exchanger E1 shown in German patent application 102 21 230 - can be dimensioned smaller.

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Abstract

Es wird ein Verfahren zum Verflüssigen eines kohlenwasserstoffreichen Stromes, insbesondere eines Erdgasstromes (1), mit gleichzeitiger Gewinnung einer C3+ -reichen Fraktion mit hoher Ausbeute (11'); wobei die Verflüssigung des kohlenwasserstoffreichen Stromes mittels eines beliebigen Verflüssigungsprozesses erfolgt, wobei der zu verflüssigende kohlenwasserstoffreiche Strom in eine C2- -reiche Fraktion (3') die der Verflüssigung unterworfen wird, und in eine C3+ -reiche Fraktion (11') aufgetrennt wird, und wobei die Auftrennung des zu verflüssigenden kohlenwasserstoffreichen Stromes dadurch erfolgt, dass a) der kohlenwasserstoffreiche Strom vor seiner Auftrennung in eine C2--reiche und in eine C3+ -reiche Fraktion entspannt (X'), b) der entspannte kohlenwasserstoffreiche Strom (2') einem C3+ -Absorptionsprozess (T1') zugeführt und in diesem in die der Verflüssigung zuzuführende C2- -reiche Fraktion (3') und in eine erste Kondensatfraktion (8') aufgetrennt, c) die erste Kondensatfraktion einem C2-Stripp-Prozess (T2') zugeführt, d) aus dem Sumpf des C2- -Stripp-Prozesses eine zweite C3+ -reiche Kondensatfraktion (11') mit hoher Ausbeute gewonnen und e) am Kopf des C2- -Stripp-Prozesses eine C3- -reiche Gasfraktion (10') abgezogen und dem C3+ -Absorptionsprozess der unter einem höheren Druck als der C2- -Stripp-Prozess betrieben wird, als Waschmittel (12) zugeführt wird, beschrieben Erfindungsgemäss wird f) die am Kopf des C2- -Stripp-Prozesses abgezogene C3- -reiche Gasfraktion in eine C3- -reiche Flüssigfraktion (12) und eine C2 -reiche Gasfraktion (13) aufgetrennt (8'), g) die C3- -reiche Flüssigfraktion dem C3+ -Absorptionsprozess (T1',) als Waschmittel (12) zugeführt und h) die C2 -reiche Gasfraktion (13) der Verflüssigung zugeführt, ohne dass die C2 -reiche Gasfraktion vor der Zuführung in den Verflüssigungsprozess verdichtet wird.

Description

Beschreibung
Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes mit gleichzeitiger Gewinnung einer erreichen Fraktion mit hoher Ausbeute
Die Erfindung betrifft 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 Kohlenwasserstoffreichen Stromes mittels eines beliebigen Verflüssigungsprozesses erfolgt, wobei die zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom in eine C2--reiche Fraktion, die der Verflüssigung unterworfen wird, und in eine C3+-reiche Fraktion aufgetrennt wird, und wobei die Auftrennung des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes dadurch erfolgt, 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 erste Kondensatfraktion einem C2--Stripp-Prozess zugeführt, d) aus dem Sumpf des C2--Stripp-Prozesses eine zweite, C3+-reiche Kondensatfraktion mit hoher Ausbeute gewonnen und e) am Kopf des C2--Stripp-Prozesses eine C3--reiche Gasfraktion abgezogen und dem C3+-Absorptionsprozess, der unter einem höheren Druck als der C2--Stripp- Prozess betrieben wird, als Waschmittel zugeführt wird.
Erdgasverflüssigungsanlagen werden entweder als so genannte LNG-Baseload-Plants - also Anlagen zur Verflüssigung von Erdgas zur Versorgung mit Erdgas als Primärenergie - oder als so genannte Peak-Shaving-Plants - also Anlagen zur Verflüssigung von Erdgas zur Deckung des Spitzenbedarfs - 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 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 Kohlenwasserstoffreichen Stromes.
Mit der Zitierung der vorgenannten deutschen Offenlegungsschrift 197 16 415 sei deren Offenbarungsgehalt in den Offenbarungsgehalt der vorliegenden Patentanmeldung integriert.
Im Regelfall weist der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom einen bestimmten Anteil an höheren bzw. schweren Kohlenwasserstoffen auf; diese müssen 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 so genannte 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. deren Figur 2 sowie die zugehörige Figurenbeschreibung.
Grundsätzlich ist anzumerken, dass bei der Verflüssigung eines Kohlenwasserstoff- reichen 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, deren Einsatz bei Erreichen bzw. oberhalb bestimmter Auslegungsdrücke jedoch begrenzt ist.
Aus der nicht vorveröffentlichten deutschen Patentanmeldung 102 26 596 ist ein gattungsgemäßes Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes mit gleichzeitiger Gewinnung einer C3+-reichen Fraktion mit hoher Ausbeute bekannt, bei der die Gewinnung der C +-reichen Fraktion mit einem vergleichsweise stark verringerten Energieaufwand realisiert werden kann.
Dies gelingt, indem zum einen der Druck des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoffreichen 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.
Nachfolgend sei dieses gattungsgemäße Verfahren anhand der Figur 1 , die der Figur 2 der vorgenannten deutschen Patentanmeldung 102 26 596 entspricht, näher erläutert. Der Offenbarungsgehalt der deutschen Patentanmeldung 102 26 596 sei mit diesem Zitat in den Offenbarungsgehalt der vorliegenden Anmeldung integriert.
Bei der anhand der Figur 1 dargestellten Verfahrensweise erfolgt die Abkühlung und Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes gegen eine aus drei, unterschiedliche Kältemittelzusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischkreisläufen bestehenden Kältemittelgemischkreislaufkaskade. Eine derartige Kältemittelgemischkreislaufkaskade ist beispielsweise bereits in den beiden vorgenannten deutschen Patentanmeldungen ausführlich beschrieben. Der Übersichtlichkeit halber sind in der Figur 1 die drei Kältemittelgemischkreisläufe nur in Teilen dargestellt und nachfolgend kurz erläutert.
Über die Leitung P10 wird das Kältemittelgemisch des ersten bzw. PRC (Precooling Refrigerant Cycle)-Kältemittelgemischkreislaufes dem Wärmetauscher E1 zugeführt und in diesem bis auf eine Temperatur zwischen -35 und -55 °C gegen sich selbst unterkühlt. Des Weiteren wird in dem Wärmetauscher El der Erdgasstrom gegen das in dem Entspannungsventil P13 entspannten Kältemittelgemisch des PRC- Kältemittelgemischkreislaufes in Leitung P14 auf eine Temperatur zwischen -35 und -55 °C vorgekühlt.
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.
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.
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 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.
Der zweite bzw. LRC-Kältemittelgemischkreislauf dient der teilweisen oder vollständigen Verflüssigung des vorgekühlten Erdgasstromes. 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 Erdgas(teil)strom wird dem Wärmetauscher E2 über Leitung 3' zugeführt, in diesem bis auf eine Temperatur zwischen -70 und -100 °C abgekühlt und anschließend über Leitung 4 aus dem Wärmetauscher E2 abgezogen.
Das Kältemittelgemisch des SRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird dem
Wärmetauscher E2 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 aus dem Wärmetauscher E2 abgezogen.
Das Kältemittelgemisch des LRC-Kältemittelgemischkreislaufes wird über Leitung L5 dem Wärmetauscher E1 zugeführt und in diesem verflüssigt. Anschließend wird es in dem Wärmetauscher E2 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 SRC-Kältemittelgemischkreislauf dient ggf. der vollständigen Verflüssigung und Unterkühlung des verflüssigten Kohlenwasserstoff-reichen Stromes bzw. Erdgasstromes. Das Kältemittelgemisch dieses SRC-Kältemittelgemischkreislaufes besteht vorzugsweise im Wesentlichen aus einem Gemisch von 0 bis 15 Mol-% Stickstoff, 30 bis 65 ol-% Methan und 0 bis 45 Mol-% Ethylen oder Ethan. Der über Leitung 4 dem Wärmetauscher E3 zugeführte verflüssigte Kohlenwasserstoffreiche Strom wird in dem Wärmetauscher E3 bis auf eine Temperatur zwischen -145 und -160 °C unterkühlt.
Das dem Wärmetauscher E3 zugeführte Kältemittelgemisch des 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 anschließend über Leitung S11 aus dem Wärmetauscher E3 abgezogen. In der Figur 1 nicht dargestellt ist die jeweils ein- oder mehrstufige Verdichtung der Kältemittelgemische der drei Kältemittelgemischkreisläufe sowie deren anschließende Abkühlung gegen ein geeignetes Kühlmedium, wie beispielsweise Luft oder (Meer)Wasser.
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 Wärmetauscher des so genannten Plate-Fin-Types 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 P1.1, L7 und S8 sind vorzugsweise so zu dimensionieren, dass sie die gesamte Kältemittelgemischmenge eines Kältemittelgemischkreislaufes speichern können.
Nunmehr zur Erläuterung des eigentlichen Verflüssigungs- sowie C3+-Gewinnungsprozesses.
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 1' 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.
Aus dem Sumpf des C --Strippers T2 wird über Leitung 11 eine zweite Kondensatfraktion, die die zu gewinnende C3+-reiche Fraktion darstellt, abgezogen und im Regelfall einer weiteren 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 und verflüssigte Kohlenwasserstoff-reiche Strom wird anschließend über Leitung 4' der Trennkolonne T3 zugeführt, wobei er zuvor zum Zwecke des Beheizens des Reboilers R2 vorder 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 so genannte Tail-Gasstrom - wird im Wärmetauscher E4 gegen den in der Leitung 5 geführten zweiten Teilstrom der verdichteten C2--reichen Fraktion angewärmt. Die dabei verflüssigte C2--reiche 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 Kohlenwasserstoffreichen 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.
Prinzipiell kann auf die in der Figur 1 dargestellte Trennkolonne T3 verzichtet werden; in diesem Fall würde die gesamte, verdichtete C2--reiche Fraktion durch die Wärmetauscher E2 und E3 geführt werden.
Die vorbeschriebene Verfahrensweise weist nun jedoch Nachteile auf. Der maximal mögliche Druck, bei dem der C2--Stripp-Prozess betrieben werden kann, wird durch den kritischen Druck im Sumpf der C2--Stripp-Kolonne begrenzt. Der C2--Stripp-Prozess kann daher nur bei einem Betriebsdruck von höchstens 30 bis 35 bar betrieben werden. Dies wiederum hat zur Folge, dass der C3+-Absorptionsprozess bzw. dessen Betriebsdruck auf ca. 30 bar begrenzt ist. Ein weiterer Nachteil besteht darin, dass der dem C-3+-Absorptionsprozess zugeführte Strom zunächst entspannt und die am Kopf des C3+-Absorptionsprozesses bzw. der dafür verwendeten Kolonne abgezogene C -- reiche Gasfraktion vor ihrer eigentlichen Verflüssigung zunächst verdichtet wird. Es ist jedoch allgemein bekannt, dass Expanderkreisläufe einen schlechteren Wirkungsgrad als Kondensationskreisläufe aufweisen, weswegen die Entspannung und anschließende Verdichtung der C2--reichen Fraktion soweit als möglich vermieden werden sollten.
Aus der nicht vorveröffentlichten deutschen Patentanmeldung 102 21 230 ist ein Verfahren zur Abtrennung von C3+-Kohlenwasserstoffen aus einem zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Strom bekannt. Mit der Zitierung der deutschen Patentanmeldung 102 21 230 sei deren Offenbarungsgehalt in den Offenbarungsgehalt der vorliegenden Patentanmeldung aufgenommen. Bei der in dieser Patentanmeldung offenbarten Verfahrensweise wird der vorerwähnte Nachteil eines niedrigen C3+-Absorptionsprozessdruckes dadurch beseitigt, dass der Druck des C3+-Absorptionsprozesses höher als derjenige des C2--Stripp-Prozesses gewählt wird. Von Nachteil bei einer derartigen Verfahrensweise ist jedoch, dass die am Kopf des C2--Stripp- Prozesses gewonnene Gasfraktion, die der Verflüssigung und ggf. Unterkühlung unterworfen wird, vor der Zuführung in den Verflüssigungsprozess zwingend nachverdichtet werden muss. Diese Nachverdichtung erfordert jedoch einen erhöhten Energiebedarf.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, ein gattungsgemäßes Verfahren anzugeben, das - neben der Verflüssigung eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes - eine energetisch und apparatetechnisch optimierte Gewinnung einer C3+-reichen Fraktion mit hoher Ausbeute ermöglicht.
Zur Lösung dieser Aufgabe wird vorgeschlagen, dass f) die am Kopf des C2--Stripp-Prozesses abgezogene C3--reiche Gasfraktion in eine C3.-reiche Flüssigfraktion und eine C2-reiche Gasfraktion aufgetrennt, g) die C3--reiche Flüssigfraktion dem C3+-Absorptionsprozess als Waschmittel zugeführt und h) die C2-reiche Gasfraktion der Verflüssigung zugeführt wird, ohne dass die erreiche Gasfraktion vor der Zuführung in den Verflüssigungsprozess verdichtet wird.
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.
Bei der anhand der Figur 2 beschriebenen Verfahrensweise erfolgt die Abkühlung und Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes wiederum gegen eine Kältemittelgemischkreislaufkaskade, bestehend aus drei unterschiedliche Zusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischströmen. Der Übersichtlichkeit halber sind jedoch lediglich drei Leitungsabschnitte S5, L5 bzw. P10 gezeigt, die den in der Figur 1 dargestellten bzw. anhand der Figur 1 erläuterten entsprechen. Der zu verflüssigende .Kohlenwasserstoff-reiche Strom bzw. Erdgasstrom wird dem Wärmetauscher E1 über Leitung 1 zugeführt. Auf einem entsprechend gewählten Temperaturniveau wird der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom aus dem Wärmetauscher E1 über Leitung 1' 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 zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom abgezogen, im Expander X ein- oder mehrstufig entspannt und anschließend über Leitung 2' dem C3+-Absorber T1' zugeführt.
Im Gegensatz zu der in der Figur 1 gezeigten Verfahrensweise wird der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom nunmehr lediglich auf einen Druck zwischen 30 und 50 bar entspannt, da der C3+-Absorptionsprozess T1\ dem der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom nach seiner Entspannung zugeführt wird, auf einem höheren Druck als der in der Figur 1 dargestellte C3- Absorptionsprozess T1 betrieben wird.
Während der Betriebsdruck des C2--Strippers T2' weiterhin durch den kritischen Druck im Sumpf begrenzt wird, kann der Betriebsdruck des C3+-Absorbers T1' nunmehr im Prinzip beliebig hoch gewählt werden. Er wird jedoch üblicherweise zwischen 30 und 50 bar eingestellt werden.
Aus dem Sumpf des C3+-Absorbers T1' wird über Leitung 8' eine erste Kondensatfraktion abgezogen und mittels des Entspannungsventiles d in den C2--Stripper T2' entspannt; die Leitung 8' wird hierbei - dargestellt durch den gestrichelt gezeichneten Leitungsabschnitt - gemäß einer vorteilhaften Ausgestaltung des erfindungsgemäßen Verfahrens - nicht durch den Wärmetauscher E' geführt. Aus dem Sumpf des C2--Strippers T2' wird über Leitung 11' eine zweite Kondensatfraktiön, die die zu gewinnende C3+-reiche Fraktion darstellt, abgezogen und im Regelfall einer weiteren 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' einem zweiten Abscheider D' zugeführt.
Um die für die Teilkondensation der am Kopf des G2--Strippers T2' abgezogenen, im Wesentlichen C3--reichen Fraktion erforderliche Kälte bereit zu stellen, wird ein Teilstrom des LRC-Kältemittelgemischkreislaufes auf geeignetem Temperaturniveau über die Leitung L13 abgezogen, im Ventil L9' einer Joule-Thomson-Entspannung unterworfen und nach Durchgang durch den Abscheider/Speicherbehälter L7' über Leitung L14 durch den Wärmetauscher E' geführt. Anschließend wird dieses Kältemittelgemisch wiederum auf einem .geeigneten Temperaturniveau dem LRC- Kältemittelgemischkreislauf zugemischt; diese Zumischung ist in der Figur 2 der Übersichtlichkeit halber nicht dargestellt.
Dem Abscheider/Speicherbehälter L7' ist eine Flüssigkeitsleitung L12' zugeordnet, über die die Flüssigfraktion aus dem Pufferbehälter L7' abgezogen und der gasförmigen Kopffraktion zum Erreichen einer besseren Verteilung von Flüssigkeit und Gas in dem Wärmetauscher E' zugeführt werden kann. Das Regelventil L11' dient dazu, den Flüssigkeitsstand innerhalb des Abscheiders/Speicherbehälters L7' zu regulieren.
Aus dem Sumpf des Abscheiders D' wird über Leitung 12 eine im Wesentlichen C3--reiche Fraktion abgezogen, mittels der Pumpe P' auf den in dem C3+-Absorber T1' herrschenden Druck gepumpt und dem C3+-Absorber am Kopf als Waschflüssigkeit zugeführt.
Die am Kopf des Abscheiders D' anfallende C2--reiche Gasfraktion wird nunmehr erfindungsgemäß über Leitung 13 dem Wärmetauscher E3 zugeführt, in diesem abgekühlt und anschließend über das Entspannungsventil e der noch zu beschreibenden Trennkolonne T3 als Rücklauf zugeführt.
Am Kopf des C3+-Absorbers T1' wird über Leitung 3' eine C2--reiche Fraktion abgezogen und einer ein- oder mehrstufigen Verdichtung V unterworfen. Der Verdichter V wird hierbei vorzugsweise durch den Expander X angetrieben - dargestellt durch die strichpunktierte Verbindungslinie.
Nachdem - wie bereits erläutert - der zu verflüssigende Kohlenwasserstoff-reiche Strom lediglich auf den in dem C3+-Absorber T1' herrschenden Druck entspannt wurde, ist auch der nunmehr zu erbringende Verdichtungsaufwand geringer als bei der in der Figur 1 dargestellten Verfahrensweise.
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 und 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 so genannte Tail-Gasstrom - wird im Wärmetauscher E4 gegen den in der Leitung 5 geführten zweiten Teilstrom der verdichteten C2--reichen Fraktion angewärmt. Die dabei verflüssigte C2--reiche 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 Kohlenwasserstoffreichen 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.
Im Gegensatz zu dem in der vorerwähnten deutschen Patentanmeldung
102 21 230 offenbarten Verfahren zur Abtrennung von C3+-Kohlenwasserstöffen aus einem zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Strom entfällt bei dem vorbeschriebenen erfindungsgemäßen Verfahren der Kopfkondensator für die Stripp- Kolonne T2\ da die über Leitung 8 aus dem Sumpf des C3+-Absorbers T1' abgezogene Kondensatfraktion der Stripp-Kolonne T2' unmittelbar als Rücklauf aufgegeben wird. Der in der deutschen Patentanmeldung 102 21 230 dargestellte Rücklauf behälter D2 sowie die gleichfalls dargestellte Rücklaufpumpe P1 können bei dem erfindungsgemäßen Verfahren somit entfallen. Zudem kann der Wärmetauscher E - verglichen mit dem in der deutschen Patentanmeldung 102 21 230 dargestellten Wärmetauscher E1 - kleiner dimensioniert.werden.
Es sei nochmals betont, dass das erfindungsgemäße Verfahren nicht nur in Kombination mit einer Kältemittelgemischkreislaufkaskade, wie sie in den Figuren 1 und 2 dargestellt bzw. anhand der Figuren 1 und 2 erläutert ist, realisiert werden kann, sondern prinzipiell in Kombination mit jedem anderen Prozess, der die für die
Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes erforderliche Kälte bereitstellen kann.

Claims

Patentansprüche
1. 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 mittels eines beliebigen Verflüssigungsprozesses erfolgt, wobei die zu verflüssigende Kohlenwasserstoffreiche Strom in eine C2.-reiche Fraktion, die der Verflüssigung unterworfen wird, und in eine C3+-reiche Fraktion aufgetrennt wird, und wobei die Auftrennung des zu verflüssigenden Kohlenwasserstoff-reichen Stromes dadurch erfolgt, 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 erste Kondensatfraktion einem C2--Stripp-Prozess zugeführt, d) aus dem Sumpf des C2--Stripp-Pro∑esses eine zweite, C3+-reiche Kondensatfraktion mit hoher Ausbeute gewonnen und e) am Kopf des C2--Stripp-Prozesses eine C3--reiche Gasfraktion abgezogen und dem C3+-Absorptionsprozess, der unter einem höheren Druck als der C2--Stripp- Prozess betrieben wird, als Waschmittel zugeführt wird, dadurch gekennzeichnet, dass f) die am Kopf des C --Stripp-Prozesses (T21) abgezogene C3--reiche Gasfraktion in eine C3--reiche Flüssigfraktion (12) und eine C2-reiche Gasfraktion (13) aufgetrennt, g) die C3--reiche Flüssigfraktion (12) dem C3+-Absorptionsprozess f ) als Waschmittel zugeführt und h) die C2-reiche Gasfraktion (13) der Verflüssigung zugeführt wird, ohne dass die . C2-reiche Gasfraktion (13) vor der Zuführung in den Verflüssigungsprozess. verdichtet wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die in dem C3+- Absorptionsprozess (TV) gewonnene Kondensatfraktion (8') dem C2--Stripp- Prozess (T2') als Rücklauf zugeführt wird.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass der Druck des C3+-Absorptionsprozesses (T1') wenigstens 30 bar, vorzugsweise zwischen 30 und 50 beträgt.
4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 3, 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).
5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche 1 bis 4, wobei die Verflüssigung des Kohlenwasserstoff-reichen Stromes im Wärmetausch mit den Kältemitteln einer aus wenigstens drei, unterschiedliche Kältemittelzusammensetzungen aufweisenden Kältemittelgemischkreisläufen bestehenden Kältemittelgemischkreislaufkaskade erfolgt, dadurch gekennzeichnet, dass zumindest ein Teilstrom (L13) eines der Kältemittelgemischkreisläufe (L5) für die Bereitstellung der für die partielle Kondensierung (E') der am Kopf des C2-- Stripp- Prozesses (T2') abgezogenen C3--reiche Gasfraktion (10') erforderlichen Kälte verwendet wird.
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