CA2357863C - Procede de pretraitement d'un gaz naturel contenant des gaz acides - Google Patents
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Abstract
Un procédé de prétraitement d'un gaz naturel très acide contenant une quantité substantielle de sulfure d'hydrogène (H2S), auquel peut être associé du dioxyde de carbone (CO2), comprend au moins une étape dans laquelle le gaz naturel initial est mis en contact dans une colonne de distillation avec un condensat liquide lui-même issu du refroidissement de la fraction gazeuse obtenue lors de ladite phase de mise en contact. Cette solution permet de récupérer finalement à moindre coût un gaz enrichi en méthane, appauvri en sulfure d'hydrogène et débarrassé de sensiblement toute l'eau qu'il contient et une phase liquide contenant la majorité du sulfure d'hydrogène, sensiblement toute l'eau et appauvri en hydrocarbure. Le contrôle des conditions thermodynamiques lors des étapes caractérisant le procédé en fonction de la teneur en eau du gaz en cours de traitement permet l'épuisement progressif de l'eau contenue dans ledit gaz en évitant la formation d'hydrates.
Description
PROCÉDÉ DE PRÉTRAITEMENT D'UN GAZ NATUREL CONTENANT DES
GAZ ACIDES
L'invention conceme un procédé de prétraitement d'un gaz naturel très acide, contenant une quantité substantielle de sulfure d'hydrogène (H2S) auquel peut être associé du dioxyde de carbone (C02).
s Lorsqu'un producteur de gaz est confronté au traitement d'un gaz naturel très acide contenant, par exemple, plus de 20 % en moles de sulfure d'hydrogène, plus spécialement en sachant que la capacité de production de gaz est supérieure à 2 millions m3 par jour et que la production de soufre n'est pas justifiée économiquement, ce producteur de gaz est face à un dilemme : la majeure partie io du sulfure d'hydrogène doit gtre éliminée tout en respectant toutes les normes de sécurité et de l'environnement. De plus, les contraintes économiques imposent que la consommation d'énergie relative à la séparation et l'élimination du sulfure d'hydrogène soit la plus faible possible.
iS Parfois, l'élimination du sulfure d'hydrogène et du dioxyde de carbone provenant du gaz naturel peut être résolue par la réinjection du mélange récupéré
dans un réservoir en voie d'épuisement, ce qui permet d'éviter l'installation en aval d'unités de récupération du soufre qui sont chères et dont la consommation en énergie est élevée.
Pour pouvoir vendre un gaz contenant moins de 3 ppm en volume de sulfure d'hydrogène, on doit mettre en oeuvre des techniques de séparation qui doivent être sélectives vis-à-vis de ce poison, puisque l'enlèvement simultané
du dioxyde de carbone et de i'H2S ne nécessite pas les mëmes contraintes de .25 pureté. En effet, 2 à 4% en volume de C02 sont toiérés dans le gaz destiné
à la vente. Cet objectif peut être atteint par un procédé mettant en o3uvre deux étapes, une étape de réduction partielle de la teneur en acides par un procédé de séparation par membranes, suivie d'une étape de lavage du gaz ainsi en partie purifié, par un solvant ou une amine sélective. Il est en effet connu, que des 3o membranes sélectives laissent diffuser H2S et C02 plus facilement que les hydrocarbures (méthane notamment) contenus dans le gaz naturel. Ce procédé, a
GAZ ACIDES
L'invention conceme un procédé de prétraitement d'un gaz naturel très acide, contenant une quantité substantielle de sulfure d'hydrogène (H2S) auquel peut être associé du dioxyde de carbone (C02).
s Lorsqu'un producteur de gaz est confronté au traitement d'un gaz naturel très acide contenant, par exemple, plus de 20 % en moles de sulfure d'hydrogène, plus spécialement en sachant que la capacité de production de gaz est supérieure à 2 millions m3 par jour et que la production de soufre n'est pas justifiée économiquement, ce producteur de gaz est face à un dilemme : la majeure partie io du sulfure d'hydrogène doit gtre éliminée tout en respectant toutes les normes de sécurité et de l'environnement. De plus, les contraintes économiques imposent que la consommation d'énergie relative à la séparation et l'élimination du sulfure d'hydrogène soit la plus faible possible.
iS Parfois, l'élimination du sulfure d'hydrogène et du dioxyde de carbone provenant du gaz naturel peut être résolue par la réinjection du mélange récupéré
dans un réservoir en voie d'épuisement, ce qui permet d'éviter l'installation en aval d'unités de récupération du soufre qui sont chères et dont la consommation en énergie est élevée.
Pour pouvoir vendre un gaz contenant moins de 3 ppm en volume de sulfure d'hydrogène, on doit mettre en oeuvre des techniques de séparation qui doivent être sélectives vis-à-vis de ce poison, puisque l'enlèvement simultané
du dioxyde de carbone et de i'H2S ne nécessite pas les mëmes contraintes de .25 pureté. En effet, 2 à 4% en volume de C02 sont toiérés dans le gaz destiné
à la vente. Cet objectif peut être atteint par un procédé mettant en o3uvre deux étapes, une étape de réduction partielle de la teneur en acides par un procédé de séparation par membranes, suivie d'une étape de lavage du gaz ainsi en partie purifié, par un solvant ou une amine sélective. Il est en effet connu, que des 3o membranes sélectives laissent diffuser H2S et C02 plus facilement que les hydrocarbures (méthane notamment) contenus dans le gaz naturel. Ce procédé, a
2 priori simple, présente cependant de sérieux inconvénients, notamment quand le gaz acide riche en H2S doit être réinjecté dans le réservoir, à haute pression. Par hydrocarbures, on entend dans le présent document un mélange contenant essentiellement du méthane et de faibles pourcentages d'éthane, de propane et de butane.
Le principal inconvénient d'un prétraitement par perméation sur membrane réside dans le fait que le perméat riche en H2S et en C02 doit être récupéré
en aval de la membrane sous une très faible pression pour que le procédé devienne io efficace. Il s'en suit que, si le gaz n'est ni brûlé à la torche, ni envoyé
dans une unité de récupération du soufre, il devient impératif de le recomprimer à la pression du réservoir, ce qui entraîne un coût de compression élevé et une consommation d'énergie importante.
Un second inconvénient du procédé de perméation sur membrane provient du fait que cette membrane n'est pas parfaitement sélective aux gaz acides puisqu'elle permet une diffusion considérable du méthane dans le perméat. La perte en méthane commercialisable peut représenter 10 à 15 % de la charge introduite.
Un des objets de l'invention est de prétraiter un gaz naturel très riche en H2S et en C02 afin de le rendre exploitable et commercialisable, sans nuire à
l'environnement.
La présente invention permet en outre de déshydrater ledit gaz et d'éliminer la majorité de ses constituants acides, sous forme liquide, dans un réservoir en voie d'épuisement.
Les travaux effectués par le demandeur ont permis de proposer dans le 3o brevet FR-B-2715692 un procédé permettant d'éliminer une quantité
substantielle des gaz acides présents dans le gaz naturel initial, c'est-à-dire en sortie du puits,
Le principal inconvénient d'un prétraitement par perméation sur membrane réside dans le fait que le perméat riche en H2S et en C02 doit être récupéré
en aval de la membrane sous une très faible pression pour que le procédé devienne io efficace. Il s'en suit que, si le gaz n'est ni brûlé à la torche, ni envoyé
dans une unité de récupération du soufre, il devient impératif de le recomprimer à la pression du réservoir, ce qui entraîne un coût de compression élevé et une consommation d'énergie importante.
Un second inconvénient du procédé de perméation sur membrane provient du fait que cette membrane n'est pas parfaitement sélective aux gaz acides puisqu'elle permet une diffusion considérable du méthane dans le perméat. La perte en méthane commercialisable peut représenter 10 à 15 % de la charge introduite.
Un des objets de l'invention est de prétraiter un gaz naturel très riche en H2S et en C02 afin de le rendre exploitable et commercialisable, sans nuire à
l'environnement.
La présente invention permet en outre de déshydrater ledit gaz et d'éliminer la majorité de ses constituants acides, sous forme liquide, dans un réservoir en voie d'épuisement.
Les travaux effectués par le demandeur ont permis de proposer dans le 3o brevet FR-B-2715692 un procédé permettant d'éliminer une quantité
substantielle des gaz acides présents dans le gaz naturel initial, c'est-à-dire en sortie du puits,
3 procédé dont la simplicité permettait une réalisation aisée et un investissement minime.
Selon ledit procédé, le gaz naturel initial est mis en contact dans une enceinte de type cyclone avec un condensat liquide lui-même issu du refroidissement de la fraction gazeuse obtenue lors de ladite phase de mise en contact. Cette solution permet de récupérer finalement à moindre coût un gaz enrichi en méthane et appauvri en sulfure d'hydrogène et une phase liquide en fond de l'enceinte cyclonique contenant la majorité du sulfure d'hydrogène, de lo l'eau et appauvri en hydrocarbure, ladite phase liquide étant ensuite réinjectée dans un puits en voie d'épuisement. Le procédé décrit dans le brevet FR-B-2715692 présente cependant quelques inconvénients :
1 ) La présence d'eau dans les solutions liquides riches en sulfure d'hydrogène refroidies à basse température (jusqu'à -30 C) est susceptible d'entraîner dans tout le circuit la formation d'hydrates pouvant à terme obstruer les conduites, voire endommager les éléments constitutifs du dispositif utilisé.
C'est pourquoi le procédé selon l'art antérieur préconisait l'utilisation d'un anti-hydrates, de préférence le méthanol, pour prévenir la formation d'hydrates lors de la phase de refroidissement de l'effluent gazeux issu de l'enceinte cyclonique.
Des calculs réalisés montrent dans les conditions décrites dans le brevet FR-B-2715692 la nécessité d'utiliser une importante quantité de méthanol pour prévenir la formation d'hydrates. Ainsi, sur une charge fictive de 100 kmol/h (kilomoles par heure) contenant 30 % molaire en H2S et 10 % molaire en C021 est présente une quantité de 0,35 % molaire d'eau à 50 C et à une pression de 8 MPa (Méga pascals) dans le flux de gaz de charge initial, de 1,12 % molaire d'eau dans le liquide présent en fond de l'enceinte cyclonique et de 700 ppm (parties par million) molaire dans le condensat liquide (-30 C et 8 MPa). Or, pour inhiber la formation d'hydrate à -30 C, il faut dans ces conditions un ratio molaire MeOH/H2O de 15. Ceci oblige à avoir 1 % molaire de méthanol en phase liquide soit une quantité de 3200 kg/h (kilogrammes par heure) pour un débit de gaz de 25 000 kmol/h. Enfin, ce méthanol est difficilement récupérable car il part avec le
Selon ledit procédé, le gaz naturel initial est mis en contact dans une enceinte de type cyclone avec un condensat liquide lui-même issu du refroidissement de la fraction gazeuse obtenue lors de ladite phase de mise en contact. Cette solution permet de récupérer finalement à moindre coût un gaz enrichi en méthane et appauvri en sulfure d'hydrogène et une phase liquide en fond de l'enceinte cyclonique contenant la majorité du sulfure d'hydrogène, de lo l'eau et appauvri en hydrocarbure, ladite phase liquide étant ensuite réinjectée dans un puits en voie d'épuisement. Le procédé décrit dans le brevet FR-B-2715692 présente cependant quelques inconvénients :
1 ) La présence d'eau dans les solutions liquides riches en sulfure d'hydrogène refroidies à basse température (jusqu'à -30 C) est susceptible d'entraîner dans tout le circuit la formation d'hydrates pouvant à terme obstruer les conduites, voire endommager les éléments constitutifs du dispositif utilisé.
C'est pourquoi le procédé selon l'art antérieur préconisait l'utilisation d'un anti-hydrates, de préférence le méthanol, pour prévenir la formation d'hydrates lors de la phase de refroidissement de l'effluent gazeux issu de l'enceinte cyclonique.
Des calculs réalisés montrent dans les conditions décrites dans le brevet FR-B-2715692 la nécessité d'utiliser une importante quantité de méthanol pour prévenir la formation d'hydrates. Ainsi, sur une charge fictive de 100 kmol/h (kilomoles par heure) contenant 30 % molaire en H2S et 10 % molaire en C021 est présente une quantité de 0,35 % molaire d'eau à 50 C et à une pression de 8 MPa (Méga pascals) dans le flux de gaz de charge initial, de 1,12 % molaire d'eau dans le liquide présent en fond de l'enceinte cyclonique et de 700 ppm (parties par million) molaire dans le condensat liquide (-30 C et 8 MPa). Or, pour inhiber la formation d'hydrate à -30 C, il faut dans ces conditions un ratio molaire MeOH/H2O de 15. Ceci oblige à avoir 1 % molaire de méthanol en phase liquide soit une quantité de 3200 kg/h (kilogrammes par heure) pour un débit de gaz de 25 000 kmol/h. Enfin, ce méthanol est difficilement récupérable car il part avec le
4 flux d'H2S liquide et ne peut en être séparé de manière satisfaisante. En effet, il est thermodynamiquement difficile de séparer le mélange eau-methanol du condensat riche en H2S au niveau du ballon froid car dans les conditions du ballon il n'existe qu'une seule phase liquide où tous les produits sont solubles. De même au niveau de la mise en contact, la tension de vapeur des produits fait qu'une partie importante du méthanol est entraînée avec les produits en fond de colonne et ne peut être évacuée en tête avec le méthane.
2 ) Les calculs effectués montrent dans les conditions décrites dans le brevet FR-B-2715692 qu'une quantité non négligeable d'hydrocarbures est io entraînée avec la phase liquide récupérée en fond de l'enceinte cyclonique.
A titre d'exemple, les pertes en hydrocarbures seraient dans le cas étudié
précédemment d'environ 8 % molaire.
Un des objets de l'invention est de remédier aux inconvénients mentionnés ci-dessus.
Il a été découvert en effet par le demandeur et c'est un objet de la présente invention qu'il est possible dans des conditions thermodynamiques appropriées, de concentrer le gaz naturel initial en méthane tout en enlevant la majorité
des gaz 2o acides et sensiblement toute l'eau qu'il contient. Par sensiblement toute l'eau, il est entendu que la quantité d'eau présente dans le gaz final est inférieure à
ppm molaire, de préférence inférieure à 10 ppm molaire, et de manière encore plus préférée inférieure à 5 ppm molaire.
L'invention porte aussi sur un procédé permettant de prévenir la formation d'hydrates dans toutes les étapes du dispositif permettant ladite concentration en méthane.
Selon la présente invention, après traitement selon le présent procédé du gaz naturel sortant du puits de production, on récupère un gaz final contenant la majorité des hydrocarbures contenus dans ledit gaz. Par la majorité des hydrocarbures il est entendu au moins 90% d'hydrocarbures, de préférence au moins 95% d'hydrocarbures et de manière très préférée au moins 97%
d'hydrocarbures.
2 ) Les calculs effectués montrent dans les conditions décrites dans le brevet FR-B-2715692 qu'une quantité non négligeable d'hydrocarbures est io entraînée avec la phase liquide récupérée en fond de l'enceinte cyclonique.
A titre d'exemple, les pertes en hydrocarbures seraient dans le cas étudié
précédemment d'environ 8 % molaire.
Un des objets de l'invention est de remédier aux inconvénients mentionnés ci-dessus.
Il a été découvert en effet par le demandeur et c'est un objet de la présente invention qu'il est possible dans des conditions thermodynamiques appropriées, de concentrer le gaz naturel initial en méthane tout en enlevant la majorité
des gaz 2o acides et sensiblement toute l'eau qu'il contient. Par sensiblement toute l'eau, il est entendu que la quantité d'eau présente dans le gaz final est inférieure à
ppm molaire, de préférence inférieure à 10 ppm molaire, et de manière encore plus préférée inférieure à 5 ppm molaire.
L'invention porte aussi sur un procédé permettant de prévenir la formation d'hydrates dans toutes les étapes du dispositif permettant ladite concentration en méthane.
Selon la présente invention, après traitement selon le présent procédé du gaz naturel sortant du puits de production, on récupère un gaz final contenant la majorité des hydrocarbures contenus dans ledit gaz. Par la majorité des hydrocarbures il est entendu au moins 90% d'hydrocarbures, de préférence au moins 95% d'hydrocarbures et de manière très préférée au moins 97%
d'hydrocarbures.
5 Enfin, la présente invention permet avantageusement d'éviter l'utilisation d'un anti-hydrates, tel que le méthanol dont le transport, l'utilisation et/ou la récupération peuvent être coûteux et/ou complexe.
De manière générale, l'invention concerne un procédé de prétraitement io d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel :
a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à
l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse.
A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un échangeur de chaleur et/ou au moyen d'une turbine de détente.
Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape :
d) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape c) au moyen d'une turbine de détente pour produire une phase gazeuse et une phase liquide qui est recyclée à l'étape b).
Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape :
De manière générale, l'invention concerne un procédé de prétraitement io d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel :
a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à
l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse.
A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un échangeur de chaleur et/ou au moyen d'une turbine de détente.
Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape :
d) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape c) au moyen d'une turbine de détente pour produire une phase gazeuse et une phase liquide qui est recyclée à l'étape b).
Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape :
6 e) on comprime au moins une des phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à
l'étape d) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un col de Venturi, ladite phase liquide étant soutirée au niveau du col de Venturi et ladite phase gazeuse étant récupérée à
la sortie du tube divergent du col du Venturi. La phase liquide soutirée au niveau du col de Venturi peut être refroidie pour produire le liquide recyclé à l'étape b) et une phase gazeuse.
Les phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à l'étape d) peuvent être utilisées pour refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) et/ou pour refroidir le gaz naturel à l'étape a).
Le procédé selon l'invention peu- comporter l'étape :
f) on vaporise au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) et on introduit ladite au moins une partie de la phase liquide vaporisée dans la colonne de distillation pour créer un flux ascendant de vapeur au sein de ladite colonne.
Selon la présente invention, on peut utiliser une partie de la chaleur de la phase liquide obtenue à l'étape b) pour réchauffer la phase gazeuse obtenue à
l'étape a).
A l'étape a) du procédé selon l'invention, on peut séparer la phase liquide et la phase gazeuse dans un ballon et on peut introduire dans ledit ballon au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b).
Les conditions opératoires du procédé selon l'invention telle que revendiquée sont les suivantes:
= colonne de distillation de l'étape b)
l'étape d) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un col de Venturi, ladite phase liquide étant soutirée au niveau du col de Venturi et ladite phase gazeuse étant récupérée à
la sortie du tube divergent du col du Venturi. La phase liquide soutirée au niveau du col de Venturi peut être refroidie pour produire le liquide recyclé à l'étape b) et une phase gazeuse.
Les phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à l'étape d) peuvent être utilisées pour refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) et/ou pour refroidir le gaz naturel à l'étape a).
Le procédé selon l'invention peu- comporter l'étape :
f) on vaporise au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) et on introduit ladite au moins une partie de la phase liquide vaporisée dans la colonne de distillation pour créer un flux ascendant de vapeur au sein de ladite colonne.
Selon la présente invention, on peut utiliser une partie de la chaleur de la phase liquide obtenue à l'étape b) pour réchauffer la phase gazeuse obtenue à
l'étape a).
A l'étape a) du procédé selon l'invention, on peut séparer la phase liquide et la phase gazeuse dans un ballon et on peut introduire dans ledit ballon au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b).
Les conditions opératoires du procédé selon l'invention telle que revendiquée sont les suivantes:
= colonne de distillation de l'étape b)
7 T C =-20 C à 100 C, de préférence -15 C à 70 C
P> 1 MPa absolu, de préférence 4 à 10 MPa absolu = Pression et température de refroidissement à l'étape c) T C =-100 C à+30 C, de préférence -40 C à 0 C
P> 1 MPa, de préférence 4 à 10 MPa = température de refroidissement dudit gaz naturel à l'étape a) 0 à 50 C, de préférence 20 à 40 C.
Selon la présente invention, la pression partielle en hydrogène sulfuré dans io le gaz naturel peut être d'au moins 0,5 MPa et de préférence d'au moins 1,5 MPa.
La colonne de distillation peut comporter au moins 3 étages théoriques, de préférence de 4 à 6. A l'étape a) le gaz naturel peut être à une pression comprise entre 6,5 MPa et 12 MPa et à une température supérieure à 15 C.
Les phases liquides obtenues aux étapes a) et b) peuvent être introduites dans un puits.
Ainsi, l'une des caractéristiques principales du procédé selon la présente invention réside dans le contrôle des conditions thermodynamiques (par exemple pression et température) en fonction de la nature du gaz traité (et notamment de sa teneur en eau), ledit contrôle permettant l'épuisement progressif de l'eau contenue dans ledit gaz en évitant la formation d'hydrates. En général, selon le présent procédé, on utilisera une colonne de distillation permettant l'épuisement progressif de la teneur en eau du bas vers le haut de la colonne, de façon à
récupérer en tête de ladite colonne un gaz sensiblement débarrassé de son eau, c'est-à-dire comprenant une quantité d'eau qui est inférieure à la limite de formation des hydrates à la température la plus basse atteinte durant l'étape suivante c) de condensation par refroidissement et par détente. En particulier, selon l'invention, le gaz saturé en eau issu de l'étape a) sera introduit à un niveau 3o de la colonne suffisamment bas, c'est-à-dire à une température suffisamment haute, pour prévenir la formation d'hydrates. Ladite colonne doit donc contenir un ô
assez grand nombre d'étages théoriques pour permettre d'épuiser l'eau et obtenir un gradient de température entre la tête froide et le fond de la colonne. De plus, l'addition supplémentaire d'un rebouilleur permet avantageusement de maintenir une température assez forte dans la colonne et par suite d'éviter la formation des hydrates, mais aussi de minimiser et/ou de contrôler les pertes en hydrocarbures.
L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description et du bilan de matière donnés ci-après à titre d'exemples de réalisation nullement limitatifs en se référant aux dessins annexés dans lesquels :
io - la figure 1 montre un schéma de principe du procédé selon l'invention, - la figure 2 représente une variante de la configuration du cycle de refroidissement en tête de la colonne de distillation, - la figure 3 schématise une amélioration du procédé à l'entrée de la colonne de distillation, - la figure 4 représente une variante du procédé, - la figure 5 représente une variante du procédé selon l'invention utilisant une turbine de détente, - la figure 6 représente une variante du procédé selon l'invention utilisant un séparateur de type col de Venturi, - la figure 7 représente un séparateur de type col de Venturi.
Dans un exemple de réalisation du procédé selon l'invention (figure 1), un gaz naturel très acide provenant d'un puits de production par une ligne ou conduite (1) à une pression de 8 MPa et une température de 50 C, saturé en eau (3600 ppm molaire) et contenant 32 % molaire d'H2S, 11 % molaire de CO2 et 57 % molaire de méthane (moins de 1 % molaire de C2+) est introduit dans un échangeur (102) où il est refroidi à 30 C. Le fluide en sortie de l'échangeur (102) est introduit par une ligne (2) dans un séparateur (13), et on soutire par une ligne (4) une phase liquide contenant essentiellement de l'eau et très peu de composés 3o acides dissous. On soutire également par une ligne (3) le gaz naturel saturé en eau à 1550 ppm molaire contenant les gaz acides. Le refroidissement dans l'échangeur (102) permet ainsi d'obtenir un gaz présentant une teneur en eau beaucoup plus faible.
Le gaz passant par la ligne (3) est introduit sur un plateau de fond de la colonne (14). La colonne fonctionne à une pression de 7,97 MPa, le fond de la colonne (14) est muni d'un rebouilleur (101) et est à une température de 70 C
environ. Le sommet de la colonne reçoit un flux liquide de condensat par une ligne (6) et est à une température de 5 C environ. Cette colonne contient soit des plateaux classiques de distillation, soit un garnissage de type structuré ou non. La io colonne permet d'épuiser l'eau du gaz et d'obtenir une température assez élevée pour se prémunir de la formation d'hydrates (on a par exemple plus de 20 C au plateau d'alimentation). On obtient donc en fond de colonne un liquide formé à
plus de 75 % par de l'HZS, le reste étant de l'eau et le peu de méthane entraîné.
En tête de colonne, on obtient dans la ligne (7) un gaz formé essentiellement d'H2S, de C02 et de méthane et ne contenant presque plus d'eau (0,3 ppm molaire).
Le liquide contenant l'H2S du gaz épuré est évacué par la ligne (5) grâce à
une pompe (15) à une pression de 38 MPa pour être réinjecté dans un puits susceptible de l'accepter.
La phase gazeuse traverse différents systèmes de refroidissement. Tout d'abord un échangeur gaz-gaz (16), avec coté froid le gaz partiellement épuré
en composés acides qui est produit par le ballon séparateur (17) et qui se trouve à
une température de -30 C. On obtient au niveau de la ligne (8) un fluide à -5 C
environ, ce dernier est introduit dans un échangeur (18), par exemple un réfrigérant au propane, il en ressort par la ligne (9) à la température de -10 C.
Enfin, le fluide passe par un dernier étage de réfrigération (19) d'où il sort par la ligne (10) à la température de -30 C.
Le fluide circulant dans la ligne (10) est introduit dans le ballon séparateur (17). Le ballon se trouve à une température de -30 C et à la pression de 7,88 MPa. On obtient un gaz partiellement épuré en composés acides (11) et un condensat riche en H2S et CO2 (6). Le condensat circulant dans la ligne (6) contient encore du méthane qui sera redirigé grâce à la pompe (20) et en grande partie récupérée dans la colonne (14).
5 Finalement, on constate une perte en méthane de 250 kmol/h soit moins de 2% molaire de la quantité présente dans la charge. Le gaz de charge a été
épuré
de 5560 kmol/h d'H2S, soit 71 % molaire de la quantité présente dans la charge.
Mais, le principal avantage du procédé est de toujours obtenir des fractions molaires d'eau et des températures associées qui sont telles que la formation des io hydrates est impossible. Ceci est en particulier dû à l'usage du ballon (13) permettant de réduire la quantité d'eau présente dans le gaz et à l'usage de la colonne (14).
Le tableau 1 présente, dans l'exemple de réalisation précédemment décrit, le bilan matière obtenu lors des différentes étapes du procédé :
Ligne 1 3 4 5 6 8 11 Température ( C) 50,0 30,0 30,0 70,4 -30,0 -4,7 -30,0 Pression (MPa) 8,00 7,97 7,97 7,97 7,88 7,94 7,88 Masse molaire 24,8 24,9 18,4 33,8 29,4 25,1 21,8 Débits molaires (kmol/h) H20 89,6 38,6 51,0 89,6 0,0* 0,0* 0,0*
N2 9,7 9,7 0,0* 0,0* 1,6 11,3 9,6 C02 2642,1 2642,0 0,2 401,7 2812,4 5052,9 2240,5 H2S 7822,3 7821,3 1,0 5559,5 5886,2 8149,1 2262,8 Méthane 14095,1 14095,0 0,1 249,5 5163,0 19008,6 13845,6 Ethane 114,6 114,6 0,0* 16,9 107,2 204,9 97,7 Propane 44,3 44,3 0,0* 24,7 46,8 66,4 19,6 Butane 5,9 5,9 0,0* 5,7 1,1 1,3 0,2 Pentane 2,7 2,7 0,0* 2,7 0,0* 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 24826,2 24774,0 52,3 6350,2 14018,4 32494,4 18476,0 * inférieur à 0,05.
Tableau 1 Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 2. La modification par rapport à la figure 1 porte sur la configuration du cycle froid en tête de la colonne (14). Comme précédemment, on retrouve les échangeurs (18) et (19), mais le flux circulant dans la ligne (9) à la température de -10 C est envoyé sur le ballon séparateur (25). Ce ballon reçoit aussi grâce à une pompe (23) le liquide provenant par la ligne (22) du ballon (17) se trouvant à la température de -30 C.
Le ballon (25) produit un gaz véhiculé par la ligne (21) qui est envoyé sur un io échangeur type évaporateur de propane (19) pour être refroidi à-30 C au niveau de la ligne (10). Le liquide du ballon (25) à-12 C (ligne (6)) est repris par une pompe (24) et sert de reflux pour la colonne (14). Enfin la phase vapeur du ballon (17) circulant par la ligne (11) est un gaz partiellement épuré en composés acides.
is Cet arrangement permet d'obtenir un liquide de reflux à-12 C au lieu de -30 C d'où une tête de colonne moins froide. Il permet aussi d'optimiser la répartition de l'énergie frigorifique à apporter au niveau des échangeurs (18) et (19). En effet, il apparaît plus économique de fournir de l'énergie à un niveau de température de -10 C qu'à un niveau de -30 C.
Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 est présentée sur la figure 3. Cette modification concerne l'ajout d'un échangeur de chaleur (30) de type charge-effluent à l'entrée de la colonne (14). Cet échangeur (30) reçoit la phase vapeur du ballon (13) par la ligne (3), ladite phase vapeur étant ainsi préchauffée par échange de chaleur indirect avec la fraction liquide issue de la colonne (14) par la ligne (31). On obtient ainsi un flux (ligne (32)) à
l'entrée de la colonne pouvant atteindre des températures de l'ordre de 45 C.
Le flux (ligne (31)) prélevé sur le liquide en fond de colonne (14) représente une partie ou la totalité du liquide produit par la colonne suivant l'apport de chaleur que l'on désire dans l'échangeur (30). Puis, le liquide en sortie de l'échangeur (30) est réintroduit par la ligne (33) avec les produits liquides (lignes (4) et (5)) pour être réinjecté dans un puits.
Cette configuration permet si nécessaire d'obtenir une température un peu plus élevée dans la colonne (14).
Une autre configuration possible est présentée sur la figure 4. Elle permet la recirculation d'une partie du liquide de fond de colonne (14) par la ligne (40) vers le ballon (13). Le taux de recirculation est fonction de la teneur en H2S
du gaz brut.
Ce système permet d'obtenir une fraction molaire d'eau dans la phase liquide plus faible dans la colonne (14) et de se protéger des problèmes d'hydrates dans les cas les plus difficiles.
De même toutes les combinaisons de ces différents arrangements sont possibles de façon à obtenir un schéma optimisé pour une charge définie.
Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 5. La modification par 2o rapport à la figure 1 porte sur le moyen de refroidissement servant à
réfrigérer le fluide circulant dans le conduit (8).
Sur la figure 5, le flux évacué de l'échangeur (16) par le conduit (8) à la température de -5 C est envoyé sur un ballon séparateur (35). Ce ballon (35) permet de séparer un effluent liquide riche en composés acides, évacué par le conduit (45) et un gaz, évacué par le conduit (36). Le conduit (36) amène le gaz à
une turbine de détente (37) dans laquelle il subit une détente isentropique.
Le flux issu de la turbine de détente (37) est à basse température (environ -30 C) et est envoyé par le conduit (38) dans le ballon séparateur (39). On évacue du ballon (39) un gaz partiellement épuré en composés acides par le conduit (40) et un condensat riche en H2S et C02 par le conduit (46). La séparation du gaz partiellement épuré en composés acides et du condensat riche en H2S et C02 est favorisé par la faible valeur de pression dans le ballon (39) obtenue suite à
la détente du gaz dans la turbine (37). Le condensat circulant dans la ligne (46) est remonté en pression grâce à la pompe (47) et est mélangé au courant liquide issu du ballon (35) par le conduit (45). Ce mélange est recyclé dans la colonne de distillation (14) grâce à la pompe (20).
Le gaz issu du ballon (39) par le conduit (40) peut être utilisé comme fluide réfrigérant dans l'échangeur (16) puis dans l'échangeur (102). Ce gaz en sortie d'échangeur (102) est dirigé par le conduit (42) au compresseur (43) pour être 1o recomprimé avant d'être exporté par le conduit (44). Le compresseur (43) peut être attelé à la turbine (37) pour utiliser le travail de la détente isentropique comme source d'énergie. Un second compresseur alimenté en énergie par une source externe au procédé de l'invention peut également comprimer le gaz issu du ballon (39) afin de compenser la perte d'énergie lors de la détente et la compression effectuées par la turbine (37) attelée au compresseur (43).
Le tableau 2 présente, dans l'exemple de réalisation décrit en relation avec la figure 5, le bilan matière obtenu :
Conduit 1 8 36 40 44 Température C 50,0 -5,0 -5,0 -30,0 49,0 Pression M a 10,0 9,95 9,95 5,1 7,7 Débit molaire (kmol/h) H20 75,3 0,4 0,2 0,0* 0,0*
N2 8,1 8,9 8,7 8,7 8,8 C02 2219,4 3320,0 3030,0 2155,8 2149,5 H2S 6570,7 6176,1 5301,5 1987,3 1961,1 Méthane 11839,8 14251,1 13642,7 13379,2 13390,5 Ethane 96,2 137,0 125,6 99,3 99,3 Propane 37,2 44,0 38,3 18,7 18,6 Butane 5,0 2,2 1,8 0,4 0,4 Pentane 2,3 0,3 0,2 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 20854,0 23940,0 22148,9 17649,4 17628,1 * inférieur à 0,05 Tableau 2 Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 6. La modification par rapport à la figure 1 porte sur le moyen de refroidissement servant à
réfrigérer le fluide circulant dans le conduit (8).
Sur la figure 6, le flux évacué de l'échangeur (16) par le conduit (8) à la température de -5 C est envoyé à travers un séparateur de type col de Venturi (50).
La figure 7 représente en détail le séparateur de type col de Venturi (50). II
comporte un conduit d'admission (60) du gaz à traiter. Ce conduit (60) se prolonge par un tube convergent (61), puis par un tube (62) de faible diamètre par rapport au conduit (60). Ce tube (62) constitue le col de Venturi. Ainsi le gaz introduit dans le conduit (60) subit une augmentation de vitesse pouvant atteindre une vitesse supersonique dans le col de Venturi (62). Cette augmentation de vitesse permet une détente isentropique, c'est-à-dire une réduction de la pression et de la température, du gaz dans le col de Venturi (62). Si le gaz traité contient des composés acides, ces derniers se condensent sous forme de fines gouttelettes.
Disposées dans le col de Venturi (62), des ailes en delta (63) donnent un mouvement de tourbillon au gaz de manière à plaquer les gouttelettes de condensat sur la paroi interne du col de Venturi (62) sous la forme d'une fine pellicule de liquide. Une fente circonférentielle (64), disposée en aval des ailes en delta (63) dans le col de Venturi (62), permet de récupérer la fine pellicule de liquide dans l'enceinte (65) et de l'évacuer par le conduit (66). En aval de la fente (64), le gaz séparé des gouttelettes condensées subit une diminution de vitesse à
travers le tube divergent (67). Cette diminution de vitesse est accompagnée d'une augmentation de la pression et de la température du gaz en sortie du tube divergent (67). Ce type de séparateur peut par exemple être du type Séparateur Supersonique TWISTER commercialisé par la société TWISTER BV.
En référence à la figure 6, le gaz introduit dans le séparateur (50) est détendu de manière isentropique au niveau du col de Venturi et refroidi (3 MPa et -46 C). Ainsi, au niveau du col du Venturi, un effluent riche en H2S est condensé.
Cet effluent est collecté au niveau du col de Venturi, puis évacué par le conduit 5 (51). En sortie du col de Venturi, le gaz est canalisé dans un tube divergeant ce qui lui permet de remonter en pression (7,5 MPa) et température (19 C). Le gaz sort du séparateur (50) par le conduit (52). Le séparateur de type col de Venturi est un moyen de refroidissement du gaz ne demandant pas d'apport d'énergie.
10 Grâce au fait que le flux circulant dans le conduit (7) ne contient qu'une faible teneur en eau (environ 16 ppm molaires), on ne forme pas d'hydrates au niveau du séparateur (50) ni au niveau de l'effluent liquide récupéré par le conduit (51). Ainsi le procédé selon l'invention ne nécessite pas d'utiliser un anti-hydrate de façon continue. L'effluent circulant dans le conduit (51) est refroidi à-30 C à
15 travers l'échangeur de chaleur (53) pouvant utiliser un fluide réfrigérant au propane. L'effluent refroidi est dirigé vers le ballon (55) par le conduit (54). Le ballon (55) produit un effluent liquide riche en H2S évacué par le conduit (56) et un gaz évacué par le conduit (57). Ce gaz circulant dans le conduit (57) est remélangé au gaz circulant dans le conduit (52) pour produire un mélange de gaz circulant dans le conduit (58). Ce mélange de gaz est utilisé comme fluide réfrigérant dans l'échangeur (16) puis dans l'échangeur (102) avant d'être exporté.
L'effluent liquide circulant dans le conduit (56) est redirigé grâce à la pompe (20) vers la colonne de distillation (14).
Le tableau 3 présente, dans l'exemple de réalisation décrit en relation avec la figure 3, le bilan matière obtenu Conduit 1 8 52 57 58 Température C 50,0 -5,0 19,0 -30,0 15,4 Pression M a 10,0 9,95 7,5 7,5 7,5 Débit Molaire (kmol/h) H20 75,3 0,4 0,0* 0,0* 0,0*
N2 8,1 8,9 7,1 0,7 7,8 C02 2219,4 3320,0 1584,5 83,9 1668,4 H2S 6570,7 6176,1 1085,6 96,5 1182,1 Méthane 11839,8 14251,1 10953,5 619,4 11572,9 Ethane 96,2 137,0 79,9 3,4 83,3 Propane 37,2 44,0 12,4 0,8 13,2 Butane 5,0 2,2 0,2 0,0* 0,2 Pentane 2,3 0,3 0,0* 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 20854,0 23940,0 13723,2 804,7 14527,9 * inférieur à 0,05 Tableau 3
P> 1 MPa absolu, de préférence 4 à 10 MPa absolu = Pression et température de refroidissement à l'étape c) T C =-100 C à+30 C, de préférence -40 C à 0 C
P> 1 MPa, de préférence 4 à 10 MPa = température de refroidissement dudit gaz naturel à l'étape a) 0 à 50 C, de préférence 20 à 40 C.
Selon la présente invention, la pression partielle en hydrogène sulfuré dans io le gaz naturel peut être d'au moins 0,5 MPa et de préférence d'au moins 1,5 MPa.
La colonne de distillation peut comporter au moins 3 étages théoriques, de préférence de 4 à 6. A l'étape a) le gaz naturel peut être à une pression comprise entre 6,5 MPa et 12 MPa et à une température supérieure à 15 C.
Les phases liquides obtenues aux étapes a) et b) peuvent être introduites dans un puits.
Ainsi, l'une des caractéristiques principales du procédé selon la présente invention réside dans le contrôle des conditions thermodynamiques (par exemple pression et température) en fonction de la nature du gaz traité (et notamment de sa teneur en eau), ledit contrôle permettant l'épuisement progressif de l'eau contenue dans ledit gaz en évitant la formation d'hydrates. En général, selon le présent procédé, on utilisera une colonne de distillation permettant l'épuisement progressif de la teneur en eau du bas vers le haut de la colonne, de façon à
récupérer en tête de ladite colonne un gaz sensiblement débarrassé de son eau, c'est-à-dire comprenant une quantité d'eau qui est inférieure à la limite de formation des hydrates à la température la plus basse atteinte durant l'étape suivante c) de condensation par refroidissement et par détente. En particulier, selon l'invention, le gaz saturé en eau issu de l'étape a) sera introduit à un niveau 3o de la colonne suffisamment bas, c'est-à-dire à une température suffisamment haute, pour prévenir la formation d'hydrates. Ladite colonne doit donc contenir un ô
assez grand nombre d'étages théoriques pour permettre d'épuiser l'eau et obtenir un gradient de température entre la tête froide et le fond de la colonne. De plus, l'addition supplémentaire d'un rebouilleur permet avantageusement de maintenir une température assez forte dans la colonne et par suite d'éviter la formation des hydrates, mais aussi de minimiser et/ou de contrôler les pertes en hydrocarbures.
L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description et du bilan de matière donnés ci-après à titre d'exemples de réalisation nullement limitatifs en se référant aux dessins annexés dans lesquels :
io - la figure 1 montre un schéma de principe du procédé selon l'invention, - la figure 2 représente une variante de la configuration du cycle de refroidissement en tête de la colonne de distillation, - la figure 3 schématise une amélioration du procédé à l'entrée de la colonne de distillation, - la figure 4 représente une variante du procédé, - la figure 5 représente une variante du procédé selon l'invention utilisant une turbine de détente, - la figure 6 représente une variante du procédé selon l'invention utilisant un séparateur de type col de Venturi, - la figure 7 représente un séparateur de type col de Venturi.
Dans un exemple de réalisation du procédé selon l'invention (figure 1), un gaz naturel très acide provenant d'un puits de production par une ligne ou conduite (1) à une pression de 8 MPa et une température de 50 C, saturé en eau (3600 ppm molaire) et contenant 32 % molaire d'H2S, 11 % molaire de CO2 et 57 % molaire de méthane (moins de 1 % molaire de C2+) est introduit dans un échangeur (102) où il est refroidi à 30 C. Le fluide en sortie de l'échangeur (102) est introduit par une ligne (2) dans un séparateur (13), et on soutire par une ligne (4) une phase liquide contenant essentiellement de l'eau et très peu de composés 3o acides dissous. On soutire également par une ligne (3) le gaz naturel saturé en eau à 1550 ppm molaire contenant les gaz acides. Le refroidissement dans l'échangeur (102) permet ainsi d'obtenir un gaz présentant une teneur en eau beaucoup plus faible.
Le gaz passant par la ligne (3) est introduit sur un plateau de fond de la colonne (14). La colonne fonctionne à une pression de 7,97 MPa, le fond de la colonne (14) est muni d'un rebouilleur (101) et est à une température de 70 C
environ. Le sommet de la colonne reçoit un flux liquide de condensat par une ligne (6) et est à une température de 5 C environ. Cette colonne contient soit des plateaux classiques de distillation, soit un garnissage de type structuré ou non. La io colonne permet d'épuiser l'eau du gaz et d'obtenir une température assez élevée pour se prémunir de la formation d'hydrates (on a par exemple plus de 20 C au plateau d'alimentation). On obtient donc en fond de colonne un liquide formé à
plus de 75 % par de l'HZS, le reste étant de l'eau et le peu de méthane entraîné.
En tête de colonne, on obtient dans la ligne (7) un gaz formé essentiellement d'H2S, de C02 et de méthane et ne contenant presque plus d'eau (0,3 ppm molaire).
Le liquide contenant l'H2S du gaz épuré est évacué par la ligne (5) grâce à
une pompe (15) à une pression de 38 MPa pour être réinjecté dans un puits susceptible de l'accepter.
La phase gazeuse traverse différents systèmes de refroidissement. Tout d'abord un échangeur gaz-gaz (16), avec coté froid le gaz partiellement épuré
en composés acides qui est produit par le ballon séparateur (17) et qui se trouve à
une température de -30 C. On obtient au niveau de la ligne (8) un fluide à -5 C
environ, ce dernier est introduit dans un échangeur (18), par exemple un réfrigérant au propane, il en ressort par la ligne (9) à la température de -10 C.
Enfin, le fluide passe par un dernier étage de réfrigération (19) d'où il sort par la ligne (10) à la température de -30 C.
Le fluide circulant dans la ligne (10) est introduit dans le ballon séparateur (17). Le ballon se trouve à une température de -30 C et à la pression de 7,88 MPa. On obtient un gaz partiellement épuré en composés acides (11) et un condensat riche en H2S et CO2 (6). Le condensat circulant dans la ligne (6) contient encore du méthane qui sera redirigé grâce à la pompe (20) et en grande partie récupérée dans la colonne (14).
5 Finalement, on constate une perte en méthane de 250 kmol/h soit moins de 2% molaire de la quantité présente dans la charge. Le gaz de charge a été
épuré
de 5560 kmol/h d'H2S, soit 71 % molaire de la quantité présente dans la charge.
Mais, le principal avantage du procédé est de toujours obtenir des fractions molaires d'eau et des températures associées qui sont telles que la formation des io hydrates est impossible. Ceci est en particulier dû à l'usage du ballon (13) permettant de réduire la quantité d'eau présente dans le gaz et à l'usage de la colonne (14).
Le tableau 1 présente, dans l'exemple de réalisation précédemment décrit, le bilan matière obtenu lors des différentes étapes du procédé :
Ligne 1 3 4 5 6 8 11 Température ( C) 50,0 30,0 30,0 70,4 -30,0 -4,7 -30,0 Pression (MPa) 8,00 7,97 7,97 7,97 7,88 7,94 7,88 Masse molaire 24,8 24,9 18,4 33,8 29,4 25,1 21,8 Débits molaires (kmol/h) H20 89,6 38,6 51,0 89,6 0,0* 0,0* 0,0*
N2 9,7 9,7 0,0* 0,0* 1,6 11,3 9,6 C02 2642,1 2642,0 0,2 401,7 2812,4 5052,9 2240,5 H2S 7822,3 7821,3 1,0 5559,5 5886,2 8149,1 2262,8 Méthane 14095,1 14095,0 0,1 249,5 5163,0 19008,6 13845,6 Ethane 114,6 114,6 0,0* 16,9 107,2 204,9 97,7 Propane 44,3 44,3 0,0* 24,7 46,8 66,4 19,6 Butane 5,9 5,9 0,0* 5,7 1,1 1,3 0,2 Pentane 2,7 2,7 0,0* 2,7 0,0* 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 24826,2 24774,0 52,3 6350,2 14018,4 32494,4 18476,0 * inférieur à 0,05.
Tableau 1 Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 2. La modification par rapport à la figure 1 porte sur la configuration du cycle froid en tête de la colonne (14). Comme précédemment, on retrouve les échangeurs (18) et (19), mais le flux circulant dans la ligne (9) à la température de -10 C est envoyé sur le ballon séparateur (25). Ce ballon reçoit aussi grâce à une pompe (23) le liquide provenant par la ligne (22) du ballon (17) se trouvant à la température de -30 C.
Le ballon (25) produit un gaz véhiculé par la ligne (21) qui est envoyé sur un io échangeur type évaporateur de propane (19) pour être refroidi à-30 C au niveau de la ligne (10). Le liquide du ballon (25) à-12 C (ligne (6)) est repris par une pompe (24) et sert de reflux pour la colonne (14). Enfin la phase vapeur du ballon (17) circulant par la ligne (11) est un gaz partiellement épuré en composés acides.
is Cet arrangement permet d'obtenir un liquide de reflux à-12 C au lieu de -30 C d'où une tête de colonne moins froide. Il permet aussi d'optimiser la répartition de l'énergie frigorifique à apporter au niveau des échangeurs (18) et (19). En effet, il apparaît plus économique de fournir de l'énergie à un niveau de température de -10 C qu'à un niveau de -30 C.
Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 est présentée sur la figure 3. Cette modification concerne l'ajout d'un échangeur de chaleur (30) de type charge-effluent à l'entrée de la colonne (14). Cet échangeur (30) reçoit la phase vapeur du ballon (13) par la ligne (3), ladite phase vapeur étant ainsi préchauffée par échange de chaleur indirect avec la fraction liquide issue de la colonne (14) par la ligne (31). On obtient ainsi un flux (ligne (32)) à
l'entrée de la colonne pouvant atteindre des températures de l'ordre de 45 C.
Le flux (ligne (31)) prélevé sur le liquide en fond de colonne (14) représente une partie ou la totalité du liquide produit par la colonne suivant l'apport de chaleur que l'on désire dans l'échangeur (30). Puis, le liquide en sortie de l'échangeur (30) est réintroduit par la ligne (33) avec les produits liquides (lignes (4) et (5)) pour être réinjecté dans un puits.
Cette configuration permet si nécessaire d'obtenir une température un peu plus élevée dans la colonne (14).
Une autre configuration possible est présentée sur la figure 4. Elle permet la recirculation d'une partie du liquide de fond de colonne (14) par la ligne (40) vers le ballon (13). Le taux de recirculation est fonction de la teneur en H2S
du gaz brut.
Ce système permet d'obtenir une fraction molaire d'eau dans la phase liquide plus faible dans la colonne (14) et de se protéger des problèmes d'hydrates dans les cas les plus difficiles.
De même toutes les combinaisons de ces différents arrangements sont possibles de façon à obtenir un schéma optimisé pour une charge définie.
Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 5. La modification par 2o rapport à la figure 1 porte sur le moyen de refroidissement servant à
réfrigérer le fluide circulant dans le conduit (8).
Sur la figure 5, le flux évacué de l'échangeur (16) par le conduit (8) à la température de -5 C est envoyé sur un ballon séparateur (35). Ce ballon (35) permet de séparer un effluent liquide riche en composés acides, évacué par le conduit (45) et un gaz, évacué par le conduit (36). Le conduit (36) amène le gaz à
une turbine de détente (37) dans laquelle il subit une détente isentropique.
Le flux issu de la turbine de détente (37) est à basse température (environ -30 C) et est envoyé par le conduit (38) dans le ballon séparateur (39). On évacue du ballon (39) un gaz partiellement épuré en composés acides par le conduit (40) et un condensat riche en H2S et C02 par le conduit (46). La séparation du gaz partiellement épuré en composés acides et du condensat riche en H2S et C02 est favorisé par la faible valeur de pression dans le ballon (39) obtenue suite à
la détente du gaz dans la turbine (37). Le condensat circulant dans la ligne (46) est remonté en pression grâce à la pompe (47) et est mélangé au courant liquide issu du ballon (35) par le conduit (45). Ce mélange est recyclé dans la colonne de distillation (14) grâce à la pompe (20).
Le gaz issu du ballon (39) par le conduit (40) peut être utilisé comme fluide réfrigérant dans l'échangeur (16) puis dans l'échangeur (102). Ce gaz en sortie d'échangeur (102) est dirigé par le conduit (42) au compresseur (43) pour être 1o recomprimé avant d'être exporté par le conduit (44). Le compresseur (43) peut être attelé à la turbine (37) pour utiliser le travail de la détente isentropique comme source d'énergie. Un second compresseur alimenté en énergie par une source externe au procédé de l'invention peut également comprimer le gaz issu du ballon (39) afin de compenser la perte d'énergie lors de la détente et la compression effectuées par la turbine (37) attelée au compresseur (43).
Le tableau 2 présente, dans l'exemple de réalisation décrit en relation avec la figure 5, le bilan matière obtenu :
Conduit 1 8 36 40 44 Température C 50,0 -5,0 -5,0 -30,0 49,0 Pression M a 10,0 9,95 9,95 5,1 7,7 Débit molaire (kmol/h) H20 75,3 0,4 0,2 0,0* 0,0*
N2 8,1 8,9 8,7 8,7 8,8 C02 2219,4 3320,0 3030,0 2155,8 2149,5 H2S 6570,7 6176,1 5301,5 1987,3 1961,1 Méthane 11839,8 14251,1 13642,7 13379,2 13390,5 Ethane 96,2 137,0 125,6 99,3 99,3 Propane 37,2 44,0 38,3 18,7 18,6 Butane 5,0 2,2 1,8 0,4 0,4 Pentane 2,3 0,3 0,2 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 20854,0 23940,0 22148,9 17649,4 17628,1 * inférieur à 0,05 Tableau 2 Une autre configuration possible du dispositif décrit à la figure 1 permettant l'application du présent procédé est présentée sur la figure 6. La modification par rapport à la figure 1 porte sur le moyen de refroidissement servant à
réfrigérer le fluide circulant dans le conduit (8).
Sur la figure 6, le flux évacué de l'échangeur (16) par le conduit (8) à la température de -5 C est envoyé à travers un séparateur de type col de Venturi (50).
La figure 7 représente en détail le séparateur de type col de Venturi (50). II
comporte un conduit d'admission (60) du gaz à traiter. Ce conduit (60) se prolonge par un tube convergent (61), puis par un tube (62) de faible diamètre par rapport au conduit (60). Ce tube (62) constitue le col de Venturi. Ainsi le gaz introduit dans le conduit (60) subit une augmentation de vitesse pouvant atteindre une vitesse supersonique dans le col de Venturi (62). Cette augmentation de vitesse permet une détente isentropique, c'est-à-dire une réduction de la pression et de la température, du gaz dans le col de Venturi (62). Si le gaz traité contient des composés acides, ces derniers se condensent sous forme de fines gouttelettes.
Disposées dans le col de Venturi (62), des ailes en delta (63) donnent un mouvement de tourbillon au gaz de manière à plaquer les gouttelettes de condensat sur la paroi interne du col de Venturi (62) sous la forme d'une fine pellicule de liquide. Une fente circonférentielle (64), disposée en aval des ailes en delta (63) dans le col de Venturi (62), permet de récupérer la fine pellicule de liquide dans l'enceinte (65) et de l'évacuer par le conduit (66). En aval de la fente (64), le gaz séparé des gouttelettes condensées subit une diminution de vitesse à
travers le tube divergent (67). Cette diminution de vitesse est accompagnée d'une augmentation de la pression et de la température du gaz en sortie du tube divergent (67). Ce type de séparateur peut par exemple être du type Séparateur Supersonique TWISTER commercialisé par la société TWISTER BV.
En référence à la figure 6, le gaz introduit dans le séparateur (50) est détendu de manière isentropique au niveau du col de Venturi et refroidi (3 MPa et -46 C). Ainsi, au niveau du col du Venturi, un effluent riche en H2S est condensé.
Cet effluent est collecté au niveau du col de Venturi, puis évacué par le conduit 5 (51). En sortie du col de Venturi, le gaz est canalisé dans un tube divergeant ce qui lui permet de remonter en pression (7,5 MPa) et température (19 C). Le gaz sort du séparateur (50) par le conduit (52). Le séparateur de type col de Venturi est un moyen de refroidissement du gaz ne demandant pas d'apport d'énergie.
10 Grâce au fait que le flux circulant dans le conduit (7) ne contient qu'une faible teneur en eau (environ 16 ppm molaires), on ne forme pas d'hydrates au niveau du séparateur (50) ni au niveau de l'effluent liquide récupéré par le conduit (51). Ainsi le procédé selon l'invention ne nécessite pas d'utiliser un anti-hydrate de façon continue. L'effluent circulant dans le conduit (51) est refroidi à-30 C à
15 travers l'échangeur de chaleur (53) pouvant utiliser un fluide réfrigérant au propane. L'effluent refroidi est dirigé vers le ballon (55) par le conduit (54). Le ballon (55) produit un effluent liquide riche en H2S évacué par le conduit (56) et un gaz évacué par le conduit (57). Ce gaz circulant dans le conduit (57) est remélangé au gaz circulant dans le conduit (52) pour produire un mélange de gaz circulant dans le conduit (58). Ce mélange de gaz est utilisé comme fluide réfrigérant dans l'échangeur (16) puis dans l'échangeur (102) avant d'être exporté.
L'effluent liquide circulant dans le conduit (56) est redirigé grâce à la pompe (20) vers la colonne de distillation (14).
Le tableau 3 présente, dans l'exemple de réalisation décrit en relation avec la figure 3, le bilan matière obtenu Conduit 1 8 52 57 58 Température C 50,0 -5,0 19,0 -30,0 15,4 Pression M a 10,0 9,95 7,5 7,5 7,5 Débit Molaire (kmol/h) H20 75,3 0,4 0,0* 0,0* 0,0*
N2 8,1 8,9 7,1 0,7 7,8 C02 2219,4 3320,0 1584,5 83,9 1668,4 H2S 6570,7 6176,1 1085,6 96,5 1182,1 Méthane 11839,8 14251,1 10953,5 619,4 11572,9 Ethane 96,2 137,0 79,9 3,4 83,3 Propane 37,2 44,0 12,4 0,8 13,2 Butane 5,0 2,2 0,2 0,0* 0,2 Pentane 2,3 0,3 0,0* 0,0* 0,0*
Total (kmol/h) 20854,0 23940,0 13723,2 804,7 14527,9 * inférieur à 0,05 Tableau 3
Claims (16)
1. Procédé de prétraitement d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel:
a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, les conditions opératoires étant les suivantes:
.cndot. température de refroidissement dudit gaz naturel à l'étape a) 0 à 50°C, .cndot. colonne de distillation de l'étape b) T°C = -20°C à 100°C, P > 1 MPa absolu, et .cndot. pression et température de refroidissement à l'étape c) T°C = -100°C à +30°C, P > 1 MPa.
a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, les conditions opératoires étant les suivantes:
.cndot. température de refroidissement dudit gaz naturel à l'étape a) 0 à 50°C, .cndot. colonne de distillation de l'étape b) T°C = -20°C à 100°C, P > 1 MPa absolu, et .cndot. pression et température de refroidissement à l'étape c) T°C = -100°C à +30°C, P > 1 MPa.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel à l'étape c), on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un échangeur de chaleur.
3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel à l'étape c), on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'une turbine de détente.
4. Procédé selon la revendication 2, dans lequel:
d) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape c) au moyen d'une turbine de détente pour produire une phase gazeuse et une phase liquide qui est recyclée à
l'étape b).
d) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape c) au moyen d'une turbine de détente pour produire une phase gazeuse et une phase liquide qui est recyclée à
l'étape b).
5. Procédé selon la revendication 4, dans lequel:
e) on comprime la phase gazeuse obtenue à l'étape d) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
e) on comprime la phase gazeuse obtenue à l'étape d) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
6. Procédé selon la revendication 3 ou 5, dans lequel:
e') on comprime la phase gazeuse obtenue à l'étape c) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
e') on comprime la phase gazeuse obtenue à l'étape c) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente.
7. Procédé selon la revendication 1 et 2, dans lequel à l'étape c), on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un col de Venturi, ladite phase liquide étant soutirée au niveau du col de Venturi et ladite phase gazeuse étant récupérée à la sortie du tube divergent du col de Venturi.
8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel à l'étape c), ladite phase liquide soutirée au niveau du col de Venturi est refroidie.
9. Procédé selon l'une quelconque des revendications 4 à 8, dans lequel on utilise au moins une des phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à l'étape d) pour refroidir au moins une des phases gazeuses obtenue à l'étape a) et à
l'étape b).
l'étape b).
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, dans lequel:
f) on vaporise au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) et on introduit ladite au moins une partie de la phase liquide vaporisée dans la colonne de distillation pour créer un flux ascendant de vapeur au sein de ladite colonne.
f) on vaporise au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) et on introduit ladite au moins une partie de la phase liquide vaporisée dans la colonne de distillation pour créer un flux ascendant de vapeur au sein de ladite colonne.
11. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 10, dans lequel on effectue un échange de chaleur entre la phase liquide obtenue à l'étape b) et la phase gazeuse obtenue à l'étape a) pour réchauffer ladite phase gazeuse obtenue à
l'étape a).
l'étape a).
12. Procédé selon l'une des revendications 1 à 11, dans lequel à l'étape a), on sépare la phase liquide et la phase gazeuse dans un ballon et on introduit dans ledit ballon au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b).
13. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 12, dans lequel le gaz naturel sous pression présente une pression partielle en hydrogène sulfuré
d'au moins 0,5 MPa.
d'au moins 0,5 MPa.
14. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel la colonne de distillation comporte au moins 3 étages théoriques.
15. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 14. dans lequel, à l'étape a) le gaz naturel est à une pression comprise entre 6,5 MPa et 12 MPa et à
une température supérieure à 15°C.
une température supérieure à 15°C.
16. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 15, dans lequel:
g) on introduit dans un puits les phases liquides obtenues aux étapes a) et b).
g) on introduit dans un puits les phases liquides obtenues aux étapes a) et b).
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