EA000800B1 - Method for removal aromatic and/or higher-molecular hydrocarbons from a methane-based gas stream by condensation and stripping and associated apparatus therefor - Google Patents

Method for removal aromatic and/or higher-molecular hydrocarbons from a methane-based gas stream by condensation and stripping and associated apparatus therefor Download PDF

Info

Publication number
EA000800B1
EA000800B1 EA199800856A EA199800856A EA000800B1 EA 000800 B1 EA000800 B1 EA 000800B1 EA 199800856 A EA199800856 A EA 199800856A EA 199800856 A EA199800856 A EA 199800856A EA 000800 B1 EA000800 B1 EA 000800B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
stream
methane
column
channel
signal
Prior art date
Application number
EA199800856A
Other languages
Russian (ru)
Other versions
EA199800856A1 (en
Inventor
Джейм Яо
Кларенс Дж. Хаузер
Вилльям Р. Лоу
Бэрнэрд Дж. Деверс
Original Assignee
Филлипс Петролеум Компани
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority claimed from US08/621,923 external-priority patent/US5669238A/en
Priority claimed from US08/659,732 external-priority patent/US5737940A/en
Application filed by Филлипс Петролеум Компани filed Critical Филлипс Петролеум Компани
Publication of EA199800856A1 publication Critical patent/EA199800856A1/en
Publication of EA000800B1 publication Critical patent/EA000800B1/en

Links

Classifications

    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/0002Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the fluid to be liquefied
    • F25J1/0022Hydrocarbons, e.g. natural gas
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/003Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production
    • F25J1/0032Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production using the feed stream itself or separated fractions from it, i.e. "internal refrigeration"
    • F25J1/004Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production using the feed stream itself or separated fractions from it, i.e. "internal refrigeration" by flash gas recovery
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/003Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production
    • F25J1/0047Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production using an "external" refrigerant stream in a closed vapor compression cycle
    • F25J1/0052Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the kind of cold generation within the liquefaction unit for compensating heat leaks and liquid production using an "external" refrigerant stream in a closed vapor compression cycle by vaporising a liquid refrigerant stream
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/02Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process
    • F25J1/0203Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process using a single-component refrigerant [SCR] fluid in a closed vapor compression cycle
    • F25J1/0208Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process using a single-component refrigerant [SCR] fluid in a closed vapor compression cycle in combination with an internal quasi-closed refrigeration loop, e.g. with deep flash recycle loop
    • F25J1/0209Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process using a single-component refrigerant [SCR] fluid in a closed vapor compression cycle in combination with an internal quasi-closed refrigeration loop, e.g. with deep flash recycle loop as at least a three level refrigeration cascade
    • F25J1/021Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process using a single-component refrigerant [SCR] fluid in a closed vapor compression cycle in combination with an internal quasi-closed refrigeration loop, e.g. with deep flash recycle loop as at least a three level refrigeration cascade using a deep flash recycle loop
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/02Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process
    • F25J1/0228Coupling of the liquefaction unit to other units or processes, so-called integrated processes
    • F25J1/0235Heat exchange integration
    • F25J1/0237Heat exchange integration integrating refrigeration provided for liquefaction and purification/treatment of the gas to be liquefied, e.g. heavy hydrocarbon removal from natural gas
    • F25J1/0238Purification or treatment step is integrated within one refrigeration cycle only, i.e. the same or single refrigeration cycle provides feed gas cooling (if present) and overhead gas cooling
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/02Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process
    • F25J1/0243Start-up or control of the process; Details of the apparatus used; Details of the refrigerant compression system used
    • F25J1/0244Operation; Control and regulation; Instrumentation
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/02Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process
    • F25J1/0243Start-up or control of the process; Details of the apparatus used; Details of the refrigerant compression system used
    • F25J1/0244Operation; Control and regulation; Instrumentation
    • F25J1/0245Different modes, i.e. 'runs', of operation; Process control
    • F25J1/0247Different modes, i.e. 'runs', of operation; Process control start-up of the process
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/02Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures requiring the use of refrigeration, e.g. of helium or hydrogen ; Details and kind of the refrigeration system used; Integration with other units or processes; Controlling aspects of the process
    • F25J1/0243Start-up or control of the process; Details of the apparatus used; Details of the refrigerant compression system used
    • F25J1/0257Construction and layout of liquefaction equipments, e.g. valves, machines
    • F25J1/0262Details of the cold heat exchange system
    • F25J1/0264Arrangement of heat exchanger cores in parallel with different functions, e.g. different cooling streams
    • F25J1/0265Arrangement of heat exchanger cores in parallel with different functions, e.g. different cooling streams comprising cores associated exclusively with the cooling of a refrigerant stream, e.g. for auto-refrigeration or economizer
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209Natural gas or substitute natural gas
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0295Start-up or control of the process; Details of the apparatus used, e.g. sieve plates, packings
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/04Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/74Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead gas
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/06Splitting of the feed stream, e.g. for treating or cooling in different ways
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/62Separating low boiling components, e.g. He, H2, N2, Air
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2235/00Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
    • F25J2235/60Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being (a mixture of) hydrocarbons
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2245/00Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00Refrigeration techniques used
    • F25J2270/02Internal refrigeration with liquid vaporising loop
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00Refrigeration techniques used
    • F25J2270/12External refrigeration with liquid vaporising loop
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00Refrigeration techniques used
    • F25J2270/60Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2280/00Control of the process or apparatus
    • F25J2280/02Control in general, load changes, different modes ("runs"), measurements
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2280/00Control of the process or apparatus
    • F25J2280/10Control for or during start-up and cooling down of the installation
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/34Details about subcooling of liquids

Abstract

1. A process for removing and concentrating the higher molecular weight hydrocarbon species from a methane-based gas stream comprising the steps of: (a) condensing a minor portion of the methane-based gas stream thereby producing a two-phase stream; (b) feeding said two-phase stream into the upper section of a column; (c) removing from the upper section of said column a heavies-depleted gas stream; (d) removing from the lower section of said column a heavies-rich liquid stream; (e) contacting via indirect heat exchange the heavies-rich liquid stream with a methane-rich stripping gas stream thereby producing a warmed heavies rich stream and a cooled methane-rich stripping gas stream; (f) feeding said cooled methane-rich stripping gas stream to the lower section of the column; and (g) contacting the two-phase stream and the cooled methane-rich stripping gas stream in said column thereby producing the heavies-depleted gas stream and the heavies-rich liquid stream. 2. A process for removing benzene and other aromatics from a methane-based gas stream comprising the steps of: (a) condensing a minor portion of the methane-based gas stream thereby producing a two-phase stream; (b) feeding said two-phase stream into the upper section of a column; (c) removing from the upper section of said column a benzene/aromatic-depleted gas stream; (d) removing from the lower section of said column a benzene/aromatic-rich liquid stream; (e) contacting via indirect heat exchange the benzene/aromatic-rich liquid stream with a niethane-rich stripping gas stream thereby producing a warmed benzene/aromatic-rich stream and a cooled methane-rich stripping gas stream; (f) feeding said cooled methane-rich stripping gas stream to the lower section of the column; and (g) contacting the two-phase stream and the cooled methane-rich stripping gas stream in said column thereby producing the benzene/aromatic-depleted gas stream and the benzene/aromatic-rich liquid stream. 3. A process according to claim 1 additionally comprising: (h) feeding the warmed benzene/aromatic-rich stream of step (e) to a demethanizer comprised of a fractionator column, a reboiler and a condenser thereby producing a benzene/aromatic-rich liquid stream and a methane-rich vapor stream. 4. A process according to claim 3 wherein a major portion of the cooling duty for the condenser is provided by the higher molecular hydrocarbons or the benzene/aromatic-rich liquid stream produced by step (d) or step (e). 5. A process according to claim 3 wherein a major portion of the cooling duty for the condenser is provided by flowing through an indirect heat exchange means in contact with the higher molecular hydrocarbons the or the benzene/aromatic-rich liquid stream of step (d) and the resulting treated the higher molecular hydrocarbons the or the benzene/aromatic-rich liquid stream becomes the higher molecular hydrocarbons the or the benzene/aromatic-bearing feed stream to step (e). 6. A process according to claim 3 wherein the cooling duty is provided by splitting the overhead vapor stream into a first vapor stream and a second vapor stream, cooling and partially condensing said first stream via indirect heat exchange with the higher molecular hydrocarbons the or the benzene/aromatic rich liquid stream of step (d) thereby producing a cooled, partially condensed first stream, combining said first stream and said second stream, feeding said combined stream to a gas-liquid separator from which is produced the reflux stream to the fractionating column and the methane rich vapor stream. 7. A process according to claim 6 wherein the flow rate of the reflux stream is controlled by calculating for the overhead vapor stream a two-phase stream temperature corresponding to the desired liquids content at equilibrium conditions, measuring the temperature of the two-phase stream, maintaining constant the flow rate of the first stream and the amount of cooling imparted to said stream, and adjusting the flow rate of said second stream responsive to the two-phase stream temperature such that the calculated two-phase stream temperature is approached. 8. A process according to claim 4 additionally comprising between steps (d) and (e) the additional step of: (i) flashing the higher molecular hydrocarbons or the benzene/aromatic-rich liquid stream to a lower pressure thereby further decreasing the temperature of said stream. 9. A process according to claim 8 additionally comprising the step of: (j) condensing the higher molecular hydrocarbons or the benzene/aromatic depleted gas stream thereby producing a liquefied natural gas stream. 10. A process according to claim 9 wherein said condensing is comprised of flowing the higher molecular hydrocarbons or the benzene/aromatic depleted gas stream through an indirect heat exchange means cooled by said second refrigerant stream. 11. A process according to claim 1 or 2 wherein step (a) is comprised of splitting the methane-based gas stream into a first stream and a second stream, cooling said first stream thereby producing a partially condensed first stream, and combining said partially condensed first stream with the second stream thereby producing said two-phase stream. 12. A process according to claim 11 wherein the amount of liquids in said two phase stream is controlled by determining for the methane-based gas stream a two-phase stream temperature corresponding to the desired liquids content at equilibrium conditions, measuring the temperature of the two-phase stream, maintaining constant the flow rate of the first stream and the amount of cooling imparted to said stream, and adjusting the flow rate of said second stream responsive to the two-phase stream temperature such that the two-phase stream temperature approximates the calculated two-phase stream temperature. 13. A process according to any one of the preceding claims additionally comprising the step of (h) sequentially cooling the methane-based gas stream prior to step (a) by flowing said stream through at least one indirect heat exchange means in contact with a first refrigerant stream thereby producing a cooled methane-based gas stream and flowing the cooled methane-based gas stream through at least one indirect heat exchange means in contact with a second refrigerant stream wherein the boiling point of the second refrigerant stream is less than the boiling point of the first refrigerating tream thereby producing the feed stream to step (a). 14. A process according to any one of the preceding claims wherein said first refrigerant stream is comprised in major portion of propane and said second refrigerant stream is comprised in major portion of ethane, ethylene or a mixture thereof. 15. A process according to claim 4 further comprising: i) withdrawing a side stream from the methane-based gas stream at a location downstream of one of the indirect heat exchange means and employing said side stream as the methane-rich stripping gas in step (e). 16. A process according to any one of the preceding claims wherein (i) said cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with a first refrigerant stream is comprised of flowing said gas stream to be cooled through two or more indirect heat exchange means in a sequential manner (ii) and wherein the first refrigerant to each such indirect heat exchange means has been flashed to a progressively lower temperature and pressure in a sequentially consistent manner (iii) and wherein said cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with a second refrigerant stream is comprised of flowing said gas stream to be cooled through two or more indirect heat exchange means in a sequential manner and (iv) wherein the second refrigerant to each indirect heat exchange means has been flashed to a progressively lower temperature and pressure in a sequentially consistent manner. 17. A process according to claim 16 wherein three indirect heat exchange means are employed for cooling by the first refrigerant stream and two or three indirect heat exchange means are employed for cooling by the second refrigerant stream. 18. A process according to any one of the preceding claims wherein the absolute pressure of the methane-based feed gas is 500 to 900 psia (35,15-63,27 kg/cm<2>), preferably about about 575 to about 650 psia (40,42-45,70 kg/cm<2>). 19. A process according to claim 4 additionally comprising the steps of: (k) flashing in one or more steps the liquefied product of step (j) to approximately atmospheric pressure thereby producing an LNG product stream and one or more methane vapor streams; (l) compressing a majority of the vapor streams of step (k) to a pressure of 500 to 900 psia (35,15-63,27 kg/cm<2>); (m) cooling said compressed vapor stream of step (1); and (n) combining the resulting cooled stream with the methane-based gas stream fed to step (a) or the resulting product from one of the indirect heat exchange means of step (h). 20. A process according to claim 19 wherein the methane-rich vapor stream of step (h) is combined with one of the vapor streams of step (k) prior to step (I) and/or in which the absolute pressure of the methane-based feed gas and the gas stream from step (l) is about 575 to about 650 psia (40,42-45,70 kg/cm<2>). 21. A process according to claim 1 wherein the column provides two to fifteen theoretical stages of gas-liquid contacting, preferably three to ten theoretical stages of gas-liquid contacting. 22. A apparatus comprising: (a) a condenser; (b) a column; (c) a heat exchanger providing for indirect heat exchange between two fluids; (d) a conduit between said condenser and the upper section of the column for flow of a two-phase stream to the column; (e) a second conduit connected to the upper section of the column for the removal of a vapor stream from the column; (f) a conduit between said column and heat exchanger for flow of a cooled gas stream from the heat exchanger; (g) a conduit between said column a

Description

Настоящее изобретение относится к способу и относящемуся к нему устройству для извлечения бензола, других ароматических и/или более высокомолекулярных углеводородных компонентов из газового потока на основе метана посредством оригинального способа конденсации и отгонки.The present invention relates to a method and related device for the extraction of benzene, other aromatic and / or higher molecular weight hydrocarbon components from a methane-based gas stream through an original condensation and distillation method.

Для отделения, очистки, хранения и транспортировки упомянутых компонентов в более экономичной и удобной форме используют криогенное сжижение газообразных в обычном состоянии материалов. Большинство таких систем ожижения включают в целом много операций, не считая операций с используемыми газами, и поэтому имеют много одинаковых проблем. Одной из общих проблем, встречающихся в процессах ожижения, особенно, когда присутствуют ароматические углеводороды, является осаждение и последующее затвердевание этих веществ в технологическом оборудовании, что приводит в результате к снижению эффективности и надежности процесса. Другой общей проблемой является извлечение малых количеств более дорогостоящих химических соединений с повышенным молекулярным весом из газового потока непосредственно перед ожижением больших количеств подаваемого газа. Поэтому описание настоящего изобретения будет сопровождаться конкретной ссылкой на переработку природного газа, однако, оно применимо и к переработке газа в других системах, в которых встречаются подобные проблемы.For separation, cleaning, storage and transportation of these components in a more economical and convenient form, cryogenic liquefaction of gaseous materials in the normal state is used. Most of these liquefaction systems generally include many operations, not counting the operations with the gases used, and therefore have many of the same problems. One of the common problems encountered in liquefaction processes, especially when aromatic hydrocarbons are present, is the precipitation and subsequent solidification of these substances in technological equipment, which leads to a decrease in the efficiency and reliability of the process. Another common problem is the extraction of small quantities of more expensive chemical compounds with increased molecular weight from the gas stream immediately before liquefying large quantities of the supplied gas. Therefore, the description of the present invention will be accompanied by specific reference to natural gas processing, however, it is applicable to gas processing in other systems in which similar problems are encountered.

При переработке природного газа общепринятой практикой в данной области техники является его криогенная обработка для отделения углеводородов, имеющих более высокий молекулярный вес, чем метан (С2+), от природного газа, с получением тем самым газа для транспортировки в трубопроводах с преобладанием в потоке метана и С2+, полезных для других целей. Зачастую поток С2+ подлежит разделению на потоки отдельных компонентов, например С2, С3, С4 и С5+.In natural gas processing, a common practice in the art is its cryogenic treatment to separate hydrocarbons having a higher molecular weight than methane (C 2 +) from natural gas, thereby producing gas for transportation in pipelines with a predominant methane flow and C2 + useful for other purposes. Often, a C 2 + stream is subject to separation into streams of individual components, for example, C 2 , C 3 , C 4, and C 5 +.

Общепринято также использовать криогенную обработку природного газа для его сжижения с целью его транспортировки и хранения. Первой причиной ожижения природного газа является то, что ожижение приводит в результате к уменьшению его объема приблизительно до 1/600, тем самым делая возможным хранить и транспортировать сжиженный газ в контейнерах более экономичной и практичной конструкции. Например, когда газ транспортируется по трубопроводу от источника добычи к удаленному рынку сбыта, то нужно, чтобы трубопровод находился по существу в условиях постоянного и высокого коэффициента загрузки. Часто пропускная способность или производительность трубопровода будет превосходить потребность, в то время как в других случаях потребность может превышать пропускную способность трубопровода. Для того чтобы сгладить пики в случае, когда потребность превышает подачу, желательно хранить запасы газа таким образом, чтобы его можно было использовать, когда потребность превышает подачу, тем самым, позволяя удовлетворять будущие пики потребности запасами из хранилища. Одним из практикуемых средств для осуществления этого является перевод газа в ожиженное состояние для хранения, а затем испарение жидкости по мере потребности.It is also generally accepted to use the cryogenic treatment of natural gas to liquefy it for transportation and storage. The first reason for liquefying natural gas is that liquefaction results in a reduction in its volume to approximately 1/600, thereby making it possible to store and transport liquefied gas in containers of a more economical and practical design. For example, when gas is transported through a pipeline from a source of production to a remote market, it is necessary that the pipeline is essentially in a constant and high load factor. Often, the throughput or throughput of the pipeline will exceed the demand, while in other cases, the demand may exceed the throughput of the pipeline. In order to smooth out the peaks when the demand exceeds the supply, it is desirable to store gas reserves so that it can be used when the demand exceeds the supply, thereby making it possible to satisfy future demand peaks with the stocks from the storage. One of the practical means to accomplish this is to transfer the gas to a liquefied state for storage, and then evaporate the liquid as needed.

Ожижение природного газа еще более важно для получения возможности его транспортировки от источника добычи к рынку сбыта, когда источник и рынок расположены на большом расстоянии, а трубопровод отсутствует или не функционирует. Это особенно характерно для случая, когда транспортировка должна осуществляться океанскими судами. Транспортировка судами в газообразном состоянии, как правило, не практикуется, поскольку требуется приложение высокого давления для значительного уменьшения удельного объема газа, что в свою очередь связано с потребностью использования дорогостоящих контейнеров для хранения.The liquefaction of natural gas is even more important in order to be able to transport it from the source of production to the market, when the source and market are located at a great distance, and the pipeline is absent or does not function. This is especially true when shipping is to be carried out by ocean-going vessels. Transportation by ships in a gaseous state, as a rule, is not practiced, since the application of high pressure is required to significantly reduce the specific volume of gas, which in turn is associated with the need to use expensive storage containers.

Для хранения и транспортировки природного газа в жидком состоянии его охлаждают предпочтительно до температур от -240 до -260°F (от -151,11 до -162,22°С), при которых он имеет близкое к атмосферному давление пара. Существуют многочисленные предшествующие технические решения для систем ожижения природного или подобного ему газа, в которых газ ожижают путем последовательного прохождения газа при повышенном давлении через множество этапов охлаждения, в процессе которых газ последовательно охлаждают до все более низких температур до тех пор, пока не достигается температура ожижения. Охлаждение обычно осуществляют с помощью теплообменника с одним или несколькими хладагентами, такими как пропан, пропилен, этан, этилен и метан или комбинация одного или нескольких из них. В известных технических решениях хладагенты часто используют в каскадном режиме, а каждый хладагент используют в замкнутом цикле охлаждения. Помимо этого, охлаждение жидкости возможно посредством расширения ожиженного природного газа при атмосферном давлении за один или несколько этапов расширения. На каждом этапе ожиженный газ испаряется при пониженном давлении, образуя при этом двухфазную смесь газ-жидкость со значительно более низкой температурой. Жидкость отводят, а затем ее снова можно подвергать испарению. Таким образом, ожиженный газ продолжают охлаждать дальше до температуры хранения или транспортировки, приемлемой для хранения сжиженного газа при давлении, близком к атмосферному. При этом в процессе расширения при давлении, близком к атмосферному, испаряется некоторое дополнительное коли3 чество сжиженного газа. Образовавшиеся на этапах расширения пары как правило собирают и отправляют на повторный цикл для ожижения или используют в качестве топливного газа для получения энергии.For storage and transportation of natural gas in a liquid state, it is preferably cooled to temperatures from -240 to -260 ° F (-151.11 to -162.22 ° C) at which it has a vapor pressure close to atmospheric pressure. There are numerous previous technical solutions for liquefying natural or similar gas systems in which the gas is liquefied by sequentially passing the gas at elevated pressure through many cooling steps, during which the gas is successively cooled to ever lower temperatures until the liquefaction temperature is reached. . Cooling is usually carried out using a heat exchanger with one or more refrigerants, such as propane, propylene, ethane, ethylene and methane, or a combination of one or more of them. In known technical solutions, refrigerants are often used in cascade mode, and each refrigerant is used in a closed cooling cycle. In addition, liquid cooling is possible by expanding liquefied natural gas at atmospheric pressure in one or more expansion steps. At each stage, the liquefied gas evaporates at reduced pressure, forming a two-phase gas-liquid mixture with a much lower temperature. The liquid is drained, and then it can again be subjected to evaporation. Thus, the liquefied gas continues to be cooled further to a storage or transportation temperature acceptable for storing liquefied gas at a pressure close to atmospheric. Moreover, in the process of expansion at a pressure close to atmospheric, some additional amount of liquefied gas evaporates. The vapors formed during the expansion steps are typically collected and sent for a second cycle to liquefy or used as fuel gas for energy.

Как отмечено выше, главной производственной проблемой при ожижении природного газа является извлечение остаточных количеств бензола и других ароматических соединений из потока природного газа непосредственно перед ожижением основной части упомянутого потока и тенденция таких компонентов к оседанию и затвердеванию, что вызывает тем самым загрязнение и возможность закупорки труб и основного технологического оборудования. Например, такое загрязнение может значительно снизить эффективность теплопередачи и пропускную способность теплообменников, особенно у теплообменников радиаторного типа.As noted above, the main production problem in liquefying natural gas is the extraction of residual amounts of benzene and other aromatic compounds from the natural gas stream immediately before the liquefaction of the main part of the stream and the tendency of such components to settle and solidify, thereby causing pollution and the possibility of blockage of pipes main technological equipment. For example, such pollution can significantly reduce heat transfer efficiency and throughput of heat exchangers, especially for radiator-type heat exchangers.

По техническим и экономическим причинам нет необходимости удалять такие загрязнения, как бензол, полностью. Однако, желательно снизить их концентрацию, извлечение примесей из природного газа можно выполнять посредством тех же самых методов охлаждения, что и в процессе ожижения, в котором примеси конденсируют в соответствии с их собственными температурами конденсации, за исключением того, что для ожижения газ должен быть охлажден до более низкой температуры по сравнению с отделением примеси бензола, основная технология охлаждения является одинаковой для ожижения и отделения. Поэтому, с точки зрения извлечения остаточного бензола, необходимо только охладить природный газ до температуры, при которой конденсируется часть подаваемого газа. Это можно выполнять в колонне криогенного разделения, установленной в подходящем месте процесса извлечения LNG (ожиженного природного газа), для отделения конденсированного бензола из потока основного газа.For technical and economic reasons, it is not necessary to completely remove contaminants such as benzene. However, it is desirable to reduce their concentration, the extraction of impurities from natural gas can be performed by the same cooling methods as in the liquefaction process, in which the impurities are condensed according to their own condensation temperatures, except that the gas must be cooled to liquefy to a lower temperature compared to the separation of benzene impurities, the basic cooling technology is the same for liquefaction and separation. Therefore, from the point of view of extraction of residual benzene, it is only necessary to cool natural gas to a temperature at which part of the supplied gas condenses. This can be done in a cryogenic separation column installed at a suitable location in the LNG (liquefied natural gas) recovery process to separate condensed benzene from the main gas stream.

В интересах эффективной работы колонны криогенного разделения желательно использовать конденсированную жидкость при криогенных температурах, которую следует отводить из колонны для теплообмена с потоком теплого газа, подаваемого в колонну криогенного разделения. Однако при этой схеме теплообмена возникают проблемы, вызываемые чрезмерной разницей температур двух потоков, подаваемых в теплообменник. Поскольку реальная разность температур может превышать 100°F (55,6°C), то термический удар может повредить или уменьшить срок службы теплообменника, изготовленного из обычных материалов.In the interest of efficient operation of the cryogenic separation column, it is desirable to use a condensed liquid at cryogenic temperatures, which should be removed from the column for heat exchange with a stream of warm gas supplied to the cryogenic separation column. However, this heat exchange scheme causes problems caused by an excessive temperature difference between the two flows supplied to the heat exchanger. Because actual temperature differences can exceed 100 ° F (55.6 ° C), thermal shock can damage or reduce the life of a heat exchanger made from conventional materials.

Другое решение, связанное с эффективной работой колонны криогенного разделения, предусматривает регулирование работы теплообменника так, чтобы обеспечить автоматический пуск колонны.Another solution related to the efficient operation of the cryogenic separation column involves controlling the operation of the heat exchanger so as to ensure automatic start of the column.

Еще одна проблема при переработке обогащенных метаном газовых потоков состоит в отсутствии экономически эффективных средств для извлечения углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока перед ожижением основной части потока или возвратом оставшейся части потока в трубопровод или на другой этап переработки. Извлечение углеводородов с более высоким молекулярным весом обычно имеет более высокую стоимость на единицу массы основы, чем остальных компонентов газового потока.Another problem in the processing of methane-rich gas streams is the lack of cost-effective means for recovering higher molecular weight hydrocarbons from the gas stream before liquefying the main part of the stream or returning the remaining part of the stream to the pipeline or to another processing stage. The recovery of hydrocarbons with a higher molecular weight usually has a higher cost per unit mass of the base than other components of the gas stream.

Задача настоящего изобретения состоит в извлечении остаточных количеств бензола и других ароматических углеводородов из газового потока на основе метана, который в основной своей части подлежит ожижению.An object of the present invention is to recover residual amounts of benzene and other aromatic hydrocarbons from a methane-based gas stream, which for the most part is liquefied.

Другая задача настоящего изобретения состоит в извлечении углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана.Another object of the present invention is to recover higher molecular weight hydrocarbons from a methane-based gas stream.

Еще одна задача настоящего изобретения состоит в извлечении углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана, который в основной своей части подлежит сжижению.Another objective of the present invention is to extract hydrocarbons with a higher molecular weight from a gas stream based on methane, which in its main part is subject to liquefaction.

Еще одна задача настоящего изобретения кроме того состоит в извлечении бензола, других ароматических углеводородов и/или углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана эффективным с точки зрения экономии энергии способом.Another objective of the present invention in addition is the extraction of benzene, other aromatic hydrocarbons and / or hydrocarbons with a higher molecular weight from the methane-based gas stream in an efficient way from the point of view of energy saving.

Еще одна задача настоящего изобретения кроме того состоит в том, чтобы способ, используемый для извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или углеводородов с более высоким молекулярным весом, был совместимым и сочетался с технологией, обычно используемой в газоперерабатывающих производствах.Another objective of the present invention in addition is that the method used to extract benzene, other aromatic hydrocarbons and / or hydrocarbons with a higher molecular weight, is compatible and combined with the technology commonly used in gas processing plants.

И, далее, еще одна задача настоящего изобретения состоит в том, чтобы способ и устройство, используемые для извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана, были относительно простыми, компактными и экономически эффективными.And, further, another objective of the present invention is that the method and apparatus used to extract benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbons from a methane-based gas stream are relatively simple, compact and cost-effective. .

Еще одна задача настоящего изобретения кроме того состоит в том, чтобы способ, используемый для извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана, подлежащего ожижению в основной его части, был совместимым и сочетался с технологией, обычно используемой в установках, производящих ожиженный природный газ.Another objective of the present invention in addition is that the method used to extract benzene, other aromatic hydrocarbons and / or hydrocarbons with a higher molecular weight from a methane-based gas stream to be liquefied in its main part is compatible and combined with technology commonly used in plants producing liquefied natural gas.

Еще одной задачей настоящего изобретения кроме того является обеспечение регулирования теплообмена, который преодолевает вышеописанные проблемы и другие проблемы, связанные с переработкой низкотемпературных сред.Another objective of the present invention in addition is the provision of regulation of heat transfer, which overcomes the above problems and other problems associated with the processing of low-temperature environments.

Другая задача настоящего изобретения состоит в разработке усовершенствованного способа регулирования, который снижает исходные требования к температуре оборудования и расходы на теплообменное оборудование.Another objective of the present invention is to develop an improved method of regulation, which reduces the initial requirements for the temperature of the equipment and the cost of heat exchange equipment.

Более конкретной задачей является регулирование температуры теплообменника для обеспечения охлаждения потока теплой среды при контакте с потоком низкотемпературной среды без возникновения термического удара в теплообменном оборудовании.A more specific task is to control the temperature of the heat exchanger to ensure cooling of the flow of a warm medium in contact with the flow of a low-temperature medium without thermal shock in the heat exchange equipment.

Еще одной задачей настоящего изобретения является кроме того регулирование теплообменника таким образом, чтобы обеспечить автоматический пуск колонны криогенного разделения.Another objective of the present invention is also the regulation of the heat exchanger in such a way as to ensure automatic start-up of the cryogenic separation column.

В одном из вариантов настоящего изобретения бензол и/или другие ароматические углеводороды извлекают из газового потока на основе метана способом, включающим (1) конденсирование меньшей части газового потока на основе метана непосредственно перед этапом, в котором ожижают основную часть упомянутого газового потока с получением тем самым двухфазного потока, (2) подачу упомянутого двухфазного потока в верхнюю секцию отгоночной колонны, (3) извлечение из верхней секции упомянутой отгоночной колонны газового потока, обедненного ароматическими углеводородами, (4) извлечение из нижней секции упомянутой отгоночной колонны потока жидкости, обогащенного ароматическими углеводородами, (5) контактирование через непрямой теплообмен потока жидкости, обогащенного ароматическими углеводородами, с обогащенным метаном газовым потоком, предназначенным для отгонки, с получением при этом подогретого потока на основе ароматических углеводородов и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, и (6) подачу охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, в нижнюю секцию отгоночной колонны, и/ факультативно (7) подачу газового потока, обедненного ароматическими углеводородами, на этап ожижения, в котором основную часть газового потока ожижают, с получением тем самым ожиженного природного газа.In one embodiment of the present invention, benzene and / or other aromatic hydrocarbons are recovered from the methane-based gas stream in a manner comprising (1) condensing a smaller portion of the methane-based gas stream just prior to the step in which the bulk of said gas stream is liquefied, thereby a two-phase stream, (2) supplying said two-phase stream to the upper section of the stripping column, (3) extracting from the upper section of said stripping column a gas stream depleted in aromatic hydrocarbons thereof, (4) extracting a liquid stream enriched in aromatic hydrocarbons from the lower section of the stripping column, (5) contacting through an indirect heat exchange a liquid stream enriched in aromatic hydrocarbons with a methane-enriched gas stream for distillation, thereby obtaining a heated stream based on aromatic hydrocarbons and a cooled methane-enriched gas stream for distillation, and (6) supplying a cooled methane-enriched gas stream current intended for the stripping in the lower section of the stripping column and / optionally (7) feeding a gas stream depleted in aromatics, for liquefaction step, wherein the main portion of the gas stream is liquefied, thereby producing liquefied natural gas.

В другом варианте настоящего изобретения из газового потока на основе метана извлекают и концентрируют углеводороды с более высоким молекулярным весом способом, включающим (1) конденсирование меньшей части газового потока на основе метана с получением двухфазного потока, (2) подачу двухфазного потока в верхнюю секцию отгоночной колонны, (3) извлечение из верхней секции отгоночной колонны газового потока, обедненного высокомолекулярными углеводородами, (4) извлечение из нижней секции отгоночной колонны потока жидкости, обогащенного высокомолекулярными углеводородами, (5) контактирование через непрямой теплообмен потока жидкости, обогащенного высокомолекулярными углеводородами, с обогащенным метаном потоком газа, предназначенным для отгонки, с получением тем самым подогретого потока, обогащенного высокомолекулярными углеводородами и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки и (6) подачу обогащенного метаном, охлажденного газового потока, предназначенного для отгонки, в нижнюю секцию отгоночной колонны.In another embodiment of the present invention, higher molecular weight hydrocarbons are recovered and concentrated from a methane-based gas stream in a manner comprising (1) condensing a smaller portion of the methane-based gas stream to produce a two-phase stream, (2) supplying a two-phase stream to the upper section of the stripping column , (3) extraction from the upper section of the stripping column of a gas stream depleted in high molecular weight hydrocarbons, (4) extraction from the lower section of the stripping column of a liquid stream rich in high with molecular hydrocarbons, (5) contacting through indirect heat exchange a fluid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons with a methane-rich gas stream intended for distillation, thereby obtaining a heated stream enriched in high molecular weight hydrocarbons and a cooled methane-enriched gas stream intended for distillation and ( 6) the supply of methane-enriched, cooled gas stream intended for distillation, in the lower section of the stripping column.

Еще один вариант настоящего изобретения содержит устройство, включающее (1) конденсатор, в котором выполняют конденсацию меньшей части газового потока на основе метана с получением при этом двухфазного потока, (2) отгоночную колонну, в которую подают двухфазный поток и из которой получают поток испарившейся среды и поток жидкости, (3) теплообменник, содержащий средство непрямого теплообмена, которое обеспечивает непрямой теплообмен между газовым потоком и потоком жидкости с получением тем самым охлажденного газового потока и потока подогретой жидкости, (4) канал между конденсатором и верхней секцией отгоночной колонны для подачи двухфазного потока, (5) канал, соединенный с верхней секцией отгоночной колонны, для извлечения потока испарившейся среды, (6) канал между упомянутой отгоночной колонной и теплообменником для подачи потока жидкости, (7) канал между теплообменником и отгоночной колонной для охлажденного газового потока, (8) канал, соединенный с теплообменником, для подачи потока подогретой жидкости из теплообменника, и (9) канал, соединенный с теплообменником для подачи газового потока в теплообменник.Another embodiment of the present invention comprises a device comprising (1) a condenser in which a smaller portion of the methane-based gas stream is condensed to produce a two-phase stream, (2) a stripping column into which a two-phase stream is supplied and from which an evaporated medium stream is obtained and a liquid stream, (3) a heat exchanger comprising indirect heat exchange means that provides indirect heat exchange between the gas stream and the liquid stream, thereby obtaining a cooled gas stream and a preheated stream liquid, (4) a channel between the condenser and the upper section of the stripping column for supplying a two-phase flow, (5) a channel connected to the upper section of the stripping column to extract a stream of evaporated medium, (6) a channel between the said stripping column and a heat exchanger for supplying a stream liquid, (7) a channel between the heat exchanger and the stripping column for a cooled gas stream, (8) a channel connected to the heat exchanger for supplying a stream of heated liquid from the heat exchanger, and (9) a channel connected to the heat exchanger for supplying gas stream to the heat exchanger.

В еще одном из вариантов настоящего изобретения вышеприведенные и другие задачи и преимущества реализуют при регулировании теплообменника, перерабатывающего среду с низкой температурой и теплую среду, благодаря наличию перепускного канала для теплой среды, в котором регулирующий клапан настраивают в соответствии с отношением температур подвергаемых теплообмену сред. В соответствии с другим аспектом изобретения регуляторы автоматического пуска включают высокоуровневый селектор для временного выбора температуры для управления течением теплой среды, чтобы обеспечить пуск колонны, а также переключатели для управления течением теплого газа в соответствии с нужной температурой.In yet another embodiment of the present invention, the foregoing and other objects and advantages are realized when regulating a heat exchanger processing a low temperature medium and a warm medium due to the presence of a bypass channel for a warm medium in which the control valve is adjusted in accordance with the ratio of the temperatures of the heat exchanged media. In accordance with another aspect of the invention, automatic start regulators include a high-level selector for temporarily selecting a temperature for controlling the flow of a warm medium to allow the column to start, as well as switches for controlling the flow of warm gas according to the desired temperature.

На фиг. 1 представлена упрощенная поточная диаграмма криогенного процесса получения LNG (ожижаемого природного газа), который иллюстрирует способ и устройство в соответствии с настоящим изобретением для извлечения бензола, других ароматических угле7 водородов и/или соединений углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана.In FIG. 1 is a simplified flow diagram of a cryogenic LNG (liquefied natural gas) production process that illustrates the method and apparatus of the present invention for recovering benzene, other aromatic hydrocarbons 7 and / or higher molecular weight hydrocarbon compounds from a methane-based gas stream.

На фиг. 2 представлена упрощенная поточная диаграмма, которая иллюстрирует более подробно способ и устройство, показанные на фиг.1.In FIG. 2 is a simplified flowchart that illustrates in more detail the method and apparatus shown in FIG.

На фиг. 3 представлена схема колонны для криогенного разделения и связанная с ней система регулирования в соответствии с настоящим изобретением для поддержания нужного отношения температур подвергаемых теплообмену жидкостей.In FIG. 3 is a schematic diagram of a cryogenic separation column and its associated control system in accordance with the present invention to maintain the desired temperature ratio of heat-exchanged fluids.

На фиг. 4 представлена схема, подобная показанной на фиг. 3 для временного выбора температуры, которая позволяет обеспечить автоматический пуск колонны криогенного разделения.In FIG. 4 is a diagram similar to that shown in FIG. 3 to temporarily select a temperature that allows automatic start-up of the cryogenic separation column.

Хотя настоящее изобретение в предпочтительных вариантах применимо (1) для извлечения бензола и/или других ароматических углеводородов из газового потока на основе метана, который подлежит конденсированию основной его части и (2) для извлечения более ценных соединений углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана, который подлежит конденсированию основной его части, эта технология применима также для общего извлечения таких соединений из потоков на основе метана (например, извлечения ожиженного природного газа из природного газа). Бензол и другие ароматические углеводороды создают уникальную проблему из-за их относительно высоких температур плавления. Например, бензол, который содержит 6 атомов углерода, имеет температуру плавления 5,5°С и точку кипения 80,1°С. Гексан, который также содержит 6 атомов углерода, имеет температуру плавления -95°С и температуру кипения 68,95°С. Поэтому, по сравнению с другими углеводородами подобного молекулярного веса, бензол и другие ароматические соединения составляют значительно более трудную проблему, связанную с загрязнением и/или закупоркой технологического оборудования и трубопроводов. Ароматические соединения, как они использованы здесь, представляют собой такие соединения, которые отличаются наличием по меньшей мере одного бензольного кольца. Соединения углеводородов с более высоким молекулярным весом, как они использованы здесь, представляют собой такие соединения, которые имеют молекулярный вес, более высокий, чем этан, и этот термин может быть использован наряду с термином высокомолекулярные углеводороды.Although the present invention in preferred embodiments is applicable (1) for the extraction of benzene and / or other aromatic hydrocarbons from a methane-based gas stream, which is subject to condensation of its main part and (2) for the extraction of more valuable hydrocarbon compounds with a higher molecular weight from the gas stream based on methane, which is subject to condensation of its main part, this technology is also applicable for the general extraction of such compounds from methane-based streams (for example, extraction of liquefied natural gas from natural gas). Benzene and other aromatic hydrocarbons pose a unique problem due to their relatively high melting points. For example, benzene, which contains 6 carbon atoms, has a melting point of 5.5 ° C and a boiling point of 80.1 ° C. Hexane, which also contains 6 carbon atoms, has a melting point of -95 ° C and a boiling point of 68.95 ° C. Therefore, in comparison with other hydrocarbons of similar molecular weight, benzene and other aromatic compounds are a much more difficult problem associated with contamination and / or blockage of technological equipment and pipelines. Aromatic compounds, as used herein, are those compounds which differ in the presence of at least one benzene ring. Compounds of higher molecular weight hydrocarbons, as used herein, are compounds that have a molecular weight higher than ethane, and the term can be used along with the term high molecular weight hydrocarbons.

Для большей простоты и ясности следующее ниже должно быть ограничено описанием использования заявленных способов и связанного с ними устройства для криогенного охлаждения потока природного газа для получения ожиженного природного газа. Более конкретно, следующее далее описание должно быть сосредоточено на извлечении бензола и/или других ароматических соединений и/или углеводородов с более высоким молекулярным весом (высокомолекулярных углеводородов) по схеме ожижения, в которой применяются каскадные циклы охлаждения. Однако, применение заявленных способов и связанного с ними устройства, описываемых здесь, не ограничиваются системами ожижения, в которых использованы каскадные циклы охлаждения или в которых перерабатывают исключительно потоки природного газа. Способы и связанное с ним устройство применимы в любой системе охлаждения, в которой (а) бензол и/или более высокомолекулярные ароматические углеводороды содержатся в газовом потоке на основе метана в концентрациях, при которых может происходить загрязнение или закупорка технологического оборудования, в частности, теплообменников, используемых для конденсации упомянутого потока или (b) по любой причине желательно извлекать и утилизировать углеводороды с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана.For simplicity and clarity, the following should be limited to describing the use of the claimed methods and the associated device for cryogenic cooling of a natural gas stream to produce liquefied natural gas. More specifically, the following description should focus on the recovery of benzene and / or other aromatic compounds and / or hydrocarbons with a higher molecular weight (high molecular weight hydrocarbons) according to the liquefaction scheme in which cascade cooling cycles are used. However, the application of the inventive methods and the associated device described herein are not limited to liquefaction systems that use cascade cooling cycles or which process exclusively natural gas streams. The methods and associated device are applicable to any cooling system in which (a) benzene and / or higher molecular weight aromatic hydrocarbons are contained in a methane-based gas stream at concentrations that could contaminate or clog process equipment, in particular heat exchangers, used to condense said stream or (b) for any reason, it is desirable to recover and dispose of hydrocarbons with a higher molecular weight from a methane-based gas stream.

Криогенные установки имеют разнообразные формы, при этом наиболее производительные и эффективные из них функционируют по каскадному типу и с использованием этого типа в сочетании с охлаждением в процессе расширения. Кроме того, поскольку способы получения ожиженного природного газа (LNG) включают отделение углеводородов с более высоким молекулярным весом, чем у метана, как его первую часть, то описание установки для криогенного получения LNG эффективно описывает подобную ей установку по извлечению C2+ углеводородов из потока природного газа.Cryogenic plants have various forms, while the most productive and efficient of them operate in cascade type and using this type in combination with cooling during expansion. In addition, since methods for producing liquefied natural gas (LNG) include the separation of hydrocarbons with a higher molecular weight than methane, as its first part, the description of the cryogenic LNG plant effectively describes a similar plant for the recovery of C 2 + hydrocarbons from a stream natural gas.

В предпочтительном варианте, в котором используют каскадную систему охлаждения, изобретение предусматривает последовательное охлаждение потока природного газа при повышенном давлении, например, при абсолютном давлении 650 фунтов на квадратный дюйм (45,4 кг/см2), путем последовательного охлаждения газового потока при прохождении его через многоэтапный пропановый цикл, многоэтапный этановый или этиленовый цикл и либо (а) через замкнутый метановый цикл, следующий за одно- или многоэтапным циклом расширения, с последующим его охлаждением и снижением давления до близкого к атмосферному, либо (b) через незамкнутый метановый цикл, в котором используют часть подаваемого газа как источник метана и который при этом включает многоэтапный цикл расширения с дальнейшим его охлаждением и снижением давления до близкого к атмосферному. В последовательности циклов охлаждения хладагент, имеющий более высокую температуру кипения, используют первым, вслед за чем используют хладагент, имеющий промежуточную температуру кипе9 ния, и, наконец, используют хладагент, имеющий самую низкую точку кипения.In a preferred embodiment, which uses a cascade cooling system, the invention provides sequential cooling of the natural gas stream at elevated pressure, for example, at an absolute pressure of 650 psi (45.4 kg / cm 2 ), by sequentially cooling the gas stream while passing it through a multi-stage propane cycle, a multi-stage ethane or ethylene cycle, and either (a) through a closed methane cycle following a one- or multi-stage expansion cycle, followed by cooling and lowering the pressure to near atmospheric, or (b) through an open methane cycle in which a part of the supplied gas is used as a source of methane and which at the same time includes a multi-stage expansion cycle with its further cooling and pressure reduction to near atmospheric. In a series of cooling cycles, a refrigerant having a higher boiling point is used first, followed by a refrigerant having an intermediate boiling point, and finally, a refrigerant having the lowest boiling point is used.

Этапы предварительной обработки предусматривают наличие средства для извлечения нежелательных компонентов, таких как кислые газы, меркаптаны, ртуть и влага, из потока сырьевого природного газа, подаваемого в устройство. Состав этого газового потока может значительно изменяться. Так, как это используют здесь, поток природного газа представляет собой либо поток, содержащий главным образом метан, который в основной своей части состоит из потока сырьевого природного газа, такого, например, сырьевого потока, который содержит, по меньшей мере, 85 объемн.% метана, при этом остальное составляет этан, более высокомолекулярные углеводороды, азот, двуокись углерода и незначительные количества других примесей, таких как ртуть, сероводород, меркаптаны. К этапам предварительной обработки могут относиться этапы отделения, расположенные либо выше по ходу потока относительно циклов охлаждения, либо ниже по ходу потока относительно одного из первых этапов охлаждения в начальном цикле. Далее следует неполное перечисление некоторых из подходящих средств, которые охотно используются специалистами в данной области техники. Кислые газы и меркаптаны в самых малых количествах извлекают обычным образом с помощью сорбционного процесса с использованием водного раствора на основе аминов. Этот этап обработки выполняют обычно выше по ходу потока относительно этапов охлаждения, используемых в исходном цикле. Основную часть воды удаляют как жидкость, обычным образом, посредством двухфазного разделения газ-жидкость, следующим за сжатием газа и охлаждением выше по ходу потока относительно начального цикла охлаждения, а также за первым этапом охлаждения ниже по ходу потока в начальном этапе охлаждения. Ртуть извлекают обычным образом, через слои сорбента, предназначенные для сорбирования ртути. Остаточные количества воды и кислых газов удаляют обычным образом посредством использования слоев правильно подобранных сорбентов, таких как регенерируемые молекулярные сита. Процессы, использующие слои сорбента, выполняются, как правило, ниже по ходу потока по отношению к первому этапу охлаждения в начальном цикле охлаждения.The pretreatment steps include a means for recovering undesired components, such as acid gases, mercaptans, mercury and moisture, from the feed of natural gas supplied to the device. The composition of this gas stream can vary significantly. As used here, a natural gas stream is either a stream containing mainly methane, which for the most part consists of a stream of raw natural gas, such as, for example, a feed stream that contains at least 85 vol.% methane, with the rest being ethane, higher molecular weight hydrocarbons, nitrogen, carbon dioxide and minor amounts of other impurities such as mercury, hydrogen sulfide, mercaptans. The pre-processing steps may include separation steps located either upstream of the cooling cycle or downstream of one of the first cooling steps in the initial cycle. The following is an incomplete list of some of the suitable agents that are readily used by those skilled in the art. Acidic gases and mercaptans in the smallest quantities are recovered in the usual way using a sorption process using an amine-based aqueous solution. This processing step is usually performed upstream of the cooling steps used in the initial cycle. The bulk of the water is removed as a liquid, in the usual way, by two-phase gas-liquid separation following compression of the gas and cooling upstream of the initial cooling cycle, as well as after the first cooling step downstream of the initial cooling stage. Mercury is recovered in the usual way, through sorbent layers designed to adsorb mercury. Residual amounts of water and acid gases are removed in the usual way by using layers of correctly selected sorbents, such as regenerable molecular sieves. Processes using sorbent layers are usually performed downstream with respect to the first cooling stage in the initial cooling cycle.

Полученный в результате поток природного газа обычно подают для выполнения процесса ожижения при повышенном давлении или подвергают его сжатию до повышенного давления, чтобы получить давление более 500 фунтов на квадратный дюйм (35,15 кг/см2), предпочтительно приблизительно от 500 до 900 фунтов на квадратный дюйм (35,15-63,27 кг/см2), более предпочтительно приблизительно от 550 до 675 фунтов на квадратный дюйм (38,67-47,45 кг/см2), еще более предпочтительно приблизительно от 575 до 650 фунтов на квадратный дюйм (40,42-45,70 кг/см2) и еще предпочтительней приблизительно 600 фунтов на квадратный дюйм (42,18 кг/см2). Температура потока составляет, как правило, от температуры, близкой к температуре окружающей среды, до несколько более высокой температуры. Типичный диапазон температуры составляет от 60°F до 120°F (15,56-48,89°С).The resulting natural gas stream is typically supplied to perform the liquefaction process at elevated pressure or is compressed to elevate pressure to obtain a pressure of more than 500 psi (35.15 kg / cm 2 ), preferably about 500 to 900 psi square inch (35.15-63.27 kg / cm 2 ), more preferably from about 550 to 675 pounds per square inch (38.67-47.45 kg / cm 2 ), even more preferably from about 575 to 650 pounds per square inch (40.42-45.70 kg / cm 2 ) and even more preferably an approximate but 600 pounds per square inch (42.18 kg / cm 2 ). The temperature of the stream is, as a rule, from a temperature close to ambient temperature to a slightly higher temperature. A typical temperature range is from 60 ° F to 120 ° F (15.56-48.89 ° C).

Как отмечалось выше, поток природного газа на этой стадии охлаждают за несколько многоэтапных (например, три) циклов или этапов посредством непрямого теплообмена с несколькими хладагентами, предпочтительно, тремя. Общая эффективность охлаждения для данного цикла повышается по мере увеличения количества этапов, однако, это повышение эффективности сопровождается соответствующим увеличением фактических капитальных расходов и сложности процесса. Подаваемый газ предпочтительно проходит через эффективное количество этапов охлаждения, номинально два, предпочтительно от двух до четырех, а более предпочтительно, три этапа в первом замкнутом цикле охлаждения, в котором используют хладагент с относительно высокой температурой кипения. Такой хладагент предпочтительно в основной своей части состоит из пропана, пропилена или их смеси, более предпочтительно из пропана, а еще более предпочтительно хладагент состоит по существу только из пропана. Таким образом, подаваемый на обработку газ проходит через эффективное количество этапов, номинально два, предпочтительно от двух до четырех, а более предпочтительно, от двух до трех, во второй замкнутый цикл охлаждения для теплообмена с хладагентом, имеющим более низкую температуру кипения. Такой хладагент предпочтительно в основной своей части состоит из этана, этилена или их смеси, более предпочтительно - из этилена, а еще более предпочтительно хладагент состоит по существу только из этилена. Каждый из вышеописанных этапов охлаждения для каждого хладагента имеет свою отдельную зону охлаждения.As noted above, the natural gas stream at this stage is cooled in several multi-stage (for example, three) cycles or stages through indirect heat exchange with several refrigerants, preferably three. The overall cooling efficiency for a given cycle increases as the number of stages increases, however, this increase in efficiency is accompanied by a corresponding increase in actual capital costs and the complexity of the process. The feed gas preferably passes through an effective number of cooling steps, nominally two, preferably two to four, and more preferably three steps in a first closed cooling cycle using a relatively high boiling point refrigerant. Such a refrigerant preferably consists mainly of propane, propylene or a mixture thereof, more preferably propane, and even more preferably the refrigerant consists essentially of propane only. Thus, the gas fed to the treatment passes through an effective number of steps, nominally two, preferably from two to four, and more preferably from two to three, into a second closed cooling cycle for heat exchange with a refrigerant having a lower boiling point. Such a refrigerant preferably consists mainly of ethane, ethylene or a mixture thereof, more preferably ethylene, and even more preferably the refrigerant consists essentially of ethylene only. Each of the above cooling steps for each refrigerant has its own separate cooling zone.

Как правило, исходный поток природного газа содержит такие количества С2+ компонентов, что в результате происходит образование обогащенной С2+ жидкости на одном или более этапах охлаждения. Эту жидкость извлекают с помощью средства разделения газа-жидкость, предпочтительно одного или более разделителей газа-жидкость. Как правило, последовательное охлаждение природного газа на каждом этапе регулируют так, чтобы извлечь как можно больше С2+ и углеводородов с более высоким молекулярным весом из газа для получения первого газового потока, состоящего главным образом из метана, и второго потока из жидкости, содержащей значительное количество этана и более высокомолекулярных углеводородных компонентов. Для извлечения потока жидкостей, обогащенных C2+ компонентами, в наиболее целесообразных местах ниже по ходу потока относительно зон охлаждения размещают эффективное количество средств разделения газ/жидкость. Точное местоположение и количество разделителей газ/жидкость зависит от количества технологических параметров, таких как состав компонентов С2+ в исходном потоке природного газа, нужная теплотворная способность (нужное количество BTU-британских тепловых единиц) конечного продукта, ценность С2+ компонентов для других областей применения и другие факторы, обычно принимаемые в расчет специалистами в области оборудования для производства LNG (ожиженого природного газа) и в области эксплуатации газового оборудования. Метан из потока или потоков С2+ углеводородов может быть извлечен за один этап в испарительной или фракционирующей колонне. В первом случае в обогащенном метаном потоке можно понизить давление и подать на повторный цикл в режиме рециркуляции, или использовать его как топливный газ. В последнем случае обогащенный метаном поток можно непосредственно вернуть под давлением в процесс ожижения. Поток или потоки С2+ углеводородов или освобожденный от метана поток С2+ углеводородов может быть использован в качестве топливного газа или может быть подвергнут дальнейшей обработке, такой как фракционирование в одной или нескольких зонах фракционирования для получения отдельных потоков, обогащенных конкретными химическими компонентами (например, С2, С3, С4 и С5+). На последнем этапе второго цикла охлаждения газовый поток, который состоит в основном из метана, конденсируют (т.е., ожижают) в основной его части, предпочтительно полностью. В одном из предпочтительных вариантов изобретения, который предстоит обсудить более подробно в последнем разделе, это является тем местом процесса, в котором используется способ и связанное с ним устройство по настоящему изобретению для извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или более высокомолекулярных углеводородов. В этом месте процесса давление только немного ниже, чем давление исходного газа в первом этапе первого цикла.Typically, the natural gas feed stream contains such amounts of C2 + components that, as a result, a C2 + enriched liquid is formed at one or more cooling stages. This liquid is recovered using gas-liquid separation means, preferably one or more gas-liquid separators. As a rule, sequential cooling of natural gas at each stage is controlled so as to extract as much C 2 + and hydrocarbons with a higher molecular weight as possible from the gas to produce a first gas stream consisting mainly of methane and a second stream from a liquid containing significant the amount of ethane and higher molecular weight hydrocarbon components. To extract a stream of liquids enriched in C 2 + components, an effective amount of gas / liquid separation means is placed in the most appropriate places downstream of the cooling zones. The exact location and number of gas / liquid separators depends on the number of process parameters, such as the composition of the C 2 + components in the natural gas feed stream, the required calorific value (the right amount of BTU-British thermal units) of the final product, the value of C 2 + components for other areas applications and other factors that are usually taken into account by specialists in the field of equipment for the production of LNG (liquefied natural gas) and in the field of operation of gas equipment. Methane from a stream or streams of C 2 + hydrocarbons can be recovered in a single step in an evaporation or fractionation column. In the first case, in a methane-enriched stream, it is possible to lower the pressure and apply it to a repeated cycle in the recirculation mode, or use it as fuel gas. In the latter case, the methane-rich stream can be directly returned under pressure to the liquefaction process. A stream or streams of C 2 + hydrocarbons or a stream of C 2 + hydrocarbons freed from methane can be used as fuel gas or can be subjected to further processing, such as fractionation in one or more fractionation zones to obtain separate streams enriched with specific chemical components (for example, C 2 , C 3 , C 4 and C 5 +). In the last step of the second cooling cycle, the gas stream, which consists mainly of methane, is condensed (i.e., liquefied) in its main part, preferably completely. In one of the preferred embodiments of the invention, which will be discussed in more detail in the last section, this is the place of the process in which the method and associated device of the present invention are used to extract benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbons. At this point in the process, the pressure is only slightly lower than the pressure of the feed gas in the first stage of the first cycle.

Поток ожиженного природного газа затем охлаждают дальше в третьем этапе или цикле по одному из двух вариантов. В первом варианте поток ожиженного природного газа охлаждают дальше посредством непрямого теплообмена с третьим замкнутым циклом охлаждения, в котором поток конденсированного газа подвергают переохлаждению путем прохождения через эффективное количество этапов, номинально 2, предпочтительно от 2 до 4 и, более предпочтительно, 3 этапа, в которых охлаждение обеспечивается третьим хладагентом, имеющим более низкую температуру кипения, чем у хладагента, используемого на втором цикле. Этот хладагент в основной своей части предпочтительно состоит из метана, а более предпочтительно, главным образом состоит из метана. Во втором, предпочтительном варианте, в котором используют открытый цикл охлаждения метаном, поток ожиженного природного газа подвергают переохлаждению при контакте с испарившимися газами из главного метанового экономайзера по описанной ниже процедуре.The liquefied natural gas stream is then cooled further in a third step or cycle in one of two ways. In a first embodiment, the liquefied natural gas stream is further cooled by indirect heat exchange with a third closed cooling cycle, in which the condensed gas stream is subjected to supercooling by passing through an effective number of steps, nominally 2, preferably 2 to 4, and more preferably 3 steps, in which cooling is provided by a third refrigerant having a lower boiling point than that of the refrigerant used in the second cycle. This refrigerant in its main part preferably consists of methane, and more preferably, mainly consists of methane. In a second, preferred embodiment, in which an open methane cooling cycle is used, the liquefied natural gas stream is subjected to supercooling upon contact with the vaporized gases from the main methane economizer according to the procedure described below.

В четвертом цикле, или этапе, ожиженный газ охлаждают далее посредством расширения и отделения испарившегося газа от охлажденной жидкости. По методике, описанной ниже, выполняют извлечение азота и конденсированного продукта из системы либо как часть этого этапа, либо в отдельном последующем этапе. Ключевым фактором, отличающим закрытый цикл от открытого цикла, является начальная температура ожиженного потока перед испарением до давления, близкого к атмосферному, соответствующие количества пара, образовавшегося при упомянутом испарении и места использования образовавшегося пара. В то время как в системе с открытым циклом основную часть образовавшегося пара подают в режиме рециркуляции в компрессоры для метана, в системе с закрытым циклом образовавшийся пар используют, как правило, в качестве топлива.In a fourth cycle or step, the liquefied gas is further cooled by expanding and separating the vaporized gas from the cooled liquid. By the method described below, nitrogen and the condensed product are extracted from the system either as part of this step or in a separate subsequent step. The key factor that distinguishes a closed cycle from an open cycle is the initial temperature of the liquefied stream before evaporation to a pressure close to atmospheric, the corresponding amount of steam formed during the mentioned evaporation and the place of use of the generated steam. While in the open-cycle system the main part of the generated steam is fed to the methane compressors in the recirculation mode, in the closed-cycle system the generated steam is used, as a rule, as fuel.

В четвертом цикле, или этапе, в метановых системах либо открытого, либо закрытого типа ожиженный продукт охлаждают в процессе по меньшей мере одного, предпочтительно от двух до четырех, а более предпочтительно, трех этапов расширения, где при каждом расширении используют либо расширительные клапаны Джоуля-Томсона, либо гидравлические расширители, вслед за разделением продукта газжидкость в разделителе. Когда используют и правильно эксплуатируют гидравлический расширитель, то получают более высокую производительность, связанную с утилизацией энергии, большее снижение температуры потока и меньший выход пара в ходе этапа испарения, что многократно экономически эффективней даже с точки зрения повышенных капиталовложений и производственных расходов, связанных с расширителем. В одном из вариантов, использованном в системе с открытым циклом, имеется возможность дополнительного охлаждения ожиженного продукта высокого давления перед быстрым испарением за счет первого испарения части этого потока в одном или нескольких гидравлических расширителях, а затем за счет средства непрямого теплообмена полученного при испарении потока для охлаждения ожиженного потока высокого давления перед испарением. Полученный при испарении продукт затем возвращают в режиме рециркулирования, на основании учета температуры и давления, в со13 ответствующее место открытого метанового цикла.In the fourth cycle, or step, in methane systems of either open or closed type, the liquefied product is cooled in the process of at least one, preferably from two to four, and more preferably three stages of expansion, where either expansion joule valves are used for each expansion Thomson, or hydraulic expanders, following the separation of the product gas-liquid in the separator. When a hydraulic conservator is used and properly operated, they get higher productivity associated with energy recovery, a greater decrease in flow temperature and a lower steam output during the evaporation stage, which is many times more cost-effective even from the point of view of increased capital investments and production costs associated with the conservator. In one embodiment used in an open-cycle system, there is the possibility of additional cooling of the liquefied high-pressure product before rapid evaporation due to the first evaporation of part of this stream in one or more hydraulic expanders, and then due to means of indirect heat exchange obtained by evaporation of the cooling stream liquefied high-pressure flow before evaporation. The product obtained by evaporation is then returned in a recirculation mode, taking into account temperature and pressure, to the appropriate place in the open methane cycle.

Когда жидкий продукт, поступающий на четвертый цикл, имеет абсолютное давление предпочтительно около 600 фунтов на квадратный дюйм (42,18 кг/см2), то типичное абсолютное давление при испарении для процесса испарения третьего этапа составляет приблизительно от 190,61 до 14,7 фунтов на квадратный дюйм (13,40 - 1,033 кг/см2). В системе с открытым циклом пар, полученный испарением или фракционированием на этапе отделения азота, который будет описан ниже, и полученный испарением при расширении на этапах испарения, используют в качестве хладагентов на третьем этапе, или цикле, который был описан выше. В системе с закрытым циклом пар с этапов испарения также может быть использован в качестве хладагента либо перед его подачей на повторный цикл, либо перед его использованием в качестве топлива. В системе либо с открытым, либо с закрытым циклом, в результате испарения ожиженного потока при давлении, близком к атмосферному, получают продукт LNG (ожиженный природный газ), имеющий температуру от -240 до -260°F (от -151,11 до -162,22°С).When the liquid product entering the fourth cycle has an absolute pressure of preferably about 600 psi (42.18 kg / cm 2 ), the typical absolute vapor pressure for the third stage evaporation process is from about 190.61 to 14.7 pounds per square inch (13.40 - 1.033 kg / cm 2 ). In an open-cycle system, the vapor obtained by evaporation or fractionation in the nitrogen separation step, which will be described below, and obtained by expansion vaporization in the evaporation steps, are used as refrigerants in the third step, or cycle, which was described above. In a closed-cycle system, the vapor from the evaporation stages can also be used as a refrigerant either before it is sent for a second cycle, or before it is used as fuel. In a system with either an open or closed cycle, evaporation of a liquefied stream at a pressure close to atmospheric yields an LNG product (liquefied natural gas) having a temperature of from -240 to -260 ° F (from -151.11 to - 162.22 ° C).

Для сохранения теплотворной способности (нужного количества BTU - британских тепловых единиц) ожиженного продукта на приемлемом уровне, когда в подаваемом потоке присутствует заметное количество азота, в каком-то месте процесса азот должен быть концентрирован и извлечен. Для реализации этой задачи существуют различные методы, известные специалистам в данной области техники. Далее приводятся примеры. Когда используют открытый метановый цикл, а концентрация азота в исходном сырье является низкой, как правило, ниже приблизительно 1,0% объемн., извлечение азота обычно осуществляют посредством удаления небольшой боковой фракции при высоком давлении на впуске или выпуске метанового компрессора. При использовании закрытого цикла при концентрации азота в подаваемом газе вплоть до 1,5% объемн., поток ожиженного продукта на первом этапе, как правило, испаряют при изменении давления от имевшегося в условиях процесса до близкого к атмосферному давлению, обычно при использовании испарительной камеры. Полученные при испарении пары на основе азота затем обычно используют в качестве топливного газа для газовых турбин, которые приводят в действие компрессоры. Продукт LNG (ожиженный природный газ), который теперь находится при давлении, близком к атмосферному, направляют на хранение. Когда концентрация азота в поступающем газе составляет приблизительно от 1,0 до 1,5% объемн. при использовании открытого цикла, азот можно извлекать, подвергая поток ожиженного газа обработке от третьего цикла охлаждения до этапа испарения перед четвертым этапом охлаждения. Полученный при испарении пар будет содержать заметную концентрацию азота и впоследствии может быть использован в качестве топливного газа. Типичное давление при этих концентрациях остаточного азота составляет приблизительно 400 фунтов на квадратный дюйм (28,12 кг/см2). Когда в подаваемом потоке концентрация азота составляет приблизительно более 1,5% объемн. и используют открытый или закрытый цикл, этап испарения не может обеспечить достаточное извлечение азота. В таком случае для извлечения азота следует использовать колонну мембранного отделения, из которой получают поток обогащенного азотом пара и поток жидкости. В предпочтительном варианте, в котором используют колонну мембранного отделения, поток ожиженного метана высокого давления разделяют в метановом экономайзере на первую и вторую часть. Первую часть подвергают испарению при абсолютном давлении приблизительно 400 фунтов на квадратный дюйм (28,12 кг/см2) и двухфазную смесь подают как исходный поток в колонну мембранного отделения азота. Вторую часть потока ожиженного метана высокого давления подвергают дальнейшему охлаждению посредством пропускания через метановый экономайзер, который будет описан ниже, затем его подвергают испарению при абсолютном давлении 400 фунтов на квадратный дюйм (28,12 кг/см2) с получением в результате двухфазной смеси, или ожиженную часть подают из него в верхнюю часть колонны, где она функционирует как орошающая среда в потоке орошения. Поток обогащенного азотом пара, полученный из верхней части колонны мембранного отделения, как правило, подлежит использованию в качестве топлива. Поток жидкости из нижней части колонны затем подают на первый этап расширения метана.To maintain the calorific value (the required amount of BTU - British thermal units) of the liquefied product at an acceptable level, when there is a noticeable amount of nitrogen in the feed stream, nitrogen must be concentrated and extracted at some point in the process. To implement this task, there are various methods known to specialists in this field of technology. The following are examples. When an open methane cycle is used, and the nitrogen concentration in the feed is low, typically below about 1.0% by volume, nitrogen is usually removed by removing a small side fraction at high pressure at the inlet or outlet of the methane compressor. When using a closed cycle at a nitrogen concentration in the feed gas up to 1.5% by volume, the liquefied product stream in the first stage, as a rule, evaporates when the pressure changes from the available process conditions to close to atmospheric pressure, usually when using an evaporation chamber. Nitrogen-based vaporized vapor is then typically used as fuel gas for gas turbines that drive compressors. The LNG product (liquefied natural gas), which is now at atmospheric pressure, is sent for storage. When the nitrogen concentration in the incoming gas is from about 1.0 to 1.5% vol. when using an open cycle, nitrogen can be extracted by subjecting the liquefied gas stream to a treatment from the third cooling cycle to the evaporation step before the fourth cooling step. The vapor obtained by evaporation will contain a noticeable concentration of nitrogen and subsequently can be used as fuel gas. Typical pressure at these residual nitrogen concentrations is approximately 400 psi (28.12 kg / cm 2 ). When the nitrogen concentration in the feed stream is approximately more than 1.5% by volume. and using an open or closed cycle, the evaporation step cannot provide sufficient nitrogen recovery. In this case, a membrane separation column should be used to extract nitrogen, from which a nitrogen-enriched vapor stream and a liquid stream are obtained. In a preferred embodiment, in which a membrane separation column is used, the high pressure liquefied methane stream is separated into a first and second part in a methane economizer. The first part is evaporated at an absolute pressure of approximately 400 psi (28.12 kg / cm 2 ) and the two-phase mixture is fed as a feed stream to the nitrogen membrane separation column. The second part of the high pressure liquefied methane stream is further cooled by passing through a methane economizer, which will be described later, then it is evaporated at an absolute pressure of 400 psi (28.12 kg / cm 2 ) to obtain a two-phase mixture, or the liquefied portion is fed from it to the top of the column, where it functions as an irrigation medium in an irrigation stream. A stream of nitrogen-enriched steam obtained from the top of the membrane column is typically used as fuel. The liquid stream from the bottom of the column is then fed to the first methane expansion step.

При ожижении природного газа в каскадном процессе критическим является использование одного или нескольких хладагентов для передачи тепловой энергии от потока природного газа хладагенту и, в конечном счете, для передачи упомянутой тепловой энергии окружающей среде. В сущности, система охлаждения функционирует как тепловой насос из потока природного газа, по мере того как поток постепенно охлаждают до все более низких температур.When liquefying natural gas in a cascade process, it is critical to use one or more refrigerants to transfer thermal energy from the natural gas stream to the refrigerant and, ultimately, to transfer said thermal energy to the environment. In essence, the cooling system functions as a heat pump from a natural gas stream as the stream is gradually cooled to ever lower temperatures.

В процессе ожижения используют несколько типов охлаждения, которые включают, но не ограничены ими: (а) непрямой теплообмен, (b) испарение и (с) расширение или снижение давления. Непрямой теплообмен, как он использован здесь, относится к процессу, в котором хладагент, или охлаждающий агент, охлаждает подлежащее охлаждению вещество без непосредственного физического контакта между хладагентом и подлежащим охлаждению веществом. Конкретные примеры включают теплообмен, осуществляемый в кожухотрубном теп15 лообменнике, в теплообменнике с теплопередачей от сердечника к корпусу и в радиаторном теплообменнике из паяных алюминиевых пластин. Физическое состояние хладагента и подлежащего охлаждению вещества может изменяться в зависимости от потребностей системы и типа выбранного теплообменника. Таким образом, в способе по изобретению, как правило, следует использовать кожухотрубный теплообменник, где хладагент находится в жидком состоянии, а подлежащее охлаждению вещество находится в жидком или газообразном состоянии, тогда как радиаторный теплообменник должен использоваться там, где хладагент находится в газообразном состоянии, а подлежащее охлаждению вещество находится в жидком состоянии. И наконец, теплообменник с теплопередачей от сердечника к корпусу следует использовать там, где подлежащее охлаждению вещество является жидкостью или газом, а хладагент претерпевает фазовое превращение из жидкого состояния в газообразное в процессе теплообмена.Several types of cooling are used in the liquefaction process, which include, but are not limited to: (a) indirect heat transfer, (b) evaporation, and (c) expansion or reduction of pressure. Indirect heat transfer, as used herein, refers to a process in which a refrigerant, or cooling agent, cools a substance to be cooled without direct physical contact between the refrigerant and the substance to be cooled. Specific examples include heat transfer in a shell-and-tube heat exchanger, in a heat exchanger with heat transfer from the core to the housing, and in a radiator heat exchanger made of brazed aluminum plates. The physical state of the refrigerant and the substance to be cooled may vary depending on the needs of the system and the type of heat exchanger selected. Thus, in the method according to the invention, as a rule, a shell-and-tube heat exchanger should be used where the refrigerant is in a liquid state and the substance to be cooled is in a liquid or gaseous state, while a radiator heat exchanger should be used where the refrigerant is in a gaseous state, and the substance to be cooled is in a liquid state. And finally, a heat exchanger with heat transfer from the core to the housing should be used where the substance to be cooled is a liquid or gas, and the refrigerant undergoes a phase transition from a liquid to a gaseous state during heat transfer.

Охлаждение при испарении относится к охлаждению вещества посредством выпаривания или испарения части вещества, при поддержании в системе постоянного давления. Таким образом, в процессе испарения часть вещества, которая испаряется, поглощает тепло из части вещества, которая остается в жидком состоянии, и, следовательно, происходит охлаждение жидкой части.Evaporative cooling refers to cooling a substance by evaporating or vaporizing a portion of the substance while maintaining constant pressure in the system. Thus, during the evaporation process, the part of the substance that evaporates absorbs heat from the part of the substance that remains in the liquid state, and, therefore, the liquid part cools.

И наконец, охлаждение при расширении или при снижении давления, которое происходит, когда давление в газовой, жидкой или двухфазной системе снижают посредством пропускания через средство снижения давления. В одном из вариантов такое средство расширения представляет собой расширительный клапан Джоуля-Томсона. В другом варианте средство расширения представляет собой гидравлический или газовый расширитель. Поскольку расширители утилизируют рабочую энергию от процесса расширения, то при расширении можно получить более низкие температуры технологического процесса.Finally, cooling during expansion or when pressure decreases, which occurs when the pressure in a gas, liquid, or two-phase system is reduced by passing through a pressure reducing means. In one embodiment, such an expansion means is a Joule-Thomson expansion valve. In another embodiment, the expansion means is a hydraulic or gas expander. Since the expanders utilize working energy from the expansion process, during expansion, lower process temperatures can be obtained.

В описании и чертежах, следующих ниже, расширение хладагента может включать, как возможный случай, при котором также происходит непрямой теплообмен, пропуск его через дроссельный клапан, расположенный за последующим разделением газовой и жидкой частей в холодильных аппаратах или в конденсаторах хладагента. Хотя эта упрощенная схема является работоспособной и иногда предпочтительной, благодаря своей низкой себестоимости и простоте, она может иметь большую эффективность для выполнения расширения и разделения, а затем частичного испарения в качестве этапов разделения, например, при совместном использовании дроссельных клапанов и испарительных камер перед непрямым теплообменом в холодильниках или конденсаторах. В другом работоспособном варианте дроссельный или расширительный клапан не может быть отдельным элементом, но должен быть составной частью холодильного аппарата или конденсатора (т.е. испарение происходит на входе ожижаемого хладагента в холодильный аппарат). Подобным же образом, охлаждение нескольких потоков в ходе данного этапа охлаждения может происходить внутри отдельной камеры (т.е., в холодильной камере) или в нескольких камерах. Первое, как правило, предпочтительней с точки зрения предстоящих расходов на оборудование.In the description and drawings that follow, expansion of the refrigerant may include, as a possible case, in which indirect heat exchange also occurs, passing it through a throttle valve located after the subsequent separation of the gas and liquid parts in refrigerators or in refrigerant condensers. Although this simplified design is workable and sometimes preferable, due to its low cost and simplicity, it can be more efficient for expansion and separation and then partial evaporation as separation steps, for example, when throttle valves and evaporation chambers are combined before indirect heat exchange in refrigerators or condensers. In another operable embodiment, the throttle or expansion valve cannot be a separate element, but must be an integral part of the refrigeration unit or condenser (i.e., evaporation occurs at the inlet of the liquefied refrigerant into the refrigeration unit). Similarly, the cooling of several streams during this cooling step can occur inside a separate chamber (i.e., in a refrigerator) or in several chambers. The first, as a rule, is preferable in terms of future equipment costs.

В первом цикле охлаждения его осуществляют посредством сжатия газообразного хладагента с более высокой температурой кипения, предпочтительно пропана, до давления, при котором он может быть ожижен при непрямом теплообмене с теплопередающей средой, которая в конечном счете использует окружающую среду в качестве стока тепла, причем стоком тепла обычно является атмосфера, источник пресной воды, источник морской воды, земля или два или несколько из перечисленных источников. Конденсированный хладагент затем подвергают одному или нескольким этапам охлаждения расширением при использовании подходящего средства расширения, с получением тем самым двухфазных смесей, имеющих значительно более низкие температуры. В одном из вариантов основной поток разделяют на по меньшей мере два отдельных потока, предпочтительно от двух до четырех потоков, а наиболее предпочтительно на три потока, где каждый поток отдельно подвергают расширению до нужного давления. Каждый поток затем подвергают испарительному охлаждению посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими отдельными потоками, причем один такой поток представляет собой поток природного газа, подлежащего ожижению. Количество отдельных потоков хладагентов должно соответствовать количеству этапов сжатия хладагента. Испарившийся хладагент из каждого соответствующего потока затем возвращают на соответствующий этап в компрессор для сжатия хладагента (например, двум отдельным потокам должен соответствовать двухступенчатый компрессор). В более предпочтительном варианте все ожиженные хладагенты подвергают расширению до предварительно определенного давления, и этот поток затем используют для обеспечения испарительного охлаждения посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими отдельными потоками, причем один такой поток представляет собой поток природного газа, подлежащего ожижению. Часть ожиженного хладагента затем отводят из средства непрямого теплообмена, охлаждают посредством расширения до более низкого давления, и соответственно до более низкой температуры, где он обеспечивает испарительное охлаждение по17 средством непрямого теплообмена с одним или несколькими определенными потоками, причем один такой поток представляет собой поток природного газа, подлежащего ожижению. Номинально в этом варианте следует использовать два таких этапа охлаждения расширительным охлаждением/испарением, предпочтительно, от двух до четырех этапов, а более предпочтительно, три этапа. Подобно первому варианту хладагент в парообразном состоянии с каждого этапа возвращают к соответствующему впускному отверстию компрессора на этап сжатия.In the first cooling cycle, it is carried out by compressing a gaseous refrigerant with a higher boiling point, preferably propane, to a pressure at which it can be liquefied by indirect heat exchange with a heat transfer medium, which ultimately uses the environment as a heat sink, and heat sink usually an atmosphere, a source of fresh water, a source of sea water, land, or two or more of these sources. The condensed refrigerant is then subjected to one or more expansion cooling steps using a suitable expansion medium, thereby obtaining biphasic mixtures having significantly lower temperatures. In one embodiment, the main stream is divided into at least two separate streams, preferably from two to four streams, and most preferably into three streams, where each stream is separately subjected to expansion to the desired pressure. Each stream is then subjected to evaporative cooling by indirect heat exchange with one or more separate streams, wherein one such stream is a stream of natural gas to be liquefied. The number of individual refrigerant streams should correspond to the number of refrigerant compression steps. Evaporated refrigerant from each respective stream is then returned to the appropriate stage in the compressor to compress the refrigerant (for example, a two-stage compressor must correspond to two separate streams). More preferably, all liquefied refrigerants are expanded to a predetermined pressure, and this stream is then used to provide evaporative cooling by indirect heat exchange with one or more separate streams, one such stream being a stream of natural gas to be liquefied. A portion of the liquefied refrigerant is then diverted from the indirect heat exchange means, cooled by expansion to a lower pressure, and accordingly to a lower temperature, where it provides evaporative cooling by means of indirect heat exchange with one or more specific streams, one such stream being a natural gas stream liquefiable. Nominally in this embodiment, two such cooling steps should be used by expansion cooling / evaporation, preferably from two to four steps, and more preferably, three steps. Like the first embodiment, the refrigerant in the vapor state from each step is returned to the corresponding compressor inlet to the compression step.

В предпочтительном каскадном варианте в большинстве случаев охлаждения для ожижения хладагентов с более низкой температурой кипения (т.е. хладагентов, используемых во втором и третьем циклах) появляется возможность охлаждения этих потоков посредством непрямого теплообмена с отдельными потоками хладагентов с более высокой температурой кипения. Такой способ охлаждения относится к так называемому «каскадному охлаждению». Фактически хладагенты с более высокой температурой кипения функционируют как стоки тепла для хладагентов с более низкой температурой кипения или, говоря иначе, тепловая энергия перекачивается из потока природного газа, подлежащего ожижению в хладагент с более низкой температурой кипения, а затем перекачивается (т.е., передается) одному или нескольким хладагентам с более высокой температурой кипения, перед тем как тепло передается окружающей среде посредством стока тепла в окружающей среде (например, пресной воды, морской воды, атмосферы). Как и в первом цикле, хладагент, используемый во втором и третьем циклах сжимают с помощью многоступенчатых компрессоров до предварительно заданного давления. Когда это возможно и экономически осуществимо, сжатый парообразный хладагент сначала охлаждают посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими охлаждающими агентами (например, воздухом, морской водой, пресной водой), напрямую связанными со стоками тепла в окружающей среде. Это охлаждение может происходить за счет межэтапного охлаждения между этапами сжатия и/или охлаждения сжатого продукта. Подвергнутый сжатию поток затем охлаждают дальше посредством непрямого теплообмена с использованием одного или нескольких описанных выше этапов охлаждения с хладагентами, имеющими более высокие температуры кипения.In a preferred cascade embodiment, in most cases, cooling to liquefy refrigerants with a lower boiling point (i.e., refrigerants used in the second and third cycles), it becomes possible to cool these streams by indirect heat exchange with separate flows of refrigerants with a higher boiling point. This cooling method refers to the so-called "cascade cooling". In fact, refrigerants with a higher boiling point function as heat sinks for refrigerants with a lower boiling point or, in other words, thermal energy is pumped from a natural gas stream to be liquefied into a refrigerant with a lower boiling point, and then pumped (i.e., transferred) to one or more refrigerants with a higher boiling point, before the heat is transferred to the environment through the heat sink in the environment (e.g. fresh water, sea water, atmospheres ). As in the first cycle, the refrigerant used in the second and third cycles is compressed using multistage compressors to a predetermined pressure. When possible and economically feasible, the compressed vaporous refrigerant is first cooled by indirect heat exchange with one or more cooling agents (e.g., air, sea water, fresh water) directly associated with heat sinks in the environment. This cooling may occur through inter-stage cooling between the stages of compression and / or cooling of the compressed product. The compressed stream is then cooled further by indirect heat exchange using one or more of the above cooling steps with refrigerants having higher boiling points.

Хладагент второго цикла, предпочтительно этилен, сначала охлаждают предпочтительно посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими охлаждающими агентами, напрямую связанными со стоками тепла в окружающей среде (т.е., межэтапного и/или следующего за охлаждением сжатия), а затем охлаждают далее и, наконец, ожижают посредством последовательного контакта в первом и втором, или в первом, втором и третьем этапах охлаждения с имеющим более высокую температуру кипения хладагентом, который используют в первом цикле. Предпочтительными хладагентами второго и первого циклов являются этилен и пропан, соответственно.The second cycle refrigerant, preferably ethylene, is first cooled preferably by indirect heat exchange with one or more cooling agents directly associated with heat sinks in the environment (i.e., inter-stage and / or compression following cooling), and then cooled further and, finally, they are liquefied by successive contact in the first and second, or in the first, second and third cooling stages with a higher boiling point refrigerant used in the first cycle. Preferred refrigerants for the second and first cycles are ethylene and propane, respectively.

Когда используют каскадные замкнутые системы с тремя хладагентами, то хладагент в третьем цикле подвергают сжатию постадийным образом, предпочтительно, хотя и необязательно, посредством непрямой теплопередачи на сток тепла в окружающей среде (т.е., многоэтапное и/или следующее за охлаждением сжатие), а затем охлаждают посредством непрямого теплообмена либо во всех, либо в отдельных этапах охлаждения в первом и втором циклах, в которых в качестве хладагентов предпочтительно используют пропан и этилен, соответственно. Этот поток контактирует предпочтительно последовательно с каждым более низкотемпературным этапом охлаждения в первом и втором циклах охлаждения, соответственно.When cascaded closed systems with three refrigerants are used, the refrigerant in the third cycle is compressed in stages, preferably, although not necessarily, by indirect heat transfer to the heat sink in the environment (i.e., multi-stage and / or compression following cooling), and then cooled by indirect heat exchange, either in all or in separate cooling steps in the first and second cycles, in which propane and ethylene are preferably used as refrigerants, respectively. This stream preferably contacts in series with each lower temperature cooling step in the first and second cooling cycles, respectively.

В системе каскадного охлаждения с открытым циклом, такой как показана на фиг.1, первый и второй циклы выполняют аналогично тому, как изложено для замкнутого цикла. Однако, система открытого метанового цикла несколько отличается от обычного типа замкнутых циклов охлаждения. Как отмечено выше при описании четвертого цикла или этапа, значительную часть потока ожиженного природного газа, сначала находящегося при повышенном давлении, поэтапно охлаждают приблизительно до -260°F (-162,22°C) посредством охлаждения расширением до почти атмосферного давления. В каждом этапе получают значительное количество обогащенного метаном пара при данном давлении. Каждый поток пара предпочтительно подвергают значительной передаче тепла в метановых экономайзерах и предпочтительно возвращают на этап к впускному отверстию компрессора при температуре, близкой к температуре окружающей среды. В ходе прохождения через метановые экономайзеры полученные испарением пары контактируют с более теплыми потоками в режиме противотока и в последовательности, предусматривающей максимальное охлаждение более теплых потоков. Давление, выбранное для каждого этапа охлаждения расширением, является таким, чтобы для каждого этапа объем полученного газа плюс объем сжатого пара от соседнего более низкого этапа получается в результате работы многоступенчатого компрессора с полной эффективностью. Предпочтительными являются межэтапное охлаждение и охлаждение окончательно сжатого газа и их выполняют предпочтительно посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими хладагентами, напрямую связанными со стоком тепла в окружающей среде. Сжатый обогащенный метаном поток затем охлаждают далее посредством непрямого теплообмена с хладагентом в первом и втором циклах, предпочтительно все этапы связаны с хладагентом, используемым в первом цикле, более предпочтительно - в первых двух этапах, а еще более предпочтительно, - только в первом этапе. Охлажденный обогащенный метаном поток охлаждают далее посредством непрямого теплообмена с полученным при испарении паром в главном метановом экономайзере, а затем объединяют с исходным потоком природного газа в том месте процесса ожижения, где исходный поток природного газа и охлаждаемый обогащенный метаном поток имеют одинаковые значения температуры и давления, предпочтительно перед поступлением на один из этапов охлаждения этиленом, более предпочтительно, сразу перед этапом охлаждения этиленом, в котором ожижается основная часть метана (т.е. в этиленовом конденсаторе).In an open-loop cascade cooling system, such as that shown in FIG. 1, the first and second cycles are performed in the same way as described for a closed cycle. However, the open methane cycle system is somewhat different from the usual type of closed cooling cycles. As noted above in the description of the fourth cycle or step, a significant portion of the liquefied natural gas stream, initially under elevated pressure, is cooled in stages to approximately -260 ° F (-162.22 ° C) by expansion expansion to near atmospheric pressure. In each step, a significant amount of methane-enriched vapor is obtained at a given pressure. Each steam stream is preferably subjected to significant heat transfer in methane economizers and is preferably returned to the compressor inlet at a temperature close to ambient temperature. During the passage through methane economizers, the vapor obtained by evaporation is contacted with warmer streams in countercurrent mode and in a sequence providing for the maximum cooling of warmer streams. The pressure selected for each expansion cooling stage is such that for each stage the volume of gas produced plus the volume of compressed steam from the neighboring lower stage is obtained as a result of the multistage compressor operating with full efficiency. The step-by-step cooling and cooling of the finally compressed gas are preferred and are preferably carried out by indirect heat exchange with one or more refrigerants directly associated with the heat sink in the environment. The compressed methane-enriched stream is then further cooled by indirect heat exchange with the refrigerant in the first and second cycles, preferably all steps are associated with the refrigerant used in the first cycle, more preferably in the first two steps, and even more preferably only in the first step. The cooled methane-enriched stream is further cooled by indirect heat exchange with the vapor obtained by evaporation in the main methane economizer, and then combined with the natural gas feed stream in the place of the liquefaction process where the natural gas feed stream and the cooled methane-rich stream have the same temperature and pressure, preferably before entering one of the ethylene cooling steps, more preferably immediately before the ethylene cooling step in which the bulk is liquefied methane (i.e. in an ethylene condenser).

В более предпочтительных вариантах предприняты шаги для дальнейшей оптимизации эффективности способа за счет возврата потоков газообразных хладагентов на впускные отверстия соответствующих компрессоров при температуре, равной или близкой к температуре окружающей среды. Эти шаги не только повышают общую эффективность, но существенно уменьшают проблемы, связанные с воздействием на компоненты компрессоров криогенных условий. Это осуществляют посредством использования экономайзеров, в которых потоки содержат в основной своей части жидкость, и перед тем, как их подвергают испарению, сначала охлаждают посредством непрямого теплообмена с одним или несколькими потоками пара, полученными в этапе (т.е. стадии) или этапах расширения ниже по ходу потока, в том же самом цикле или цикле ниже по ходу потока. В замкнутой системе экономайзеры используют предпочтительно для получения дополнительного охлаждения от полученных при испарении паров во втором или третьем циклах. Когда используют систему с открытым метановым циклом, полученные при испарении пары из четвертого этапа предпочтительно возвращают в один или несколько экономайзеров, где (1) эти пары охлаждают посредством непрямого теплообмена потоков ожиженного продукта перед каждым этапом снижения давления, и (2) эти пары охлаждают посредством непрямого теплообмена со сжатыми парами из открытого метанового цикла перед объединением этого потока или потоков с главным исходным потоком природного газа. Эти этапы охлаждения включают описанный выше третий этап охлаждения и более подробно будут описаны при описании фиг. 1 . В одном из вариантов, где во втором и третьем циклах используют этилен и метан, контактирование можно выполнять с использованием ряда этиленовых и метановых экономайзеров. В предпочтительном варианте, который показан на фиг.1 и который будет более подробно описан ниже, в процессе используют главный этиленовый экономайзер, главный метановый экономайзер и один или несколько дополнительных метановых экономайзеров. Эти дополнительные экономайзеры упоминают здесь как второй метановый экономайзер, третий метановый экономайзер и так далее, и каждый из таких дополнительных метановых экономайзеров относится к отдельному этапу испарения ниже по ходу потока.In more preferred embodiments, steps have been taken to further optimize the efficiency of the method by returning gaseous refrigerant flows to the inlets of the respective compressors at a temperature equal to or close to ambient temperature. These steps not only increase overall efficiency, but significantly reduce the problems associated with exposure of compressor components to cryogenic conditions. This is accomplished through the use of economizers, in which the streams contain the bulk of the liquid, and before they are subjected to evaporation, they are first cooled by indirect heat exchange with one or more steam streams obtained in the stage (i.e., stage) or expansion stages downstream, in the same cycle or cycle downstream. In a closed system, economizers are preferably used to obtain additional cooling from the vapor obtained by evaporation in the second or third cycles. When an open methane cycle system is used, the vapor obtained from the fourth step is preferably returned to one or more economizers, where (1) these vapors are cooled by indirect heat exchange of the liquefied product streams before each pressure reduction step, and (2) these vapors are cooled by indirect heat exchange with compressed vapors from an open methane cycle before combining this stream or streams with the main natural gas feed stream. These cooling steps include the third cooling step described above, and will be described in more detail with reference to FIG. one . In one embodiment, where ethylene and methane are used in the second and third cycles, contacting can be performed using a number of ethylene and methane economizers. In a preferred embodiment, which is shown in FIG. 1 and which will be described in more detail below, a main ethylene economizer, a main methane economizer, and one or more additional methane economizers are used in the process. These additional economizers are referred to here as a second methane economizer, a third methane economizer, and so on, and each of these additional methane economizers refers to a separate step of evaporation downstream.

Заявленный способ извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или соединений углеводородов с более высоким молекулярным весом из газового потока на основе метана является высокоэффективным и технологически простым процессом. Благодаря технологии ведения процесса, колонна, упоминаемая здесь как отгоночная колонна, выполняет функции как отгонки, так и фракционирования. Способ включает охлаждение газового потока на основе метана так, чтобы конденсировать от 0,1 до 20% мольн., предпочтительно от 0,5 приблизительно до 10% мольн. и более предпочтительно, приблизительно от 1,75 до 6,0% мольн., с образованием при этом двухфазного потока. Оптимальная мольная доля зависит от состава газа, подвергаемого ожижению, и других связанных с процессом параметров, в чем легко удостовериться специалисту, достаточно ориентирующемуся в данной области техники.The claimed method of extracting benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbon compounds from a methane-based gas stream is a highly efficient and technologically simple process. Thanks to the process control technology, the column, referred to here as the stripping column, performs the functions of both distillation and fractionation. The method includes cooling a methane-based gas stream so as to condense from 0.1 to 20 mol%, preferably from 0.5 to about 10 mol%. and more preferably, from about 1.75 to 6.0% mole., with the formation of a biphasic stream. The optimal mole fraction depends on the composition of the gas to be liquefied and other parameters related to the process, which can be easily verified by a specialist who is sufficiently knowledgeable in the art.

В одном из вариантов соответствующий двухфазный поток получают охлаждением целиком всего исходного потока до такой степени, чтобы получить нужное содержание жидкостей. В предпочтительном варианте газовый поток сначала охлаждают до температуры, близкой к температуре ожижения, а затем разделяют на первый поток и второй поток. Первый поток подвергают дополнительному охлаждению и частичной конденсации, а затем соединяют со вторым потоком, получая тем самым двухфазный поток, имеющий нужное содержание жидкостей. Этот последний подход предпочтителен, поскольку легко обеспечивает ведение и регулирование процесса.In one embodiment, the corresponding two-phase stream is obtained by cooling the entire source stream to such an extent as to obtain the desired liquid content. In a preferred embodiment, the gas stream is first cooled to a temperature close to the liquefaction temperature, and then separated into a first stream and a second stream. The first stream is subjected to additional cooling and partial condensation, and then combined with the second stream, thereby obtaining a two-phase stream having the desired liquid content. This latter approach is preferable because it easily provides guidance and process control.

Двухфазный поток затем подают в верхнюю секцию колонны, где он контактирует с потоком пара, подаваемого из нижней части колонны, с получением тем самым обогащенного высокомолекулярными углеводородами потока жидкости, который выполняет функцию потока орошающей среды, и потока пара, обедненного высокомолекулярными углеводородами, которые получают из колонны. Как это использовано здесь, термин «высокомолекулярные углеводороды» относится к любому, преимущественно органическому соединению, имеющему более высокий молекулярный вес, чем у этана. Колонна является уникальной в том смысле, что, как отмечено выше, позволяет обойтись без конденсатора для получения оро21 шающей среды, а также обойтись без ребойлера для получения пара.The two-phase stream is then fed to the upper section of the column, where it is in contact with the steam stream supplied from the bottom of the column, thereby obtaining a liquid stream enriched with high molecular weight hydrocarbons, which acts as an irrigation medium stream, and a steam stream depleted in high molecular weight hydrocarbons, which are obtained from the columns. As used here, the term "high molecular weight hydrocarbons" refers to any, predominantly organic compound having a higher molecular weight than ethane. The column is unique in the sense that, as noted above, it allows dispensing with a condenser to obtain an irrigation medium, as well as dispensing with a reboiler for generating steam.

Как отмечено выше, поток обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, подают в колонну. Этот поток предпочтительно берет начало из места, находящегося выше по ходу потока, где газовый поток на основе метана подвергают охлаждению до определенной степени, и извлекают жидкости. Перед вводом в основание колонны этот газовый поток охлаждают посредством непрямого контакта, предпочтительно в режиме противотока, с жидким продуктом, получаемым из низа колонны, и получают тем самым подогретый, обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток и охлажденный, обогащенный метаном газовый поток, предназначенный для отгонки. Обогащенный метаном газ, предназначенный для отгонки, может быть подвергнут частичной конденсации при охлаждении, а полученный в результате обогащенный метаном газ, предназначенный для отгонки и состоящий из двух фаз, можно подавать прямо в колонну.As noted above, a methane-rich gas stream for distillation is fed to the column. This stream preferably originates from a location upstream, where the methane-based gas stream is cooled to a certain extent and liquids are recovered. Before entering the column base, this gas stream is cooled by indirect contact, preferably in countercurrent mode, with the liquid product obtained from the bottom of the column, thereby obtaining a heated, high molecular weight hydrocarbon-rich stream and a cooled methane-rich gas stream for distillation. The methane-enriched gas intended for distillation can be partially condensed upon cooling, and the resulting methane-enriched gas intended for distillation and consisting of two phases can be fed directly to the column.

Использование охлажденного, обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, который содержит малое количество С3+ компонентов, вместо полученного из ребойлера пара, который содержит значительное количество С3+, существенно уменьшает проблемы, связанные с присутствием в колонне сред при условиях, приближающихся к критическим, что приводит к ухудшению отделения компонентов. Этот фактор становится особенно важным, когда процесс осуществляют в наиболее предпочтительном диапазоне абсолютного давления, приблизительно от 550 до 675 фунтов на квадратный дюйм (38,67-47,45 кг/см2). Критические температура и давление метана составляют -116,4°F (82,44°C) и 673,3 фунта на квадратный дюйм (47,33 кг/см2). Критические температура и давление пропана составляет 206,2°F (96,78°С) и 617,4 фунта на квадратный дюйм (43,4 кг/см2) и критические температура и давление n-бутана составляет 305,7°F (152,06°C) и 551,25 фунта на квадратный дюйм (38,75 кг/см2). Присутствие значительных количеств С3+ компонентов будет (1 ) снижать критическое давление, тем самым приближая его к предпочтительным рабочим давлениям процесса и (2) повышать критическую температуру. В результате этого становится труднее осуществлять разделение компонентов посредством контактирования пар/жидкость. Вторым фактором, отличающим использование охлажденного обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, взамен пара из ребойлера является различие температур между этими соответствующими потоками и жидким эффлюентом из последнего этапа. Поскольку предпочтительно, чтобы охлажденный, обогащенный метаном газ, предназначенный для отгонки, был более теплым, чем аналогичный пар из ребойлера, то этот предпочтительный поток обладает более высокой способностью к отделению жидкой фазы более легких компонентов. Разность температур между вытекающей из колонны жидкостью и подаваемым в колонну, предназначенным для отгонки газом составляет более предпочтительно от 20°F (-6,67°С) до 110°F (43,33°С), еще более предпочтительно от 40°F (4,44°C) до 90°F (32,22°С), наиболее предпочтительно приблизительно от 60°F (15,56°С) до 80°F (26,67°C).Using cooled, methane-rich gas for stripping, which contains small amounts of C3 + components in lieu obtained from the reboiler steam which contains significant amounts of C3 +, significantly reduces the problems associated with the presence in the column of media under conditions approaching critical that leads to poor separation of the components. This factor becomes especially important when the process is carried out in the most preferred absolute pressure range, from about 550 to 675 psi (38.67-47.45 kg / cm 2 ). The critical temperature and pressure of methane are -116.4 ° F (82.44 ° C) and 673.3 psi (47.33 kg / cm 2 ). The critical temperature and pressure of propane is 206.2 ° F (96.78 ° C) and 617.4 psi (43.4 kg / cm 2 ) and the critical temperature and pressure of n-butane is 305.7 ° F ( 152.06 ° C) and 551.25 pounds per square inch (38.75 kg / cm 2 ). The presence of significant amounts of C3 + components will (1) lower the critical pressure thereby bringing it close to the preferred operating pressures of the process and (2) raise the critical temperature. As a result of this, it becomes more difficult to separate the components by contacting the vapor / liquid. The second factor that distinguishes the use of a cooled methane-rich gas for distillation instead of steam from a reboiler is the temperature difference between these respective streams and the liquid effluent from the last step. Since it is preferable that the cooled methane-enriched gas intended for distillation be warmer than similar steam from a reboiler, this preferred stream has a higher ability to separate the liquid phase of the lighter components. The temperature difference between the liquid flowing out of the column and the gas fed to the column for stripping is more preferably 20 ° F (-6.67 ° C) to 110 ° F (43.33 ° C), even more preferably 40 ° F (4.44 ° C) to 90 ° F (32.22 ° C), most preferably from about 60 ° F (15.56 ° C) to 80 ° F (26.67 ° C).

Теоретическое количество тарелок в колонне будет зависеть от состава, температуры и расхода потока пара на входе в колонну и состава, температуры, расхода и отношения содержаний жидкости и пара двухфазного потока, подаваемого в верхнюю часть колонны. Такое определение не представляет сложности для специалиста, достаточно ориентирующегося в данной области техники. Теоретическое количество тарелок может быть обеспечено с помощью различных типов насадок (кольца с прокладками, подкладки и т. п.) или различных контактных каскадов (например, тарелок), расположенных в колонне, или их сочетания. Как правило, требуется теоретически от двух (2) до пятнадцати (15) каскадов, более предпочтительно от трех (3) до десяти (10), еще более предпочтительно от четырех (4) до восьми (8), а наиболее предпочтительно, приблизительно пять (5) каскадов. Тарелки предпочтительны обычно, когда диаметр колонны превышает шесть (6) футов (182,9 см).The theoretical number of plates in the column will depend on the composition, temperature and flow rate of the steam stream at the inlet to the column and the composition, temperature, flow rate and ratio of the liquid and steam contents of the two-phase stream supplied to the top of the column. Such a definition is not difficult for a specialist who is sufficiently oriented in the art. The theoretical number of plates can be provided using various types of nozzles (rings with gaskets, linings, etc.) or various contact stages (for example, plates) located in the column, or a combination thereof. Typically, theoretically, two (2) to fifteen (15) stages are required, more preferably three (3) to ten (10), even more preferably four (4) to eight (8), and most preferably about five (5) cascades. Trays are usually preferred when the diameter of the column exceeds six (6) feet (182.9 cm).

Поточная диаграмма и устройство, приведенные на фиг. 1 и фиг. 2, представляют предпочтительный вариант процесса каскадного ожижения открытого типа и приведены с иллюстративными целями. Из предпочтительного варианта преднамеренно изъята система извлечения азота, поскольку такая система зависит от содержания азота в подаваемом газе. Однако, как отмечено выше в описании, технологии и методики извлечения азота, подходящие для этого предпочтительного варианта, легко доступны для специалистов в данной области техники. Показанное более подробно на фиг. 3 и 4 в иллюстративных целях представляет заявленную криогенную колонну и, в частности, методику охлаждения и регулирования температуры предназначенного для отгонки газа, подаваемого в криогенную колонну. Специалисты в данной области техники также поймут, что фиг. 1-4 являются всего лишь схемами, и поэтому многие единицы оборудования, которые могли бы быть нужны в промышленной установке для успешной работы, здесь опущены для ясности. К этому оборудованию могут быть отнесены, например, регуляторы компрессоров, средства измерения расхода и уровня и соответствующие регуляторы, дополнительные регуляторы температуры и давления, насосы, двигатели, фильтры, дополнительные теплообменники, клапаны и т.д. Это оборудование может быть предусмот23 рено в соответствии со стандартной инженерной практикой.The flow diagram and apparatus of FIG. 1 and FIG. 2 represent a preferred embodiment of an open-type cascade liquefaction process and are provided for illustrative purposes. The nitrogen extraction system has been deliberately removed from the preferred embodiment, since such a system depends on the nitrogen content of the feed gas. However, as noted above in the description, nitrogen recovery technologies and techniques suitable for this preferred embodiment are readily available to those skilled in the art. Shown in more detail in FIG. 3 and 4 for illustrative purposes represents the claimed cryogenic column and, in particular, the method of cooling and temperature control intended for the distillation of the gas supplied to the cryogenic column. Those skilled in the art will also understand that FIG. 1-4 are merely diagrams, and therefore many pieces of equipment that might be needed in an industrial installation for successful operation are omitted here for clarity. This equipment may include, for example, compressor controllers, flow and level measuring instruments and corresponding controllers, additional temperature and pressure controllers, pumps, motors, filters, additional heat exchangers, valves, etc. This equipment may be provided in accordance with standard engineering practice.

Для облегчения понимания фиг. 1-4, позиции, пронумерованные с 1 по 99, как правило, соответствуют технологическим сосудам и оборудованию, непосредственно относящимся к процессу ожижения. Позиции, пронумерованные со 100 по 199 соответствуют трубопроводам или каналам для потоков, которые в главной своей части содержат метан. Позиции, пронумерованные с 200 по 299 соответствуют трубопроводам или каналам для потоков, которые в качестве хладагента содержат этилен или, необязательно, этан. Позиции, пронумерованные с 300 по 399, соответствуют трубопроводам или каналам для потоков, которые содержат в качестве хладагента пропан. Нумерацию систем, использованную на фиг. 1 , насколько было возможно, использовали на фиг. 2, 3 и 4. Кроме того, для дополнительных элементов, не показанных на фиг. 1 , использовали следующую нумерацию. Позиции, пронумерованные с 400 по 499, соответствуют дополнительным трубопроводам или каналам для потоков. Позиции, пронумерованные с 500 по 599, соответствуют дополнительному технологическому оборудованию, такому как сосуды, колонны, средства теплообмена и клапаны, включая технологические регулирующие клапаны. Позиции, пронумерованные с 600 по 799, как правило, относятся к технологическим системам регулирования, отдельным регулирующим клапанам и включают конкретно чувствительные элементы, преобразователи, контроллеры и средства ввода заданных значений.To facilitate understanding of FIG. 1-4, items numbered 1 through 99 typically correspond to process vessels and equipment directly related to the liquefaction process. Items numbered 100 through 199 correspond to pipelines or flow channels, which in their main part contain methane. Items numbered 200 through 299 correspond to pipelines or flow channels that contain ethylene or, optionally, ethane as a refrigerant. Items numbered 300 to 399 correspond to pipelines or flow channels that contain propane as a refrigerant. The system numbering used in FIG. 1, as far as possible, was used in FIG. 2, 3 and 4. In addition, for additional elements not shown in FIG. 1, the following numbering was used. Items numbered 400 through 499 correspond to additional piping or flow channels. Items numbered 500 through 599 correspond to optional process equipment, such as vessels, columns, heat exchangers, and valves, including process control valves. Items numbered 600 to 799 typically relate to process control systems, individual control valves, and specifically include sensing elements, transducers, controllers, and setpoint inputs.

Почти во всех системах регулирования использованы некоторые комбинации электрических, пневматических или гидравлических сигналов. Однако, в объем притязаний настоящего изобретения входит применение любых других типов передачи сигналов, подходящих для использования в способе и оборудовании. Что касается иллюстрации изобретения, показанного на фиг. 1 -4, то линии, обозначенные как сигнальные, изображены на чертежах пунктирными линиями. Эти линии представляют собой предпочтительно электрические или пневматические сигнальные линии. Как правило, сигналы, генерируемые любым датчиком, по форме являются электрическими. Однако, сигналы, генерируемые чувствительными элементами параметров течения, как правило, по форме являются пневматическими. Преобразование этих сигналов не всегда показано для упрощения, поскольку в данной области техники хорошо известно, что, если параметры течения измеряют в пневматической форме, то они должны быть преобразованы в электрическую форму, если они подлежат преобразованию в электрическую форму посредством преобразователя параметров течения.Almost all control systems use some combination of electrical, pneumatic or hydraulic signals. However, the scope of the claims of the present invention includes the use of any other types of signaling suitable for use in the method and equipment. Regarding the illustration of the invention shown in FIG. 1 -4, then the lines designated as signal are shown in dotted lines in the drawings. These lines are preferably electric or pneumatic signal lines. As a rule, the signals generated by any sensor are electric in shape. However, the signals generated by the sensitive elements of the flow parameters, as a rule, are pneumatic in shape. The conversion of these signals is not always shown to simplify, since it is well known in the art that if the flow parameters are measured in pneumatic form, then they must be converted to electrical form if they are to be converted to electrical form by means of a flow parameter converter.

Как показано на фиг. 1 , газообразный пропан сжимают в многоступенчатом компрессоре 18, приводимом в действие газовой турбиной, которая не показана. Три ступени сжатия осуществляют предпочтительно в одной установке, хотя каждую ступень сжатия можно выполнять в отдельной установке, а установки механически соединить для приведения в действие от одного привода. Сжатый пропан после сжатия поступает по каналу 300 в холодильник 20, где происходит его ожижение. Типичные давление и температура ожиженного пропанового хладагента перед испарением составляют около 100°F (37,78°C) и около 190 фунтов на квадратный дюйм (13,36 кг/см2). Хотя на фиг. 1 не показано, предпочтительно, чтобы разделительная колонна для извлечения остаточных легких компонентов из ожиженного пропана находилась ниже по ходу потока относительно холодильника 20 и выше по ходу потока относительно средства понижения давления, показанного как расширительный клапан 1 2. Такие колонны могут включать одноступенчатый отделитель газжидкость или могут быть более сложными и включать накопительную секцию, секцию конденсации и секцию абсорбции, при этом две последние из них могут работать в непрерывном режиме или периодически включаться в непрерывный цикл для извлечения из пропана остаточных легких компонентов. Поток из этого резервуара или поток из холодильника 20, в зависимости от обстоятельств, проходит по каналу 302 в средство понижения давления, показанное как расширительный клапан 1 2, в котором снижают давление ожиженного пропана, за счет чего происходит его выпаривание или испарение. Полученный в результате двухфазный продукт течет затем по каналу 304 в многоэтапный пропановый вымораживающий агрегат 2, в который через канал 152 в качестве хладагента вводят газообразный метан, исходный природный газ, вводимый по каналу 100 и этиленовый хладагент, вводимый по каналу 202, охлажденные соответственно посредством непрямого теплообмена в средствах 4,6 и 8 с получением тем самым потоков охлажденных газов, подаваемых соответственно по каналам 154, 102 и 204. Газ по каналу 154 подают в главный метановый экономайзер 74, который более подробно будет описан в соответствующем разделе описания и в котором поток охлаждают с помощью средства 98 непрямого теплообмена. Полученный в результате охлажденный и сжатый рецикловый поток метана, подаваемый по каналу 158, затем объединяют с потоком пара, обедненного высокомолекулярными углеводородами, в канале 1 20 из колонны 60 извлечения высокомолекулярных углеводородов и подают в метановый конденсатор 68.As shown in FIG. 1, propane gas is compressed in a multi-stage compressor 18 driven by a gas turbine, which is not shown. Three compression stages are preferably carried out in one installation, although each compression stage can be performed in a separate installation, and the plants are mechanically connected to be driven from a single drive. Compressed propane after compression enters channel 300 into the refrigerator 20, where it liquefies. Typical pressure and temperature of the liquefied propane refrigerant before evaporation are about 100 ° F (37.78 ° C) and about 190 psi (13.36 kg / cm 2 ). Although in FIG. 1 is not shown, it is preferable that the separation column for removing residual light components from liquefied propane be located downstream of the refrigerator 20 and upstream of the pressure reducing means shown as expansion valve 1 2. Such columns may include a single-stage gas-liquid separator or may be more complex and include a storage section, a condensation section and an absorption section, while the last two of them can operate continuously or for a period to be included in a continuous cycle to extract residual light components from propane. The stream from this tank or the stream from the refrigerator 20, as the case may be, passes through a channel 302 to a pressure reducing means, shown as an expansion valve 1 2, in which the pressure of the liquefied propane is reduced, due to which evaporation or evaporation occurs. The resulting two-phase product then flows through channel 304 into a multi-stage propane freezing unit 2, into which methane gas is introduced as channel refrigerant 152, natural gas feed through channel 100, and ethylene refrigerant introduced through channel 202, respectively cooled by indirect heat exchange in means 4.6 and 8, thereby obtaining flows of chilled gases supplied respectively through channels 154, 102 and 204. Gas through channel 154 is supplied to the main methane economizer 74, which is described in more detail udet described in the relevant section of the description and wherein the stream is cooled via indirect heat exchange means 98. The resulting cooled and compressed recycle methane stream supplied through channel 158 is then combined with a steam stream depleted in high molecular weight hydrocarbons in channel 1 20 from the high molecular weight hydrocarbon recovery column 60 and fed to methane condenser 68.

Газообразный пропан из вымораживающего агрегата 2 возвращают в компрессор 1 8 по каналу 306. Этот газ подают на многоступенча25 тый впускной канал компрессора 18. Оставшийся жидкий пропан проходит по каналу 308, давление понижают далее посредством пропуска через средство снижения давления, показанное как расширительный клапан 14, после чего производят испарение дополнительной части пропана. Полученный в результате двухфазный поток затем подают в вымораживающий агрегат 22 по каналу 310, снабжая тем самым хладагентом вымораживающий агрегат 22. Охлажденный исходный газовый поток из вымораживающего агрегата 22 поступает по каналу 1 02 в резервуар 1 0 извлечения конденсата, в котором отделяют газ от жидкости. Жидкую фазу, которая обогащена С3+ компонентами, удаляют по каналу 103. Газообразную фазу отводят по каналу 1 04, а затем разделяют на два отдельных потока, которые транспортируют по каналам 106 и 108. Поток по каналу 106 подают в пропановый вымораживающий агрегат 22. Подаваемый по каналу 1 08 поток становится исходным в теплообменнике 62 и в конечном счете в газообразном виде его подают на разделение в колонну 60 для извлечения высокомолекулярных углеводородов. Этиленовый хладагент из вымораживающего агрегата 2 вводят в вымораживающий агрегат 22 через канал 204. В вымораживающем агрегате 22 поток исходного газа, упоминаемый здесь также как обогащенный метаном поток, и потоки этиленового хладагента, соответственно, охлаждают в средствах 24 и 26 непрямого теплообмена, с получением в результате охлажденного обогащенного метаном потока и потока охлажденного этиленового хладагента в каналах 110 и 206. Таким образом испарившуюся часть пропанового хладагента отделяют и подают по каналу 311 на впуск промежуточной ступени компрессора 18. Жидкий пропановый хладагент из вымораживающего агрегата 22 отводят по каналу 314, подвергают испарению в средстве снижения давления, показанном как расширительный клапан 1 6, а затем подают в вымораживающий агрегат 28 третьего этапа по каналу 316.Propane gas from the freezing unit 2 is returned to the compressor 1 8 through a channel 306. This gas is supplied to the multi-stage compressor inlet 18. The remaining liquid propane passes through a channel 308, the pressure is then reduced by passing through a pressure reducing means, shown as expansion valve 14, then evaporate an additional part of propane. The resulting two-phase flow is then fed to the freezing unit 22 via a channel 310, thereby supplying the freezing unit 22 with refrigerant. The cooled initial gas stream from the freezing unit 22 enters through the channel 1 02 into the condensate recovery tank 1 0, in which gas is separated from the liquid. The liquid phase, which is enriched with C3 + components is removed through the channel 103. The gaseous phase is removed via channel 1 04 and then separated into two separate streams which are conveyed through the channels 106 and 108. Flow channel 106 is fed to propane unit 22 is frozen. The feed through channel 1 08 becomes the source stream in the heat exchanger 62 and ultimately in gaseous form it is fed to a separation column 60 to recover high molecular weight hydrocarbons. The ethylene refrigerant from the freezing unit 2 is introduced into the freezing unit 22 through a channel 204. In the freezing unit 22, the feed gas stream, also referred to here as the methane-rich stream, and the ethylene refrigerant flows, respectively, are cooled in indirect heat exchangers 24 and 26 to obtain as a result of the cooled methane-rich stream and the stream of cooled ethylene refrigerant in channels 110 and 206. Thus, the evaporated part of the propane refrigerant is separated and fed through channel 311 to the inlet hydrochloric stage compressor 18. Liquid propane refrigerant from the freeze assembly 22 is withdrawn through the channel 314, is subjected to evaporation in a pressure reduction means, illustrated as expansion valve 1 to 6, and then fed in a cold unit 28 of the third stage through the channel 316.

Как показано на фиг. 1, обогащенный метаном поток течет из пропанового вымораживающего агрегата 22 промежуточного этапа в пропановый вымораживающий агрегат/конденсатор 28 низшего этапа по каналу 110. В этом вымораживающем агрегате поток охлаждают в средстве 30 непрямого теплообмена. Подобным же образом, поток этиленового хладагента течет из пропанового вымораживающего агрегата 22 промежуточного этапа в пропановый вымораживающий агрегат/конденсатор 28 низшего этапа по каналу 206. В последнем этиленовый хладагент конденсируют полностью или почти полностью в средстве 32 непрямого теплообмена. Испарившийся пропан отводят из пропанового вымораживающего агрегата/конденсатора 28 низшего этапа и возвращают на впуск низшей ступени компрессора 1 8 по каналу 320. Хотя на фиг.1 показано охлаждение потоков, подаваемых по каналам 110 и 206, которое осуществляют в одном и том же агрегате, вымораживание потока 110 и охлаждение и конденсирование потока 206, соответственно, может происходить в отдельных технологических агрегатах (например, в отдельном вымораживающем агрегате и отдельном конденсаторе, соответственно). Подобным же образом, предшествующие этапы охлаждения, в которых многие потоки были охлаждены в общем агрегате (например, в вымораживающем агрегате) могут быть произведены в разных агрегатах. Первая схема является предпочтительным вариантом в связи с расходами на многочисленные агрегаты и меньшим пространством, необходимым для одного агрегата.As shown in FIG. 1, a methane-enriched stream flows from an intermediate stage propane freezing unit 22 to a lower stage propane freezing unit / condenser 28 through a channel 110. In this freezing unit, the stream is cooled in an indirect heat exchange means 30. Similarly, an ethylene refrigerant stream flows from an intermediate stage propane freezing unit 22 to a lower stage propane freezing unit / condenser 28 through channel 206. In the latter, the ethylene refrigerant is fully or almost completely condensed in the indirect heat exchange means 32. Evaporated propane is removed from the low-level propane freezing unit / condenser 28 and returned to the lower stage inlet of compressor 1 8 through channel 320. Although FIG. 1 shows the cooling of flows supplied through channels 110 and 206, which are carried out in the same unit, freezing of stream 110 and cooling and condensation of stream 206, respectively, can occur in separate process units (for example, in a separate freezing unit and a separate condenser, respectively). Similarly, the preceding cooling steps in which many streams were cooled in a common unit (for example, in a freezing unit) can be produced in different units. The first scheme is the preferred option due to the cost of multiple units and less space needed for one unit.

Как показано на фиг.1, обогащенный метаном поток, выходящий из пропанового вымораживающего агрегата низшего этапа, выводят по каналу 112 в вымораживающий этиленовый агрегат 42 высшего этапа. Этиленовый хладагент выпускают по каналу 208 из вымораживающего пропанового агрегата 28 низшего этапа и подают предпочтительно в разделительную колонну 37, в которой легкие компоненты отводят по каналу 209, а конденсированный этилен выпускают по каналу 210. Разделительная колонна аналогична описанной выше для извлечения легких компонентов из ожиженного пропанового хладагента, и может представлять собой одноэтапный отделитель газ-жидкость или может быть многоэтапной процедурой, которая обеспечивает более высокую степень отделения при извлечении легких компонентов из системы. Этиленовый хладагент в этом месте процесса имеет обычно температуру приблизительно 24°F (-31,11°С) и абсолютное давление 285 фунтов на квадратный дюйм (20,04 кг/см2). Затем этиленовый хладагент по каналу 210 подают в этиленовый экономайзер 34, в котором его охлаждают в средстве 38 непрямого контакта и отводят по каналу 211 в средство снижения давления, показанному как расширительный клапан 40, после чего хладагент подвергают испарению при предварительно заданной температуре и давлении и подают в этиленовый вымораживающий агрегат 42 высшего этапа по каналу 21 2. Пар удаляют из вымораживающего агрегата по каналу 214 и направляют в этиленовый экономайзер 34, в котором пар функционирует как хладагент в средстве непрямого теплообмена 46. Парообразный этилен затем удаляют из экономайзера по каналу 216 и подают на впуск высшей ступени этиленового компрессора 48. Этиленовый хладагент, который не испарился в вымораживающем агрегате 42 высшего этапа, удаляют по каналу 21 8 и возвращают в этиленовый экономайзер 34 для дальнейшего охлаждения при использовании средства 50 непрямого теплообмена, удаляют из этиленового экономайзера по каналу 220 и подвергают испарению в средстве снижения давления, показанном как расширительный клапан 52, после чего полученный двухфазный продукт вводят по каналу 222 в этиленовый вымораживающий агрегат 54 низшего этапа.As shown in FIG. 1, a methane-enriched stream exiting a lower stage propane freezing unit is discharged through a channel 112 to a higher stage freezing ethylene unit 42. Ethylene refrigerant is discharged through a channel 208 from a freezing low propane unit 28 and preferably fed to a separation column 37, in which light components are discharged through a channel 209, and condensed ethylene is discharged through a channel 210. The separation column is similar to that described above for extracting light components from a liquefied propane refrigerant, and may be a one-stage gas-liquid separator, or may be a multi-stage procedure that provides a higher degree of separation during recovery cure light components from the system. The ethylene refrigerant at this point in the process typically has a temperature of approximately 24 ° F (-31.11 ° C) and an absolute pressure of 285 psi (20.04 kg / cm 2 ). Then, the ethylene refrigerant is supplied through a channel 210 to an ethylene economizer 34, in which it is cooled in an indirect contact means 38 and withdrawn through a channel 211 to pressure reducing means, shown as expansion valve 40, after which the refrigerant is evaporated at a predetermined temperature and pressure and supplied into the ethylene freezing unit 42 of the highest stage through channel 21 2. Steam is removed from the freezing unit through channel 214 and sent to ethylene economizer 34, in which the steam functions as a refrigerant in the medium pit heat transfer 46. Ethylene vapor is then removed from the economizer through channel 216 and fed to the inlet of the highest stage of ethylene compressor 48. Ethylene refrigerant that has not evaporated in the higher stage freezing unit 42 is removed through channel 21 8 and returned to ethylene economizer 34 for further cooling when using the indirect heat transfer means 50, they are removed from the ethylene economizer through a channel 220 and evaporated in a pressure reducing means shown as expansion valve 52, after which the two ny product is introduced through the channel 222 in the ethylene unit 54 is frozen lower phase.

Обогащенный метаном поток удаляют по каналу 116 из этиленового вымораживающего агрегата 42 высшего этапа. Этот поток затем частично конденсируют при охлаждении, выполняемом в средстве непрямого теплообмена 56 в этиленовом вымораживающем агрегате 54 низшего этапа, с получением при этом двухфазного потока, который по каналу 118 подают в колонну 60 для извлечения бензола/ ароматических углеводородов/ высокомолекулярных углеводородов. Как отмечалось выше, обогащенный метаном поток в канале 1 04 разделяют надвое так, чтобы направить в каналы 106 и 108. Содержимое канала 108, которое упоминают здесь как обогащенный метаном, предназначенный для отгонки газ, сначала подают в теплообменник 62, в котором этот поток охлаждают в средстве 66 непрямого теплообмена, с получением при этом охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, который затем по каналу 109 подают в колонну 60 для извлечения бензола/высокомолекулярных углеводородов. Жидкость, содержащую бензол, другие ароматические углеводороды и/или высокомолекулярные углеводородные компоненты отводят из колонны 60 для извлечения бензола/высокомолекулярных углеводородов по каналу 114, подвергают испарению предпочтительно с помощью средства регулирования течения, которое может функционировать также как средство 97 снижения давления, предпочтительно регулирующий клапан, и транспортируют в теплообменник 62 по каналу 117. Поток, подвергаемый испарению с использованием средства 97 регулирования течения, предпочтительно испаряют до давления, приблизительно равного или более высокого, чем давление на впускном отверстии высшей ступени метанового компрессора. Испарение также сообщает более высокую охлаждающую способность упомянутому потоку. В теплообменнике 62 поток, подаваемый по каналу 117, получает накопленную энергию охлаждения в средстве 64 непрямого теплообмена и выходит из упомянутого теплообменника по каналу 119. В колонне 60 для извлечения бензола/ароматических углеводородов/высокомолекулярных углеводородов двухфазный поток, подаваемый по каналу 118, подвергают контакту с охлажденным, обогащенным метаном газовым потоком, предназначенным для отгонки, поступающим по каналу 1 09 в режиме противотока, с получением при этом обедненного бензолом/высокомолекулярными углеводородами, обогащенного метаном потока пара через канал 1 20 и обогащенного бензолом/высокомолекулярными углеводородами потока жидкости через канал 117.The methane-enriched stream is removed via channel 116 from the ethylene freezing unit 42 of the higher stage. This stream is then partially condensed by cooling performed in the indirect heat exchange means 56 in an ethylene freezing unit 54 of the lower stage, thereby obtaining a two-phase stream, which is passed through the channel 118 to the column 60 to extract benzene / aromatic hydrocarbons / high molecular weight hydrocarbons. As noted above, the methane-rich stream in channel 1 04 is split in two so as to be directed to channels 106 and 108. The contents of channel 108, which is referred to here as methane-rich gas for distillation, are first fed to a heat exchanger 62, in which this stream is cooled in indirect heat exchange means 66, thereby producing a cooled, methane-enriched gas stream for distillation, which is then passed through a channel 109 to a column 60 for recovering benzene / high molecular weight hydrocarbons. A liquid containing benzene, other aromatic hydrocarbons and / or high molecular weight hydrocarbon components is withdrawn from the benzene / high molecular weight hydrocarbon recovery column 60 through passage 114, and is evaporated, preferably by means of flow control, which can also function as pressure reducing means 97, preferably a control valve and transported to a heat exchanger 62 via channel 117. A stream subjected to evaporation using flow control means 97 is preferably evaporated to a pressure approximately equal to or higher than the pressure at the inlet of the highest stage methane compressor. Evaporation also imparts a higher cooling capacity to said stream. In the heat exchanger 62, the flow supplied through channel 117 receives the accumulated cooling energy in the indirect heat exchange means 64 and leaves the heat exchanger through the channel 119. In the column 60 for recovering benzene / aromatic hydrocarbons / high molecular weight hydrocarbons, the two-phase flow supplied through the channel 118 is contacted with a cooled, methane-enriched gas stream intended for distillation, flowing through channel 1 09 in countercurrent mode, thereby producing a benzene / high molecular weight hydrocarbon depleted odes, methane-enriched steam stream through channel 1 20 and benzene / high molecular weight hydrocarbon-rich liquid stream through channel 117.

Поток в канале 119 обогащен бензолом, другими ароматическими углеводородами и/или более высокомолекулярными углеводородными компонентами. Этот поток, впоследствии разделяют на жидкую и парообразную части или предпочтительно подвергают испарению или фракционированию в колонне 67. В каждом случае поток жидкости обогащенный бензолом, другими ароматическими углеводородами и/или более высокомолекулярными углеводородными компонентами подают по каналу 123, а второй поток пара, обогащенный метаном, подают по каналу 1 21 . В предпочтительном варианте, который показан на фиг.1, поток в канале 121 впоследствии объединяют со вторым потоком, подаваемом по каналу 128, и объединенный поток подают по каналу 1 40 во входное отверстие высшей ступени метанового компрессора 83.The stream in channel 119 is enriched with benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbon components. This stream is subsequently separated into liquid and vaporous parts, or is preferably subjected to evaporation or fractionation in column 67. In each case, the liquid stream enriched in benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbon components is fed through channel 123, and the second vapor stream enriched in methane served on channel 1 21. In the preferred embodiment shown in FIG. 1, the stream in channel 121 is subsequently combined with a second stream supplied through channel 128, and the combined stream is fed through channel 1 40 to the inlet of the higher stage of the methane compressor 83.

Как отмечалось выше, газ по каналу 154 подают в главный метановый экономайзер 74, в котором пар охлаждают в средстве 98 непрямого теплообмена. Полученный в результате охлажденный, сжатый рецикловый или используемый в качестве хладагента поток метана в канале 158 в предпочтительном варианте объединяют с потоком обедненного высокомолекулярными углеводородами пара из колонны 60 для извлечения высокомолекулярных углеводородов, подаваемого по каналу 120 и направляют в этиленовый конденсатор 68 низшего этапа. В этиленовом конденсаторе низшего этапа этот поток охлаждают и подвергают конденсации в средстве 70 непрямого теплообмена с потоком жидкости, вытекающим из этиленового вымораживающего агрегата 54 низшего этапа, который направляют в этиленовый конденсатор 68 низшего этапа по каналу 226. Конденсированный, обогащенный метаном продукт из конденсатора низшего этапа подают по каналу 1 22. Пар из этиленового вымораживающего агрегата 54 низшего этапа отводят по каналу 224, и из этиленового конденсатора 68 низшего этапа отводят по каналу 228, объединяют и направляют по каналу 230 к этиленовому экономайзеру 34, в котором пар функционирует как хладагент в средстве 58 непрямого теплообмена. Затем поток по каналу 232 направляют из этиленового экономайзера 34 на низшую ступень этиленового компрессора 48.As noted above, gas is passed through channel 154 to a main methane economizer 74, in which steam is cooled in an indirect heat transfer means 98. The resulting cooled, compressed recycle or refrigerant methane stream in channel 158 is preferably combined with a high molecular weight hydrocarbon depleted steam from column 60 to recover the high molecular weight hydrocarbons supplied through channel 120 and sent to a lower stage ethylene condenser 68. In a lower stage ethylene condenser, this stream is cooled and condensed in an indirect heat exchange means 70 with a liquid stream flowing from a lower stage ethylene freezing unit 54, which is directed to a lower stage ethylene condenser 68 through a channel 226. The condensed methane-rich product from the lower stage condenser served on channel 1 22. Steam from the freezing ethylene unit 54 of the lower stage is discharged through channel 224, and from the ethylene condenser 68 of the lower stage is discharged through channel 228, combined and sent through a channel 230 to an ethylene economizer 34, in which the steam functions as a refrigerant in the indirect heat transfer means 58. Then, the flow through channel 232 is directed from the ethylene economizer 34 to the lower stage of the ethylene compressor 48.

Как показано на фиг. 1, эффлюент из пара компрессора, вводимого через низшую ступень, отводят по каналу 234, охлаждают в холодильнике 71 промежуточного этапа и возвращают в компрессор 48 по каналу 236 для инжекции вместе с потоком из высшего этапа, находящемся в канале 216. Предпочтительно, чтобы оба этапа составляли единый модуль, хотя каждый из них может быть отдельным модулем и модулями, механически связанными с общим приводом. Сжатый этиленовый продукт из компрес29 сора направляют в находящийся ниже по ходу потока холодильник 72 по каналу 200. Продукт из холодильника направляют по каналу 202 и вводят, как описано выше в пропановый вымораживающий агрегат 2 высшего этапа.As shown in FIG. 1, the effluent from the compressor steam introduced through the lower stage is discharged through channel 234, cooled in the intermediate stage refrigerator 71 and returned to the compressor 48 via injection channel 236 together with the stream from the higher stage located in channel 216. It is preferable that both stages constituted a single module, although each of them can be a separate module and modules mechanically connected to a common drive. The compressed ethylene product from the compressor 29 sora is sent to the downstream refrigerator 72 through channel 200. The product from the refrigerator is sent to channel 202 and introduced, as described above, into the propane freezing unit 2 of the higher stage.

Ожиженный поток в канале 122 как правило имеет температуру приблизительно -125°F (-87,22°C) и абсолютное давление приблизительно 600 фунтов на квадратный дюйм (42,18 кг/см2). Этот поток пропускают по каналу 122 через главный метановый экономайзер 74, в котором поток охлаждают далее путем средства 76 непрямого теплообмена, как поясняют ниже. Из главного метанового экономайзера 74 ожиженный газ подают по каналу 1 24, и его давление снижают с помощью средства снижения давления, которое показано как расширительный клапан 78, в котором, конечно, часть потока газа выпаривают или испаряют. Прошедший испарение поток затем подают в испарительную камеру 80 высшего этапа, где его разделяют на газовую фазу, выпускаемую по каналу 1 26, и жидкую фазу, выпускаемую по каналу 130. Газовую фазу затем подают в главный метановый экономайзер по каналу 1 26, в котором пар функционирует как хладагент в средстве 82 непрямого теплообмена. Пар выпускают из главного метанового экономайзера по каналу 128, где его объединяют с газовым потоком, подаваемым по каналу 1 21 . Эти потоки затем подают к впускному отверстию высокого давления компрессора 83.The liquefied flow in passage 122 typically has a temperature of approximately −125 ° F (-87.22 ° C) and an absolute pressure of approximately 600 psi (42.18 kg / cm 2 ). This stream is passed through a channel 122 through a main methane economizer 74, in which the stream is further cooled by means of indirect heat exchange means 76, as explained below. From the main methane economizer 74, liquefied gas is supplied through channel 1 24, and its pressure is reduced by means of a pressure reducing means, which is shown as expansion valve 78, in which, of course, part of the gas stream is evaporated or evaporated. The vaporized stream is then fed to the upper stage evaporation chamber 80, where it is separated into the gas phase discharged through channel 1 26 and the liquid phase discharged through channel 130. The gas phase is then fed to the main methane economizer through channel 1 26, in which functions as a refrigerant in indirect heat transfer means 82. Steam is discharged from the main methane economizer through channel 128, where it is combined with the gas stream supplied through channel 1 21. These streams are then fed to the high pressure inlet of the compressor 83.

Жидкую фазу по каналу 130 пропускают через второй метановый экономайзер 87, в котором жидкость охлаждают далее парами, полученными при испарении ниже по ходу потока, в средстве 88 непрямого теплообмена. Охлажденную жидкость выпускают из второго метанового экономайзера 87 по каналу 132 и подвергают расширению или испарению в средстве снижения давления, показанном как расширительный клапан 91, для дальнейшего снижения давления и для одновременного испарения там же второй части жидкости. Этот подвергнутый испарению поток затем подают в метановую испарительную камеру 92 промежуточного этапа, где поток разделяют на газовую фазу, подаваемую по каналу 136, и жидкую фазу, подаваемую по каналу 134. Газовую фазу направляют по каналу 136 во второй метановый экономайзер 87, где пар охлаждает жидкость, вводимая в 87 по каналу 130, в средстве 89 непрямого теплообмена. Канал 1 38 служит в качестве перепускного канала между средством 89 непрямого теплообмена во втором метановом экономайзере 87 и средством 95 непрямой теплопередачи в главном метановом экономайзере 74. Этот пар выпускают из главного метанового экономайзера 74 по каналу 1 40, который соединен с впуском промежуточной ступени метанового компрессора 83.The liquid phase is passed through a channel 130 through a second methane economizer 87, in which the liquid is further cooled by the vapor obtained by evaporation downstream in the indirect heat transfer means 88. The cooled liquid is discharged from the second methane economizer 87 through a channel 132 and expanded or vaporized in a pressure reducing means, shown as expansion valve 91, to further reduce pressure and to simultaneously evaporate the second part of the liquid there. This vaporized stream is then fed to an intermediate stage methane evaporation chamber 92, where the stream is separated into a gas phase supplied through a channel 136 and a liquid phase supplied through a channel 134. The gas phase is sent through a channel 136 to a second methane economizer 87, where the steam cools the liquid introduced in 87 through the channel 130, in the means 89 of indirect heat transfer. Channel 1 38 serves as a bypass between indirect heat transfer means 89 in the second methane economizer 87 and indirect heat transfer means 95 in the main methane economizer 74. This steam is discharged from the main methane economizer 74 through channel 1 40, which is connected to the inlet of the intermediate stage of the methane compressor 83.

Жидкую фазу, выпускаемую из вымораживающей камеры 92 промежуточного этапа по каналу 1 34 подвергают дальнейшему снижению давления при пропуске через средство снижения давления, показанное как расширительный клапан 93. Кроме того, третью часть ожиженного газа подвергают выпариванию или испарению. Среды из расширительного клапана 93 подают к испарительной камере 94 конечного, или низшего этапа. В испарительной камере 94 парообразную фазу отделяют и подают по каналу 1 44 во второй метановый экономайзер 87, в котором пар функционирует в качестве хладагента в средстве 90 непрямого теплообмена, подают во второй метановый экономайзер по каналу 1 46, который соединен с первым метановым экономайзером 74, в котором пар функционирует в качестве хладагента в средстве 96 непрямого теплообмена, и наконец, отводят из метанового экономайзера по каналу 148, который соединен с входным отверстием низкого давления компрессора 83.The liquid phase discharged from the freezing chamber 92 of the intermediate stage through channel 1 34 is further reduced in pressure while passing through the pressure reducing means, shown as expansion valve 93. In addition, a third of the liquefied gas is subjected to evaporation or evaporation. Media from the expansion valve 93 is fed to the evaporation chamber 94 of the final or lower stage. In the evaporation chamber 94, the vapor phase is separated and fed through channel 1 44 to the second methane economizer 87, in which the steam functions as a refrigerant in the indirect heat exchange means 90, and is supplied to the second methane economizer via channel 1 46, which is connected to the first methane economizer 74, in which the vapor functions as a refrigerant in the indirect heat transfer means 96, and finally, it is diverted from the methane economizer through a channel 148 which is connected to the low pressure inlet of the compressor 83.

Готовый ожиженный природный газ из испарительной камеры 94, в которой поддерживают приблизительно атмосферное давление, подают по каналу 1 42 в средстве хранения. Поток пара, возникающий при испарении LNG (ожиженного природного газа) при низком давлении и низкой температуре в средства хранения, и, факультативно, пара, возвращаемого из охлаждения заливочным трубам, соединенным с системой заливки LNG, возвращают в процесс, предпочтительно смешивая этот поток или потоки с парами низкого давления, находящимися в любом из каналов 144, 146 или 148; причем выбор канала основан на требовании, чтобы температуры потоков пара были как можно ближе.The finished liquefied natural gas from the evaporation chamber 94, in which approximately atmospheric pressure is maintained, is supplied via channel 1 42 to the storage means. The vapor stream resulting from the evaporation of LNG (liquefied natural gas) at low pressure and low temperature into the storage means, and, optionally, the steam returned from the cooling by the filling pipes connected to the LNG filling system, is returned to the process, preferably mixing this stream or streams with low-pressure vapors located in any of the channels 144, 146 or 148; moreover, the choice of channel is based on the requirement that the temperature of the steam flows be as close as possible.

Как показано на фиг. 1 , высшая, промежуточная и низшая ступени компрессора 83 предпочтительно соединены в одной установке. Однако, каждая ступень может быть отдельным агрегатом, когда агрегаты все вместе механически приводят в действие от одного привода. Сжатый газ из низшей ступени пропускают через межэтапный холодильник 85 и объединяют с газом промежуточного давления в канале 1 40 перед подачей на второй этап сжатия. Сжатый газ из промежуточной ступени компрессора 83 пропускают через межэтапный холодильник 84 и объединяют с газом высокого давления в канале 1 40 перед подачей на третью ступень сжатия. Сжатый газ отводят из высшей ступени метанового компрессора по каналу 150, охлаждают в холодильнике 86 и направляют в пропановый вымораживающий агрегат высокого давления 152, как описано выше.As shown in FIG. 1, the upper, intermediate and lower stages of the compressor 83 are preferably connected in one installation. However, each stage can be a separate unit when the units are mechanically driven together from a single drive. Compressed gas from a lower stage is passed through an interstage cooler 85 and combined with intermediate pressure gas in channel 1 40 before being supplied to the second compression stage. Compressed gas from the intermediate stage of compressor 83 is passed through an inter-stage refrigerator 84 and combined with high-pressure gas in channel 1 40 before being fed to the third stage of compression. Compressed gas is removed from the higher stage of the methane compressor via channel 150, cooled in the refrigerator 86 and sent to the propane freezing high pressure unit 152, as described above.

На фиг. 1 показано расширение ожиженной фазы с использованием расширительных клапанов с последующим разделением частей газа и жидкости в вымораживающем агрегате или конденсаторе. Хотя эта упрощенная схема работоспособна и использована в некоторых случаях, этапы частичного испарения и разделения часто предпочтительно выполнять с более высокой производительностью и эффективностью с использованием отдельного оборудования, например, расширительного клапана и отдельной испарительной камеры, которые могут использоваться перед подачей каждого отдельно либо пара, либо жидкости в пропановый вымораживающий агрегат. Подобным образом, определенные технологические потоки, подвергаемые расширению, являются идеальными кандидатами для использования гидравлического расширителя как части средства снижения давления, что тем самым дает возможность получать энергию для промышленных целей, а также снизить температуры двухфазных сред.In FIG. 1 shows the expansion of a liquefied phase using expansion valves followed by separation of the gas and liquid parts in a freezing unit or condenser. Although this simplified scheme is operable and used in some cases, it is often preferable to perform partial evaporation and separation stages with higher productivity and efficiency using separate equipment, for example, an expansion valve and a separate evaporation chamber, which can be used before each steam supply, or liquids in a propane freezing unit. Similarly, certain process streams to be expanded are ideal candidates for using a hydraulic expander as part of a pressure reducing means, thereby making it possible to obtain energy for industrial purposes, as well as lowering the temperature of two-phase media.

Что касается установок компрессор/приводной агрегат, используемых в способе, то на фиг.1 показаны индивидуальные агрегаты компрессор/привод (т.е. последовательный ряд отдельных этапов сжатия) для этапов сжатия с использованием пропана, этилена и метана в открытом цикле. Однако, в предпочтительном варианте при любом каскадном процессе надежность процесса может быть значительно повышена за счет использования нескольких последовательных рядов этапов сжатия, содержащих две или несколько комбинаций компрессор/привод, расположенных параллельно, вместо показанных отдельных установок компрессор/привод. В случае, когда установка компрессор/привод выходит из строя, процесс все же можно выполнять при пониженной производительности.As for the compressor / drive unit used in the method, figure 1 shows the individual compressor / drive units (i.e., a series of separate compression steps) for the compression steps using propane, ethylene and methane in an open cycle. However, in a preferred embodiment, in any cascade process, process reliability can be significantly improved by using several successive series of compression steps containing two or more compressor / drive combinations arranged in parallel, instead of the individual compressor / drive units shown. In the event that the compressor / drive installation fails, the process can still be performed with reduced performance.

На фиг. 2 представлен предпочтительный вариант способа и связанного с ним устройства для извлечения бензола, других ароматических углеводородов и/или более высокомолекулярных углеводородных компонентов. Как отмечено выше, двухфазный поток, подаваемый в колонну 60 для извлечения бензола/ароматических углеводородов/высокомолекулярных углеводородов по каналу 118, получают после охлаждения и частичной конденсации потока по каналу 116 при охлаждении, обеспечиваемом средством 56 теплообмена в этиленовом вымораживающем агрегате 54. В одном из вариантов весь поток охлаждают в канале 116. В предпочтительном варианте, показанном на фиг. 2, двухфазный поток получают охлаждением и частичной конденсацией части потока в канале 116, и эту часть затем объединяют с остальной частью потока, с самого начала присутствующего в канале 116.In FIG. 2 shows a preferred embodiment of the method and associated device for the recovery of benzene, other aromatic hydrocarbons and / or higher molecular weight hydrocarbon components. As noted above, the two-phase stream supplied to the column 60 for the extraction of benzene / aromatic hydrocarbons / high molecular weight hydrocarbons through channel 118 is obtained after cooling and partial condensation of the stream through channel 116 during cooling provided by heat exchange means 56 in ethylene freezing unit 54. In one of In the embodiments, the entire stream is cooled in channel 116. In the preferred embodiment shown in FIG. 2, a two-phase stream is obtained by cooling and partial condensation of a part of the stream in channel 116, and this part is then combined with the rest of the stream present from the very beginning present in channel 116.

Как видно из фиг. 2, поток, подаваемый по каналу 116 разделяют на первый поток, подаваемый по каналу 450 и второй поток, подаваемый по каналу 452. Поток по каналу 532 подают через необязательный клапан 532, предпочтительно клапан ручного регулирования, в канал 454, по которому направляют первый поток в этиленовый вымораживающий агрегат 54, в котором поток подвергают по меньшей мере частичной конденсации в средстве 56 непрямого теплообмена и выпускают из упомянутого средства через канал 458. Второй поток по каналу 452 подают через клапан 530, предпочтительно регулирующий клапан, в канал 456, который затем объединяют с первым потоком, подаваемым по каналу 458. Объединенные потоки, теперь в виде двухфазного потока, направляют в колонну 60 по каналу 118. Исходя из перспективы использования, длина канала 118 должна быть достаточной, чтобы обеспечить соответствующее смешивание двух потоков, с тем чтобы приблизить условия к равновесным. Количество жидкости в двухфазном потоке в канале 118 регулируют предпочтительно за счет поддержания в потоках нужной температуры. Это выполняют следующим образом. Средство 688 преобразования сигнала температуры в сочетании с чувствительным элементом, таким как термопара, помещенная в канале 118, посылает входной сигнал 686 в регулятор 682. Кроме того, в регулятор оператором или с помощью компьютерной программы подается сигнал 684 заданного значения температуры. Регулятор 682 реагирует на разность двух входных сигналов и преобразует ее в сигнал 680, посылаемый в клапан 530 регулирования течения, который находится в канале, по которому направляют часть потока, подаваемого по каналу 116, который не подвергали охлаждению в средстве теплообмена 56 вымораживающего агрегата 54. Преобразованный сигнал 680 масштабируют для задания положения регулирующего клапана 530, требуемого для поддержания расхода, необходимого для получения нужной температуры в канале 118.As can be seen from FIG. 2, the stream supplied through channel 116 is divided into a first stream supplied through channel 450 and a second stream supplied through channel 452. The stream through channel 532 is supplied through an optional valve 532, preferably a manual control valve, into channel 454, through which the first stream is directed into an ethylene freezing unit 54, in which the stream is subjected to at least partial condensation in the indirect heat exchange means 56 and discharged from said means through a channel 458. A second stream through a channel 452 is supplied through a valve 530, preferably a control valve pan into channel 456, which is then combined with the first stream supplied through channel 458. The combined streams, now in the form of a two-phase stream, are sent to column 60 along channel 118. Based on the perspective of use, the length of channel 118 should be sufficient to ensure adequate mixing two streams in order to bring the conditions closer to equilibrium. The amount of liquid in the two-phase flow in channel 118 is preferably controlled by maintaining the desired temperature in the flows. This is performed as follows. The means 688 for converting the temperature signal in combination with a sensing element, such as a thermocouple placed in the channel 118, sends the input signal 686 to the controller 682. In addition, the temperature setpoint signal 684 is supplied to the controller by the operator or using a computer program. The controller 682 responds to the difference of the two input signals and converts it into a signal 680, which is sent to the flow control valve 530, which is located in the channel, along which a part of the flow supplied through the channel 116, which was not subjected to cooling in the heat exchange means 56 of the freezing unit 54, is directed. The converted signal 680 is scaled to set the position of the control valve 530 required to maintain the flow rate needed to obtain the desired temperature in channel 118.

Эти исходные потоки на этапе процесса, в котором извлекают бензол, другие ароматические углеводороды и/или высокомолекулярные углеводородные компоненты, представляют собой двухфазный технологический поток из этиленового вымораживающего агрегата 54, подаваемый по каналу 118 в верхнюю часть колонны 60, и обогащенный метаном в отделителе газ, подаваемый по каналу 108. Хотя на фиг. 1 исходный газовый поток показан берущим начало из первого этапа пропанового охлаждения, этот поток может брать начало с любого места процесса или может представлять собой обогащенный метаном поток, подаваемый извне. Как показано на фиг.2, по меньшей мере часть газа, обогащенного метаном в отделителе, подвергают охлаждению в теплообменнике 62 в средстве 62 непрямого теплообмена перед подачей в основание колонны 60. Выходящие потоки из этого этапа способа по настоящему изобретению представляют собой газовый поток, обедненный высокомолекулярными углеводородами, из колонны 60, подаваемый по каналу 1 20 и подогретый поток, обогащенный высокомолекулярными углеводородами, подаваемый по каналу 119. Как показано на фиг. 2, обогащенный высоко33 молекулярными углеводородами поток получают из колонны 60 и подвергают подогреву в теплообменнике 62 с помощью средства непрямого теплообмена 66. Таким же образом, как из колонны, выходящий поток, подаваемый по каналу 114, охлаждает предназначенный для отгонки газ, подаваемый в колонну по каналу 109.These feed streams in a process step in which benzene, other aromatic hydrocarbons and / or high molecular weight hydrocarbon components are recovered are a two-phase process stream from an ethylene freezing unit 54, fed through a channel 118 to the top of the column 60, and a methane-rich gas in the separator, channel 108. Although in FIG. 1, the source gas stream is shown to have originated from the first propane cooling stage, this stream may originate from anywhere in the process or may be a methane-rich stream supplied from the outside. As shown in FIG. 2, at least a portion of the methane enriched gas in the separator is cooled in a heat exchanger 62 in an indirect heat exchange means 62 before being supplied to the base of the column 60. The effluents from this step of the method of the present invention are depleted in gas by high molecular weight hydrocarbons from column 60 supplied through channel 1 to 20 and a heated stream enriched with high molecular hydrocarbons supplied from channel 119. As shown in FIG. 2, a high molecular weight hydrocarbon-rich stream 33 is obtained from column 60 and heated in a heat exchanger 62 by means of indirect heat exchange 66. In the same way as from the column, the effluent supplied through channel 114 cools the distillation gas supplied to the column through channel 109.

Теоретическое количество каскадов в колонне 60 зависит от состава подаваемых в колонну потоков. Как правило, теоретически потребуется от двух (2) до пятнадцати (15) каскадов. Предпочтительное количество каскадов составляет от трех (3) до десяти (10), еще предпочтительней от четырех (4) до восьми (8), и исходя из производственной и экономической перспективы, наиболее предпочтительное количество составляет около пяти (пяти). Теоретически каскады могут быть выполнены из подходящих насадок, тарелок/поддонов или их комбинации. Как правило, насадки предпочтительны в колоннах диаметром приблизительно менее шести (6) футов (182,9 см), а тарелки/поддоны - в колоннах диаметром приблизительно более шести (6) футов. Как показано на фиг. 2, верхняя часть колонны, в которую подают двухфазный поток 118, конструктивно предназначена для разделения на газ/жидкость. Верх колонны предпочтительно содержит средство для выпотевания или извлечения образующейся жидкости из потока пара. Это средство должно находиться между местом входа канала 118 и местом выхода канала 1 20.The theoretical number of cascades in column 60 depends on the composition of the streams fed into the column. Typically, theoretically, two (2) to fifteen (15) cascades are required. The preferred number of cascades is from three (3) to ten (10), more preferably from four (4) to eight (8), and from a production and economic perspective, the most preferred amount is about five (five). Theoretically, cascades can be made of suitable nozzles, plates / pallets, or a combination thereof. Typically, nozzles are preferred in columns with a diameter of approximately less than six (6) feet (182.9 cm), and plates / pallets are preferred in columns with a diameter of approximately more than six (6) feet. As shown in FIG. 2, the top of the column into which the two-phase stream 118 is supplied is structurally designed for gas / liquid separation. The top of the column preferably contains means for sweating or extracting the resulting liquid from the steam stream. This means should be between the entry point of channel 118 and the exit point of channel 1 20.

Как показано на фиг. 2, обогащенной высокомолекулярными углеводородами поток, подаваемый по каналу 114, пропускают через регулирующий клапан 97 и канал 117 в теплообменник 62, в котором упомянутый поток подвергают охлаждению в средстве 64 непрямой теплопередачи, и подают из теплообменника 62 в канал 119 как подогретый обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток. В зависимости от рабочего давления ниже по ходу потока в процессах охлаждающая способность этого потока может быть повышена посредством испарения при более низком давлении при пропуске через регулирующий клапан 97. Этот технологический поток, подаваемый по каналу 19 может быть использован напрямую или подвергнут последующей обработке для извлечения более легких компонентов. В предпочтительном варианте, показанном на фиг. 2, поток подают в деметанизатор 67.As shown in FIG. 2, a high molecular weight hydrocarbon-rich stream supplied through a channel 114 is passed through a control valve 97 and a channel 117 to a heat exchanger 62, in which said stream is cooled in an indirect heat transfer means 64, and fed from a heat exchanger 62 to a channel 119 as a heated high-molecular hydrocarbon-rich stream . Depending on the working pressure downstream in the processes, the cooling capacity of this stream can be increased by evaporation at a lower pressure when passing through the control valve 97. This process stream supplied through channel 19 can be used directly or subjected to further processing to extract more light components. In the preferred embodiment shown in FIG. 2, the stream is fed to demethanizer 67.

Расход потока обогащенной высокомолекулярными углеводородами жидкости из колонны 60 можно регулировать различными методами, хорошо знакомыми специалисту в данной области техники. Регулирующее устройство, показанное на фиг. 2, является предпочтительным и содержит средство регулирования 600, кроме того, чувствительный элемент и преобразователь сигнала, соединенные с упомянутым средством регулирования, находящимся с возможностью управления в нижней части колонны 60. Регулятор 600 генерирует выходной сигнал 602, который либо соответствует расходу потока в канале 114, потребному для поддержания нужного уровня в колонне 60, либо показывает, что реальный уровень превышает предварительно заданное давление. Средство измерения расхода и преобразователь 604, расположенные с возможностью управления в канале 114, генерируют выходной сигнал 606, который соответствует реальному расходу среды в канале 114. Средство измерения расхода располагают предпочтительно выше по ходу потока относительно регулирующего клапана так, чтобы исключить влияние на сигнал двухфазного потока. Сигнал 602 поступает как сигнал заданного значения на регулятор 608 расхода потока. Сигналы 602 и 606 соответственно сравниваются в регуляторе 608 расхода, и регулятор 608 выдает выходной сигнал 614, соответствующий разности между сигналами 602 и 606. Сигнал 614 подается в регулирующий клапан 97, и клапан 97 устанавливается в положение, соответствующее сигналу 614. Сигнал заданного значения (не показан), соответствующий нужному уровню в колонне 60, может быть введен оператором вручную в регулятор 600 уровня или, как вариант, может быть выдан компьютером с использованием программы регулирования. В зависимости от условий работы оператор или компьютерная программа определяют, будет ли выполняться регулирование на основе учета уровня жидкости или расхода потока. В ответ на ввод сигнала 606 изменения расхода и сигнала заданного значения регулятор 608 выдает выходной сигнал 614, который соответствует разности между соответствующими выходным сигналом и сигналом заданного значения. Этот сигнал масштабируется так, чтобы устанавливать, в зависимости от варианта, положение регулирующего клапана 97, требуемое для поддержания расхода среды, по существу равного нужному расходу, или уровня жидкости, по существу равного нужному уровню жидкости, в зависимости от варианта.The flow rate of the liquid enriched in high molecular weight hydrocarbons from the column 60 can be controlled by various methods well known to those skilled in the art. The control device shown in FIG. 2 is preferred and comprises control means 600, in addition, a sensing element and a signal transducer connected to said control means, which can be controlled in the lower part of column 60. Regulator 600 generates an output signal 602, which either corresponds to the flow rate in channel 114 required to maintain the desired level in the column 60, or shows that the real level exceeds a predetermined pressure. The flow meter and transducer 604, arranged to be controlled in channel 114, generate an output signal 606 that corresponds to the actual flow rate of the medium in channel 114. The flow meter is preferably positioned upstream of the control valve so that a two-phase flow is not affected by the signal . Signal 602 is supplied as a setpoint signal to flow rate controller 608. The signals 602 and 606, respectively, are compared in the flow controller 608, and the controller 608 provides an output signal 614 corresponding to the difference between the signals 602 and 606. The signal 614 is supplied to the control valve 97, and the valve 97 is set to the position corresponding to the signal 614. The set value signal ( not shown), corresponding to the desired level in column 60, may be manually entered by the operator into the level controller 600 or, alternatively, may be output by a computer using a control program. Depending on the operating conditions, the operator or the computer program determines whether regulation will be performed based on the consideration of the liquid level or flow rate. In response to the input of the flow change signal 606 and the setpoint signal, the controller 608 provides an output signal 614 that corresponds to the difference between the corresponding output signal and the setpoint signal. This signal is scaled so as to establish, depending on the variant, the position of the control valve 97 required to maintain a flow rate substantially equal to the desired flow rate, or a liquid level substantially equal to the desired fluid level, depending on the variant.

В теплообменник 62 обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток, который охлаждает обогащенный метаном газовый поток, предназначенный для отгонки, направляют по каналу 117. Обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток пропускают через средство непрямого теплообмена 66 и подают из теплообменника в канал 119. Степень, до которой обогащенный метаном газ, предназначенный для отгонки, охлаждают обогащенным высокомолекулярными углеводородами потоком перед подачей в колонну, можно регулировать различными методами, хорошо известными специалисту в данной области техники. В одном из вариантов, весь целиком поток обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, подают в теплообменник, а степень охлаждения регулируют посредством таких параметров, как реальный расход в предназначенном для теплопередачи потоке жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами, имеющаяся в наличии площадь поверхности для теплопередачи и/или время присутствия сред, подвергаемых нагреву или охлаждению, в зависимости от варианта. В предпочтительном варианте поток обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, подаваемый по каналу 108, поступает через регулирующий клапан 500 в канал 400, где поток разделяют и транспортируют по каналам 402 и 403. Поток, подаваемый по каналу 403 в конечном счете проходит через средство 64 теплопередачи в теплообменнике 62. Средство для управления соответствующими расходами среды в каналах 402 и 403 предусмотрено в одном из каналов 402 или 403, либо в обоих. Средство, показанное на фиг. 2, представляет собой простые регулируемые вручную клапаны, обозначенные 502 и 503, которые, соответственно, соединены с каналами 404 и 407. Однако, один или оба клапана ручного регулирования могут быть заменены регулирующим клапаном, положение которого устанавливается регулятором и для которого входные данные в регулятор содержат заданное значение и сигнал, соответствующий расходу потока в канале, таким как описан выше для обогащенного высокомолекулярными углеводородами потока. В любом случае, клапаны работают так, чтобы приблизительная разность температур потоков в каналах 117 и 404 у теплообменника 62 не превышала 50°F (10°С), за пределами которой возможно повреждение теплообменника. Охлажденную среду выпускают из средства 64 непрямого теплообмена по каналу 405 и объединяют в месте соединения с неохлажденным обогащенным метаном газом, предназначенным для отгонки, подаваемым по каналу 407, с образованием при этом охлажденного обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, который поступает в колонну по каналу 109.High-molecular hydrocarbon-rich stream that cools the methane-rich gas stream for distillation is sent to heat exchanger 62 through channel 117. The high-molecular hydrocarbon-rich stream is passed through indirect heat exchange means 66 and fed from the heat exchanger to channel 119. The degree to which methane-rich gas designed for distillation, it is cooled by a stream enriched in high molecular weight hydrocarbons before being fed to the column; it can be controlled by various methods, well known skilled in the art. In one embodiment, the entire stream of methane-enriched gas for distillation is fed to a heat exchanger, and the degree of cooling is controlled by parameters such as the actual flow rate in the liquid stream enriched for high molecular weight hydrocarbons intended for heat transfer, the available surface area for heat transfer, and / or the time of presence of media subjected to heating or cooling, depending on the variant. In a preferred embodiment, the methane-rich stripping gas stream supplied through channel 108 is passed through a control valve 500 to channel 400, where the stream is separated and transported through channels 402 and 403. The stream fed through channel 403 ultimately passes through means 64 heat transfer in the heat exchanger 62. Means for controlling the respective flow rates of the medium in channels 402 and 403 are provided in one of the channels 402 or 403, or both. The means shown in FIG. 2 is a simple manually adjustable valve, designated 502 and 503, which are respectively connected to channels 404 and 407. However, one or both of the manual control valves can be replaced by a control valve, the position of which is set by the controller and for which the input to the controller contain a predetermined value and a signal corresponding to the flow rate of the channel, such as described above for a stream rich in high molecular weight hydrocarbons. In any case, the valves operate so that the approximate temperature difference between the flows in channels 117 and 404 of the heat exchanger 62 does not exceed 50 ° F (10 ° C), beyond which the heat exchanger may be damaged. The cooled medium is discharged from the indirect heat exchange means 64 through a channel 405 and combined at the junction with an uncooled methane-enriched gas intended for distillation supplied through a channel 407, with the formation of a cooled methane-enriched gas stream intended for distillation, which enters the column through channel 109.

В канале 109 помещено с возможностью управления средство 616 регулирования расхода течения, которое в совместно с чувствительным элементом, таким как диафрагма с отверстием (не показана), генерирует выходной сигнал 618, который соответствует действительному расходу потока в канале. Сигнал 618 как входную переменную процесса вводят в регулятор течения 620. Кроме того, выдаваемый вручную или компьютером выходной сигнал представляет собой величину заданного значения расхода потока, устанавливаемые сигналом 622. Затем регулятор расхода потока выдает выходной сигнал 624, который соответствует разности между соответствующими входным сигналом и сигналом заданного значения и который масштабируется для установления положения регулирующего клапана, требуемого для поддержания нужного расхода в канале 109.A channel 616 controls the flow rate, which, together with a sensing element, such as a diaphragm with a hole (not shown), generates an output signal 618 that corresponds to the actual flow rate of the channel in the channel 109 with control. The signal 618 as an input process variable is input into the flow controller 620. In addition, the output signal issued manually or by a computer is the value of the set value of the flow rate set by the signal 622. Then, the flow rate controller produces an output signal 624, which corresponds to the difference between the corresponding input signal and a setpoint signal and which is scaled to establish the position of the control valve required to maintain the desired flow rate in channel 109.

В другом варианте соответствующий расход среды в каналах 402 и 403 можно регулировать посредством размещения, если это необходимо, в канале 1 09 датчика температуры и преобразователя, связанного с упомянутым средством, и использования полученного выходного сигнала и сигнала заданного значения температуры в качестве входного сигнала в регулятор расхода, который мог бы генерировать выходной сигнал, соответствующий разности между двумя сигналами, и масштабировать для установления положения регулирующего клапана, требуемого для поддержания нужного расхода в канале 109. Такими регулирующими клапанами можно заменить клапаны ручного управления 502 и/или 504.In another embodiment, the corresponding flow rate of the channels 402 and 403 can be controlled by placing, if necessary, in channel 1 09 a temperature sensor and a converter associated with the said means, and using the obtained output signal and a temperature setpoint signal as an input signal to the controller flow rate, which could generate an output signal corresponding to the difference between the two signals, and scale to establish the position of the control valve required to maintain uzhnogo flow channel 109. These control valves can be replaced by manual control valves 502 and / or 504.

В еще одном из вариантов, показанном на фиг. 3, температуру газа, подаваемого на отгонку в колонну 60, регулируют следующим образом. Преобразователь 704 сигнала температуры совместно со средством измерения, таким как термопара, помещенная с возможностью управления в канале 117, выдает выходной сигнал 708, который соответствует действительной температуре жидкости, подаваемой по каналу 117. Сигнал 708 подают как первый входной сигнал в счетчик 700 отношения. В счетчик 700 отношения подают также второй сигнал 706 температуры, соответствующий температуре среды, подаваемой по каналу 109. Сигнал 706 сначала поступает в преобразователь 702 температурного сигнала, выходной сигнал 706 которого соответствует сигналу чувствительного элемента, такого как термопара, помещенная с возможностью управления в канале 109. В ответ на сигналы 706 и 708 счетчик отношения 710 генерирует выходной сигнал 71 0, который соответствует отношению сигналов 706 и 708. Сигнал 71 0 поступает в качестве входного сигнала в регулятор отношения 712. В регулятор отношения 712 также поступает сигнал 714 заданного значения, который соответствует нужному отношению температур потоков, подаваемых по каналам 1 09 и 114. В ответ на сигналы 71 0 и 71 4 регулятор отношения 71 2 выдает выходной сигнал 71 6, который соответствует разности между сигналами 71 0 и 71 4. Сигнал 71 6 масштабируют для установления положения регулирующего клапана 534, который помещен с возможностью управления в перепускном канале 718, необходимым для поддержания нужного отношения, соответствующего сигналу 714 заданного значения. Регулирующий клапан 534 устанавливают в соответствии с сигналом 71 6.In yet another embodiment shown in FIG. 3, the temperature of the gas fed to the stripping column 60 is controlled as follows. The temperature signal converter 704, together with a measuring means, such as a thermocouple placed with control in the channel 117, provides an output signal 708 that corresponds to the actual temperature of the liquid supplied through the channel 117. The signal 708 is supplied as the first input signal to the ratio counter 700. A second temperature signal 706 corresponding to the temperature of the medium supplied via channel 109 is also supplied to the ratio counter 700. The signal 706 is first supplied to the temperature signal converter 702, the output signal 706 of which corresponds to a signal of a sensing element, such as a thermocouple, which can be controlled in the channel 109 In response to signals 706 and 708, the ratio counter 710 generates an output signal 71 0 that corresponds to the ratio of signals 706 and 708. The signal 71 0 is supplied as an input signal to the ratio controller 712. The ratio controller 712 also receives a setpoint signal 714, which corresponds to the desired temperature ratio of the flows supplied through channels 1 09 and 114. In response to the signals 71 0 and 71 4, the ratio controller 71 2 outputs an output signal 71 6, which corresponds to the difference between the signals 71 0 and 71 4. The signal 71 6 is scaled to establish the position of the control valve 534, which is placed with the possibility of control in the bypass channel 718, necessary to maintain the desired ratio corresponding to the signal 714 set value. The control valve 534 is set in accordance with the signal 71 6.

В соответствии с наиболее предпочтительным методом регулирования, показанным на фиг. 4, где используют ссылочную нумерацию для элементов, аналогичную показанным на предыдущих фигурах, предусмотрен автоматический пуск колонны 60 с помощью высоко37 уровневого селектора 728. Следует отметить, что сигнал 724 заданного значения температуры регулятора температуры 722 следует устанавливать на температуру, сопоставимую с температурой жидкости в канале 60. Однако для пуска температура в канале 109 должна быть равна или близка к температуре окружающей среды. Согласно этому, сигнал 726 включения для управления напрямую клапаном 536 может вызвать закрытие клапана 536 и не позволить потоку нагретого сухого газа поступать в колонну 60 криогенного разделения в процессе пуска. Эту проблему преодолевают с помощью выбора временного сигнала 742 для управления клапаном, как описано ниже.According to the most preferred control method shown in FIG. 4, where reference numbering is used for elements similar to those shown in the previous figures, it is possible to automatically start the column 60 using the high37 level selector 728. It should be noted that the temperature setpoint signal 724 of the temperature controller 722 should be set to a temperature comparable to the temperature of the liquid in the channel 60. However, for start-up, the temperature in channel 109 must be equal to or close to the ambient temperature. Accordingly, an enable signal 726 for directly controlling valve 536 may cause valve 536 to close and prevent the flow of heated dry gas from entering the cryogenic separation column 60 during start-up. This problem is overcome by selecting a timing signal 742 for controlling the valve, as described below.

В ответ на сигналы 706 и 724 регулятор 722 температуры выдает выходной сигнал 726, соответствующий разности между сигналами 706 и 724. Сигнал 726 масштабируют для установления положения регулирующего клапана 536, который расположен с возможностью управления в канале 108, требуемого для поддержания реальной температуры среды в канале 109, по существу равной нужной температуре, представляемой сигналом 724. Тем не менее, как отмечено выше, нужная величина сигнала 724 заданного значения не позволяет осуществить пуск колонны. В связи с этим, в селектор 728 сигналов подают сигнал 726. В селектор 728 сигналов также подают регулирующий сигнал 742, который соответствует разности между сигналами 736 и 740, и масштабируют для установления положения регулирующего клапана 536, требуемого для поддержания температуры среды в канале 119, по существу равной нужной температуры, представляемой сигналом 740. Для пуска колонны реальная температура среды в канале 119 должна быть меньше, чем нужная температура, представляемая сигналом 740. В соответствии с этим, сигнал включения 742 в клапане 536 вызовет открытие клапана 536, для снижения температуры, соответствующей сигналу 706. Высокоуровневый селектор 728 определяет, какой из регулирующих сигналов 726 и 742 управляет положением клапана 536.In response to signals 706 and 724, the temperature controller 722 provides an output signal 726 corresponding to the difference between signals 706 and 724. The signal 726 is scaled to establish the position of the control valve 536, which is positioned to control in channel 108, required to maintain the actual temperature of the medium in the channel 109 substantially equal to the desired temperature represented by the signal 724. However, as noted above, the desired value of the set value signal 724 does not allow the column to start. In this regard, a signal 726 is supplied to the signal selector 728. The signal selector 742 is also supplied to the signal selector 728, which corresponds to the difference between the signals 736 and 740, and scaled to establish the position of the control valve 536 required to maintain the temperature of the medium in the channel 119, substantially equal to the desired temperature represented by the signal 740. To start the column, the actual temperature of the medium in the channel 119 must be less than the desired temperature represented by the signal 740. Accordingly, the enable signal 742 in the valve 536 in calling valve opening 536 to decrease the temperature corresponding to signal 706. The high-level selector 728 determines which of regulatory signals 726 and 742 controls the position of valve 536.

Процедура пуска происходит подобно следующей. Подаваемый газ вводят в верх колонны 60 криогенного разделения в верхней секции. Когда температуру подаваемого газа снизят до температуры конденсации примесей, подлежащих извлечению, уровень жидкости в колонне 60 начинает подниматься. Регулятор уровня 600 регистрирует уровень и выдает выходной сигнал на открытие клапана 97, в соответствии с сигналом 714. Затем низкотемпературную жидкость подают в теплообменник 62, где происходит теплообмен с потоком нагретого сухого газа, подаваемого через канал 108 и клапан 536. По сигналу 742 на установку заданной температуры сначала открывается клапан 536. После того как начинается течение сухого газа, преобразователь 702 сигнала температуры воспринимает резкое снижение температуры, генерирующее сигнал 726, который выбирает высокоуровневый селектор 728. За управлением пуском наблюдает оператор для обеспечения спокойного безопасного пуска и снижения уровня требуемого человеческого внимания.The start-up procedure is similar to the following. The feed gas is introduced into the top of the cryogenic separation column 60 in the upper section. When the temperature of the feed gas is lowered to the condensation temperature of the impurities to be recovered, the liquid level in the column 60 begins to rise. The level controller 600 registers the level and provides an output signal for opening valve 97, in accordance with signal 714. Then, the low-temperature liquid is fed to heat exchanger 62, where heat is exchanged with a stream of heated dry gas supplied through channel 108 and valve 536. By signal 742 to the installation of the set temperature, valve 536 first opens. After the dry gas flow begins, the temperature signal converter 702 senses a sharp decrease in temperature, generating a signal 726 that selects a high-level Héctor 728. In the control start watching the operator to ensure a peaceful and safe start reducing the required human attention.

Поток подогретой обогащенной высокомолекулярными углеводородами жидкости из теплообменника 62 поступает по каналу 119 в колонну 67 деметанизатора, в которой имеются как ректификационная, так и отгоночная секции. Ректификационная и отгоночная секции могут содержать различные каскады (например. тарелки, диафрагмы) или для непрерывного массопереноса может быть предусмотрена набивка колонны (например, седловидные насадки, декантирующие кольца, плетеная проволока) или сочетание вышеописанного. Как правило, набивка предпочтительна для колонн, имеющих диаметр приблизительно менее шести (6) футов (182,9 см), а различные каскады предпочтительны для колонн, имеющих диаметр приблизительно более шести (6) футов. Теоретическое количество каскадов как в ректификационной, так и в отгоночной секциях зависит от нужного состава конечных продуктов и состава подаваемых потоков. Предпочтительно отгоночная или нижняя секция содержит теоретически от 4 до 20 каскадов, более предпочтительно, теоретически приблизительно 1 0 каскадов. Подобным же образом, верхняя или ректификационная секция колонны теоретически предпочтительно содержит от 4 до 20 каскадов, более предпочтительно теоретически от 8 до 1 3 каскадов, а наиболее предпочтительно теоретически приблизительно 10 каскадов.The stream of heated liquid enriched with high molecular weight hydrocarbons from the heat exchanger 62 enters through a channel 119 into a demethanizer column 67, in which there are both distillation and distillation sections. The distillation and stripping sections may contain various stages (e.g. plates, diaphragms) or column packing (e.g. saddle nozzles, decanting rings, braided wire) or a combination of the above may be provided for continuous mass transfer. Typically, packing is preferred for columns having a diameter of approximately less than six (6) feet (182.9 cm), and various cascades are preferred for columns having a diameter of approximately more than six (6) feet. The theoretical number of cascades in both the distillation and distillation sections depends on the desired composition of the final products and the composition of the feed streams. Preferably, the stripping or bottom section theoretically contains from 4 to 20 cascades, more preferably, theoretically, approximately 10 cascades. Similarly, the top or distillation section of the column theoretically preferably contains from 4 to 20 cascades, more preferably theoretically from 8 to 1 3 cascades, and most preferably theoretically about 10 cascades.

В нижней части предусмотрен обычного типа ребойлер 524 для получения предназначенного для отгонки пара. В предпочтительном варианте, представленном на фиг.2, жидкость из самого низшего каскада в деметанизаторе подают в ребойлер по каналу 428, в котором упомянутую жидкость подогревают в средстве непрямой теплопередачи 525 при подаче нагревающей среды по каналу 440 и возвратом по каналу 442, который соединен с регулирующим расход клапаном 526, который, в свою очередь, соединен с каналом 444. Пар из ребойлера возвращают в колонну деметанизатора по каналу 430, а жидкость из ребойлера удаляют по каналу 432. Упомянутый поток в канале 432 необязательно может быть объединен в канале 436 со вторым потоком жидкости, подаваемым из донной части деметанизатора по необязательному каналу 434. Весь поток жидкостей, подаваемых из деметанизатора по каналам 436 и/или 432, в зависимости от варианта, может необязательно проходить через холодильник 520 и поступать в канал 438. В один или оба вышеупомянутых каналов может быть установлено средство регулирования расхода жидкости. В одном из вариантов, как показано на фиг.2, средство регули39 рования расхода содержит регулирующий клапан 522, который установлен между каналами 438 и 123. Положение регулирующего клапана 522 устанавливают с помощью регулятора 632 течения, который реагирует на разность между входным сигналом 628 заданного значения, поступающим из средства 626 регулирования уровня, и реальным расходом среды в канале 438, представленным сигналом 631. Заданное значение расхода 630 для регулятора 626 уровня может быть введено оператором или компьютерной программой. Выходным сигналом регулятора 632 является сигнал 634, который масштабируется для установления положения регулирующего клапана 522, требуемого для поддержания нужного расхода в канале 438, чтобы поддерживать нужный уровень в колонне 67.At the bottom, a conventional type reboiler 524 is provided to produce steam stripping. In the preferred embodiment shown in FIG. 2, liquid from the lowest stage in the demethanizer is supplied to the reboiler through channel 428, in which said liquid is heated in indirect heat transfer means 525 when the heating medium is supplied through channel 440 and returned through channel 442, which is connected to a flow control valve 526, which in turn is connected to channel 444. Steam from the reboiler is returned to the demethanizer column through channel 430, and liquid from the reboiler is removed through channel 432. Said stream in channel 432 may not necessarily be combined in channel 436 with a second liquid stream supplied from the bottom of the demethanizer through an optional channel 434. The entire stream of liquids supplied from the demethanizer through channels 436 and / or 432, depending on the variant, may optionally pass through the refrigerator 520 and enter channel 438 In one or both of the aforementioned channels, liquid flow control means may be installed. In one embodiment, as shown in FIG. 2, the flow control means 39 comprises a control valve 522 that is installed between channels 438 and 123. The position of the control valve 522 is set using a flow controller 632 that responds to the difference between the setpoint input signal 628 coming from the means 626 level control, and the actual flow rate of the medium in the channel 438, represented by the signal 631. The set value of the flow rate 630 for the level controller 626 can be entered by the operator or a computer program. The output of controller 632 is signal 634, which is scaled to establish the position of control valve 522 required to maintain the desired flow rate in channel 438 to maintain the desired level in column 67.

Хотя различные методы регулирования хорошо подходят для регулирования расхода пара, предназначенного для отгонки, по каналу 430 в колонну 67, предпочтительная методика основана на температуре возвратного пара. Средство 436 преобразования сигнала температуры в сочетании с чувствительным элементом, таким как термопара, помещенная в канале 430, выдает входной сигнал 638 в регулятор 642 температуры. Предусмотрен также ввод в регулятор оператором или компьютерной программой сигнала 640 заданного значения температуры. Регулятор 642 отвечает на разность между двумя входными сигналами и сигналом 644, передаваемым в регулирующий клапан 526, который расположен в канале, содержащем нагревающую среду, предпочтительно в каналах 440 или 444, более предпочтительно, как показано, в канале 444. Переданный сигнал 644 масштабируют для установления положения регулирующего клапана 526, требуемого для поддержания расхода, необходимого для получения нужной температуры в канале 440.Although various control methods are well suited to control the flow rate of steam intended for stripping through channel 430 to column 67, a preferred technique is based on return temperature. Means 436 converting the temperature signal in combination with a sensing element, such as a thermocouple placed in the channel 430, provides an input signal 638 to the temperature controller 642. An operator or a computer program can also input a temperature setpoint signal 640 into the controller. The controller 642 responds to the difference between the two input signals and the signal 644 transmitted to the control valve 526, which is located in the channel containing the heating medium, preferably in the channels 440 or 444, more preferably, as shown, in the channel 444. The transmitted signal 644 is scaled to establishing the position of the control valve 526 required to maintain the flow rate necessary to obtain the desired temperature in the channel 440.

Новым аспектом, связанным с колонной деметанизатора, является модель, по которой получают орошающие жидкости. Как показано на фиг. 2, продукт, отбираемый с верха, выпускают из колонны 67 деметанизатора по каналу 41 0, после чего по меньшей мере часть упомянутого потока частично конденсируют при пропуске через средство 510 непрямого теплообмена в теплообменнике 62, который охлаждают обогащенным высокомолекулярными углеводородами жидким продуктом из колонны 60 извлечения высокомолекулярных углеводородов. В предпочтительном варианте жидкий продукт, обогащенный высокомолекулярными углеводородами, сначала используют для охлаждения по меньшей мере отбираемого с верха колонны потока пара, а затем используют для охлаждения обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки. Конденсированные жидкости, получаемые при охлаждении потоком жидкости, обогащенным высокомолекулярными углеводородами, становятся источником флегмы для колонны 67 деметанизатора. Предпочтительно, чтобы теплообмен между двумя упомянутыми потоками происходил в режиме противотока. В одном из вариантов весь целиком поток может поступать в теплообменник 62 таким образом, как описано выше для охлаждения всего газообразного метана, предназначенного для отгонки. В предпочтительном варианте, который показан на фиг. 2, отбираемый с верха парообразный продукт в канале 41 0 разделяют на потоки, подаваемые в каналы 412 и 414. Поток в канале 414 охлаждают в теплообменнике 62 пропуском упомянутого потока через средство 510 непрямого теплообмена в теплообменнике 62, а полученный в результате охлажденный поток подают в канал 418. Соответствующие расходы потоков пара в каналах 41 2 и 414 или 41 8 регулируют с помощью средства регулирования расхода, предпочтительно регулирующего расход клапана, через который отбираемый с верха продукт можно пропускать без пропуска через теплообменник, тем самым исключая регулирование двухфазной среды. Пар, пропускаемый по каналу 412, проходит через средство 512 регулирования расхода, а затем его подают в канал 41 6. Потоки в каналах 416 и 418 затем объединяют с получением в результате смешанного охлажденного двухфазного потока, который подают по каналу 420. Расположенное в канале 420 средство 646 преобразования сигнала температуры в комбинации с чувствительным элементом измерения температуры, предпочтительно термопарой, выдает в регулятор 652 температуры сигнал 648, соответствующий реальной температуре среды, подаваемой по каналу 420 в регулятор температуры 652. Значение нужной температуры 650 также вводят в регулятор температуры 652, либо вручную, либо сигналом, выдаваемым по компьютерной программе. На основании сравнения входного сигнала в средстве 646 преобразования и сигнала заданного значения 650 регулятор 652 затем выдает выходной сигнал 654 на клапан 512, который масштабируют для установки клапана 512 соответствующим образом, с тем чтобы достичь заданной температуры или поддерживать ее. Полученную в результате двухфазную среду по каналу 420 затем подают в отделитель 514, из которого обогащенный метаном поток пара подают по каналу 422, а поток жидкой флегмы - по каналу 424. В другом предпочтительном варианте используют описанную выше методику, однако, обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток в канале 117 сначала используют для охлаждения потока, подаваемого по каналу 41 4, перед охлаждением потока, подаваемого по каналу 41 4. Как показано на фиг. 1 , обогащенный метаном поток пара в канале 1 21 можно вернуть в открытый метановый цикл для последующего сжижения. Давление в деметанизаторе и связанном с ним оборудовании регулируют автоматически установ41 кой регулирующего клапана 518 в соответствии с сигналом средства 656 преобразования сигнала давления, помещенного с возможностью управления в канале 422. Регулирующий клапан соединен на входной стороне с каналом 422, а на выходной стороне с каналом 121, который предпочтительно напрямую или косвенно соединен с входным отверстием низкого давления метанового компрессора, при этом средство 656 преобразования сигнала давления в сочетании с чувствительным элементом выдает сигнал 658 в регулятор 660 давления, который соответствует реальному давлению в канале 422. Сигнал 662 заданного значения давления также выдают на вход в регулятор 660 давления. Затем регулятор генерирует ответный сигнал 664, соответствующий разности между сигналом 658 чувствительного элемента измерения давления и сигналом 662 заданного значения. Сигнал 664 масштабируют таким образом, чтобы привести в действие клапан 518, соответственно для достижения или поддержания заданного значения давления. В одном из вариантов регулятор и регулирующий клапан и, необязательно, преобразователь 656 сигнала давления заключены в одно устройство, обычно называемое регулятором противодавления.A new aspect related to the demethanizer column is the model by which irrigation fluids are obtained. As shown in FIG. 2, the product taken from the top is discharged from the demethanizer column 67 through a channel 41 0, after which at least a part of the said stream is partially condensed by passing through indirect heat exchange means 510 in a heat exchanger 62, which is cooled by a high-molecular hydrocarbon-rich liquid product from the extraction column 60 high molecular weight hydrocarbons. In a preferred embodiment, the high molecular weight hydrocarbon-rich liquid product is first used to cool at least the vapor stream taken from the top of the column, and then used to cool the methane-rich gas stream to be stripped. Condensed liquids obtained by cooling with a liquid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons become a source of reflux for the demethanizer column 67. Preferably, the heat exchange between the two mentioned flows occurred in countercurrent mode. In one embodiment, the entire entire stream may enter heat exchanger 62 in the manner described above to cool all methane gas to be distilled off. In a preferred embodiment, which is shown in FIG. 2, the vapor product removed from the top in channel 41 0 is divided into streams supplied to channels 412 and 414. The stream in channel 414 is cooled in the heat exchanger 62 by passing said stream through indirect heat exchange means 510 in the heat exchanger 62, and the resulting cooled stream is fed into channel 418. The corresponding flow rates of the steam flows in channels 41 2 and 414 or 41 8 are controlled by means of a flow control device, preferably controlling a valve flow rate, through which product taken from the top can be passed without passing through heat exchanger, thereby eliminating regulation two-phase medium. The steam passed through channel 412 passes through flow control means 512, and then it is supplied to channel 41 6. The streams in channels 416 and 418 are then combined to result in a mixed cooled two-phase stream which is supplied through channel 420. Located in channel 420 means 646 for converting the temperature signal in combination with a temperature sensing element, preferably a thermocouple, outputs a signal 648 to the temperature controller 652 corresponding to the actual temperature of the medium supplied through the channel 420 to the temperature controller temperature 652. The value of the desired temperature 650 is also entered into the temperature controller 652, either manually or by a signal issued by a computer program. Based on a comparison of the input signal in the conversion means 646 and the setpoint signal 650, the controller 652 then provides an output signal 654 to the valve 512, which is scaled to set the valve 512 accordingly in order to reach or maintain the set temperature. The resulting two-phase medium through channel 420 is then fed to a separator 514, from which the methane-enriched steam stream is fed through channel 422, and the liquid reflux stream through channel 424. In another preferred embodiment, the method described above is used, however, the high molecular weight hydrocarbon stream channel 117 is first used to cool the stream supplied by channel 41 4 before cooling the stream supplied by channel 41 4. As shown in FIG. 1, the methane-rich vapor stream in channel 1 21 can be returned to the open methane cycle for subsequent liquefaction. The pressure in the demethanizer and related equipment is automatically regulated 41 by setting the control valve 518 in accordance with the signal of the means 656 for converting the pressure signal placed with the possibility of control in the channel 422. The control valve is connected on the inlet side to the channel 422, and on the output side to the channel 121 which is preferably directly or indirectly connected to the low pressure inlet of the methane compressor, the means 656 converting the pressure signal in combination with a sensitive electronic by means of a signal gives a signal 658 to the pressure regulator 660, which corresponds to the actual pressure in the channel 422. The pressure set value signal 662 is also output to the pressure regulator 660. Then, the controller generates a response signal 664 corresponding to the difference between the signal 658 of the pressure sensor and the set value signal 662. Signal 664 is scaled to actuate valve 518, respectively, to achieve or maintain a predetermined pressure value. In one embodiment, the regulator and control valve and, optionally, the pressure signal converter 656 are enclosed in one device, commonly referred to as a back pressure regulator.

Флегму из отделителя в конечном счете подают в деметанизатор. В предпочтительном варианте, показанном на фиг. 2, флегму выпускают из отделителя 514 в канал 424, пропускают через насос 516, а затем подают через канал 425, регулирующий клапан 519 и канал 426, после чего поток вводят в верхнюю секцию колонны деметанизатора. В этом варианте расход флегмы регулируют посредством входного сигнала из средства 666 регулирования уровня, который соответствует сигналу чувствительного элемента, помещенного в нижней секции отделителя 514. Регулятор 666 генерирует сигнал 668, соответствующий расходу в канале 426, необходимому для поддержания нужного уровня в отделителе 514, сигнал 668 вводят как входной сигнал заданного значения в регулятор 670, в который также вводят сигнал 671 , который соответствует реальному расходу в канале 425. Регулятор 670 затем генерирует сигнал 674 в регулирующий клапан 519, который соответствует разности сигналов и который масштабируют для получения соответствующего расхода жидкости через регулирующий расход клапан 519, такого, чтобы регулировать уровень жидкости в отделителе 514.Phlegm from the separator is ultimately fed to the demethanizer. In the preferred embodiment shown in FIG. 2, phlegm is discharged from separator 514 to channel 424, passed through pump 516, and then fed through channel 425, control valve 519 and channel 426, after which the flow is introduced into the upper section of the demethanizer column. In this embodiment, the reflux rate is controlled by an input signal from the level control means 666, which corresponds to the signal of the sensing element located in the lower section of the separator 514. The controller 666 generates a signal 668 corresponding to the flow rate in the channel 426 necessary to maintain the desired level in the separator 514, the signal 668 is input as a setpoint input to a controller 670, to which a signal 671 is also input, which corresponds to the actual flow rate in channel 425. The controller 670 then generates a signal 674 in the controller a pressure valve 519, which corresponds to a signal difference, and which is scaled to obtain an appropriate liquid flow rate through the flow rate control valve 519, such as to control the liquid level in the separator 514.

В описанных выше регуляторах можно использовать различные хорошо известные формы регулирования, такие как пропорциональный, пропорционально-интегральный или пропорционально-интегрально-дифференциальный (PID). В предпочтительном варианте, показанном на фиг. 4, предпочтительно использовать цифровой компьютер с периферийными устройствами для расчета требуемых регулирующих сигналов, основанных на измерении переменных процесса, а также установочных значениях, вводимых в компьютер. Для использования подходит любой цифровой компьютер, имеющий программное обеспечение, которое обеспечивает работу в реальном режиме времени для считывания значений внешних переменных и передачи сигналов на внешние устройства. Регуляторы PID, показанные на фиг. 2, 3 и 4, могут использовать различные формы регулирования, такие как пропорциональный, пропорционально-интегральный или пропорциональноинтегрально-дифференциальный. В предпочтительном варианте используют пропорционально-интегральную модель. Однако, в сферу притязаний изобретения входит любой регулятор, способный принимать два или несколько входных сигналов и выдавать масштабированный выходной сигнал, представляющий собой результат сравнения двух входных сигналов.In the above-described controllers, various well-known forms of regulation can be used, such as proportional, proportional-integral or proportional-integral-differential (PID). In the preferred embodiment shown in FIG. 4, it is preferable to use a digital computer with peripheral devices to calculate the required control signals based on the measurement of process variables, as well as the setting values input to the computer. Any digital computer having software that provides real-time operation for reading the values of external variables and transmitting signals to external devices is suitable for use. The PID controllers shown in FIG. 2, 3 and 4, can use various forms of regulation, such as proportional, proportional-integral or proportional-integral-differential. In a preferred embodiment, a proportional-integral model is used. However, any controller capable of receiving two or more input signals and providing a scaled output signal representing the result of comparing two input signals is within the scope of the invention.

Масштабирование выходного сигнала регулятором хорошо известно в области систем регулирования. В сущности, выходной сигнал регулятора может быть масштабирован для представления любого нужного показателя или переменной. Примером этого является случай, когда в регуляторе сравнивают нужную температуру и реальную температуру. Выходным сигналом регулятора может быть сигнал, отображающий расход «регулируемого» газа, необходимый, чтобы выполнить выравнивание нужной и реальной температур. С другой стороны, тот же самый выходной сигнал можно было бы масштабировать для отображения давления, требуемого, чтобы выполнить выравнивание нужной и реальной температур. Если выходной сигнал регулятора можно ранжировать от 0 до 1 0 единиц, то выходной сигнал регулятора можно было бы масштабировать так, чтобы он находился на уровне 5 единиц, что соответствует 50% либо конкретного расхода, либо конкретной температуры. Средство преобразования, используемое для измерения параметров, которые характеризуют процесс в виде генерируемых при этом различных сигналов, может иметь разнообразные формы и форматы. Например, элементы регулирования этой системы могут быть выполнены с использованием оборудования, основанного на электрических аналоговых сигналах, цифровой электронике, пневматике, гидравлике, механике и других типах или комбинации таких типов оборудования.The scaling of the output signal by a controller is well known in the field of control systems. In essence, the output of the controller can be scaled to represent any desired metric or variable. An example of this is the case when the regulator compares the desired temperature and the actual temperature. The output of the regulator may be a signal that displays the flow rate of the "regulated" gas, necessary to align the desired and real temperatures. On the other hand, the same output signal could be scaled to display the pressure required to align the desired and actual temperatures. If the controller output signal can be ranged from 0 to 1 0 units, then the controller output signal could be scaled so that it is at the level of 5 units, which corresponds to 50% of either a specific flow rate or a specific temperature. The conversion tool used to measure the parameters that characterize the process in the form of various signals generated in this case can take a variety of forms and formats. For example, the control elements of this system can be performed using equipment based on electrical analog signals, digital electronics, pneumatics, hydraulics, mechanics, and other types, or a combination of such types of equipment.

Селективные контуры регулирования используют в различных ситуациях процесса для выбора соответствующего регулирующего действия. Как правило, нормальный сигнал регулирования отменяется вторичным сигналом регулирования, который имеет более высокий приоритет в случае конкретных условий процесса. Например, могут быть исключены опасные условия или выполнены нужные процедуры, такие как автоматический пуск, посредством временного выбора вторичного сигнала регулирования.Selective control loops are used in various process situations to select the appropriate control action. Typically, a normal control signal is canceled by a secondary control signal, which has a higher priority in the case of specific process conditions. For example, dangerous conditions can be eliminated or necessary procedures performed, such as automatic start-up, by temporarily selecting a secondary control signal.

Конкретные периферийные устройства и/или программное обеспечение, используемые в таких системах регулирования с обратной связью, хорошо известны в области систем регулирования технологических процессов. См., например, справочник «Chemical Engineering's Handbook», 5th , McGraw-Hill, pgs. 22-1to 22-147.The specific peripherals and / or software used in such feedback control systems are well known in the field of process control systems. See., E.g., reference «Chemical Engineering's Handbook», 5 th, McGraw-Hill, pgs. 22-1to 22-147.

Хотя здесь и описаны конкретные криогенные способы, материалы, типы оборудования и регулирующих приборов, следует понимать, что такое конкретное подробное перечисление нельзя считать ограничением, но следует отнести их вместе с иллюстрациями и изложенными предпочтительными вариантами к сфере притязаний настоящего изобретения.Although specific cryogenic methods, materials, types of equipment and control devices are described here, it should be understood that such a specific detailed listing cannot be considered a limitation, but they should be included with the illustrations and the preferred options outlined in the scope of the claims of the present invention.

Пример 1.Example 1

Этот пример с помощью компьютерного моделирования демонстрирует эффективность охарактеризованного в описании способа извлечения бензола и высокомолекулярных углеводородов из потока на основе метана непосредственно перед ожижением основной части потока на основе метана. Расходы продуктов при этом в установке LNG (ожижения природного газа) с использованием технологии ожижения, представленной на фиг. 1 и 2, составляют 2,5 миллиона метрических тонн в год. Предусмотрено, чтобы концентрации бензола в газовых потоках на основе метана, использованных в данном примере, соответствовали тем, которые существуют во многих потоках природного газа на этих этапах процесса. Однако, следует учесть, что газовые потоки на основе метана относительно бедны высокомолекулярными углеводородными компонентами (т.е. С3+). Результаты моделирования были получены при использовании Hyprotech's Process Simulation HYSIM, version 386/C2. 10, Prop. Pkg PR/LK.This example using computer simulation demonstrates the effectiveness of the method described in the description for the extraction of benzene and high molecular weight hydrocarbons from a methane-based stream immediately before liquefying the main part of the methane-based stream. The costs of the products in this LNG (natural gas liquefaction) installation using the liquefaction technology shown in FIG. 1 and 2 are 2.5 million metric tons per year. It is envisioned that the concentrations of benzene in the methane-based gas streams used in this example are consistent with those that exist in many natural gas streams at these process steps. However, it should be noted that methane-based gas streams are relatively poor in high molecular weight hydrocarbon components (i.e., C 3 +). Simulation results were obtained using Hyprotech's Process Simulation HYSIM, version 386 / C2. 10, Prop. Pkg PR / LK.

В таблице 1 представлены составы, температуры, давления и фазовый состав потоков, втекающих и вытекающих в колонну для извлечения высокомолекулярных углеводородов. Моделирование основано теоретически на наличии в колонне 5 каскадов. Частично конденсированный поток, упоминаемый также как двухфазный поток, основная часть которого далее будет подвергнута ожижению, сначала подают на самый верхний каскад в колонну (каскад 1). Температура этого потока составляла -112,5°F (-80,28°C), a давление 587,0 фунтов на квадратный дюйм (41,72 кг/см2). Как отмечено выше, этот поток подвергли частичной конденсации, после которой он содержал 98,24% мольн. пара.Table 1 presents the compositions, temperatures, pressures and phase composition of the flows flowing in and out into the column for the extraction of high molecular weight hydrocarbons. The simulation is theoretically based on the presence of 5 cascades in the column. The partially condensed stream, also referred to as a two-phase stream, the main part of which will be further liquefied, is first fed to the uppermost stage in the column (stage 1). The temperature of this stream was -112.5 ° F (-80.28 ° C), and the pressure was 587.0 psi (41.72 kg / cm 2 ). As noted above, this stream was subjected to partial condensation, after which it contained 98.24% mole. couple.

Охлажденный обогащенный метаном газовый поток, предназначенный для отгонки, подаваемый на самый нижний каскад (каскад 5), отбирали из места выше по ходу потока, показанного на фиг. 1 . Этот поток охлаждали приблизительно от 63°F (17,22) до -10°F (-23,34°C) посредством теплообмена в режиме противотока с потоком обогащенной высокомолекулярными углеводородами жидкости, полученной из каскада 5. В процессе такого теплообмена, как показано на фиг.2, этот поток подогрели приблизительно от -78°F (61,11°С) до приблизительно 62°F (16,67°C). Этот поток также можно использовать для охлаждения паров, отбираемых с верха колонны деметанизатора. В таблице 2 представлены температуры, давления и соответствующие расходы каждой фазы на основе данных для каждого каскада колонны. В таблице 3 представлены равновесные составы соответствующих жидкостей и пара для каждого каскада.The cooled methane-rich stripping gas stream fed to the lowest cascade (cascade 5) was taken from a location upstream of the stream shown in FIG. one . This stream was cooled from approximately 63 ° F (17.22) to -10 ° F (-23.34 ° C) by heat exchange in countercurrent mode with a stream of high molecular weight hydrocarbon-rich liquid obtained from cascade 5. During such heat transfer, as shown in figure 2, this stream was heated from approximately -78 ° F (61.11 ° C) to approximately 62 ° F (16.67 ° C). This stream can also be used to cool vapors taken from the top of the demethanizer column. Table 2 presents the temperatures, pressures, and corresponding flow rates of each phase based on data for each stage of the column. Table 3 presents the equilibrium compositions of the respective liquids and steam for each cascade.

Подогретый, обогащенный высокомолекулярными углеводородами поток затем подавали в колонну деметанизатора, которая состоит из секций ректификации и отгонки, откуда поступает обогащенный метаном/этаном поток, который предпочтительно подают назад, на повторный цикл, в качестве исходного потока, подаваемого на верхнюю ступень метанового компрессора, и потока жидкостей, обогащенного природным газом.The heated, high molecular weight hydrocarbon-rich stream was then fed to a demethanizer column, which consists of distillation and distillation sections, from which the methane / ethane-rich stream, which is preferably fed back, is recycled as a feed stream to the upper stage of the methane compressor, and natural gas enriched fluid flow.

Эффективность способа извлечения ароматических углеводородов/высокомолекулярных углеводородов показана путем сравнения мольных содержаний смесей азота, метана и этана в исходных потоках, подаваемых на каскады 1 и 5, и продукта, получаемого с каскада 1. Содержание для каждого потока составляло 99,88, 99,89 и 99,94 мольных процента. Таким образом, способ обеспечивает получение потока продукта, в большей степени обогащенного этими легкими компонентами, чем любой из двух газообразных исходных потоков.The effectiveness of the method for the extraction of aromatic hydrocarbons / high molecular weight hydrocarbons is shown by comparing the molar contents of mixtures of nitrogen, methane and ethane in the feed streams fed to stages 1 and 5 and the product obtained from cascade 1. The content for each stream was 99.88, 99.89 and 99.94 mole percent. Thus, the method provides a product stream that is more enriched in these light components than either of the two gaseous feed streams.

Эффективность способа извлечения бензола и более высокомолекулярных ароматических углеводородов показана при сравнении коэффициентов обогащения, которые определяют как отношение мольного содержания упомянутого компонента в жидком продукте из каскада 5 к мольному содержанию упомянутого компонента в парообразном продукте из каскада 1. При использовании бензола в качестве примера мольные доли составляли 0,1616Е-04 и 0,00352, соответственно. Это дает в результате коэффициент обогащения приблизительно 220.The efficiency of the method for the extraction of benzene and higher molecular weight aromatic hydrocarbons is shown by comparing the enrichment coefficients, which are defined as the ratio of the molar content of the mentioned component in the liquid product from cascade 5 to the molar content of the mentioned component in the vaporous product from cascade 1. When using benzene as an example, the molar fractions were 0.1616E-04 and 0.00352, respectively. This results in an enrichment factor of approximately 220.

Дополнительным основанием для иллюстрации эффективности способа являются коэффициенты обогащения для С3+ компонентов в исходных потоках, подаваемых на каскады 1 и 5 и потока жидкого продукта, полученного из каскада 1 . Этот коэффициент колеблется приблизительно от 45 для пропана до приблизительно 200 для n-октана. Соответствующие коэффициенты для потоков продукта изменяются приблизительно от 50 для пропана до приблизительно 20000 для n-октана.An additional basis for illustrating the effectiveness of the method is the enrichment coefficients for the C3 + components in the feed streams supplied to stages 1 and 5 and the liquid product stream obtained from stage 1. This ratio ranges from about 45 for propane to about 200 for n-octane. The corresponding ratios for product streams range from about 50 for propane to about 20,000 for n-octane.

Пример 2.Example 2

В этом примере, подобно приведенному выше, с помощью компьютерного моделирова45 ния показана эффективность охарактеризованного в описании способа извлечения бензола и более высокомолекулярных углеводородов из потока на основе метана непосредственно перед ожижением основной части потока на основе метана. При этом расход материалов в установке LNG (ожижения природного газа) с использованием технологии ожижения, представленной на фиг. 1 и 2, составляют 2,5 миллиона метрических тонн в год. Предусмотрено, чтобы концентрации бензола в исходных потоках на основе метана, использованных в данном примере, соответствовали тем, которые существуют во многих потоках природного газа на этих этапах процесса. Однако, следует учесть, что концентрации этана и более высокомолекулярных углеводородных компонентов в газовом потоке значительно возросли, тем самым представляя собой более обогащенный газовый поток и приводя к более высокой нагрузке на процесс при извлечении обоих этих компонентов и бензола. Пример демонстрирует более подробно способность процесса одновременно извлекать бензол и более высокомолекулярные углеводородные компоненты. Кроме того, пример иллюстрирует способность процесса извлечения бензола преодолевать значительные связанные с процессом проблемы в виде значительного увеличения концентраций этана и более высокомолекулярных углеводородов без существенного влияния на эффективность и производительность способа извлечения бензола. Более того, пример иллюстрирует способность процесса использовать более высокомолекулярные углеводороды как отдельный ожиженный поток. Результаты моделирования были получены при использовании Hyprotech's Process Simulation HYSIM, version 386/ c2. 10, Prop. Pkg PR/LK.In this example, similar to the above, by computer simulation, the efficiency of the method described in the description for the extraction of benzene and higher molecular weight hydrocarbons from a methane-based stream immediately before liquefying the main part of the methane-based stream is shown. In this case, the material consumption in the LNG (natural gas liquefaction) installation using the liquefaction technology shown in FIG. 1 and 2 are 2.5 million metric tons per year. It is envisioned that the concentrations of benzene in the methane-based feeds used in this example are consistent with those that exist in many natural gas streams at these process steps. However, it should be noted that the concentrations of ethane and higher molecular weight hydrocarbon components in the gas stream increased significantly, thereby representing a more enriched gas stream and leading to a higher load on the process when both of these components and benzene are removed. An example demonstrates in more detail the ability of a process to simultaneously recover benzene and higher molecular weight hydrocarbon components. In addition, the example illustrates the ability of the benzene recovery process to overcome significant process-related problems in the form of a significant increase in the concentrations of ethane and higher molecular weight hydrocarbons without significantly affecting the efficiency and productivity of the benzene recovery process. Moreover, the example illustrates the ability of a process to use higher molecular weight hydrocarbons as a separate liquefied stream. Simulation results were obtained using Hyprotech's Process Simulation HYSIM, version 386 / c2. 10, Prop. Pkg PR / LK.

В таблице 4 представлены составы, температуры, давления и фазовый состав втекающих и вытекающих потоков колонны для извлечения высокомолекулярных углеводородов. Моделирование было основано на наличии в колонне теоретически 5 каскадов. Частично конденсированный поток, упоминаемый также как двухфазный поток, основную часть которого далее подвергают ожижению, сначала подавали на самый верхний каскад в колонну (каскад 1). Температура этого потока составляла -91,2°F (68,44°С), a абсолютное давление 596,0 фунтов на квадратный дюйм (41,9 кг/см2). Как отмечено в описании, этот поток подвергли частичной конденсации, после которой он содержал 94,04% мольн. пара.Table 4 presents the compositions, temperatures, pressures and phase composition of the inflowing and outflowing streams of the column for the extraction of high molecular weight hydrocarbons. The simulation was based on the presence of theoretically 5 cascades in the column. The partially condensed stream, also referred to as a two-phase stream, the main part of which is further liquefied, was first fed to the uppermost stage in the column (stage 1). The temperature of this stream was −91.2 ° F (68.44 ° C), and the absolute pressure was 596.0 psi (41.9 kg / cm 2 ). As noted in the description, this stream was subjected to partial condensation, after which it contained 94.04% mole. couple.

Обогащенный метаном газовый поток, предназначенный для отгонки, подаваемый на самый нижний каскад (каскад 5), отбирали из места выше по ходу потока, показанного на фиг.The methane-enriched gas stream intended for stripping, supplied to the lowest stage (stage 5), was taken from a place higher upstream of the stream shown in FIG.

1. Этот поток охлаждали приблизительно от 10°F (-23,34°C) посредством теплообмена в режиме противотока с потоком жидкого продукта, полученного из каскада 5. Как приведено в таблице 4, этот поток подвергали частичной конденсации на этапе охлаждения.1. This stream was cooled from approximately 10 ° F (-23.34 ° C) by heat exchange in countercurrent mode with a liquid product stream obtained from Cascade 5. As shown in Table 4, this stream was partially condensed in a cooling step.

В таблице 5 представлены полученные при моделировании температуры, давления и соответствующие расходы каждой фазы на основе данных для каждого каскада в колонне. В таблице 6 представлены равновесные составы соответствующих жидкостей и пара для каждого этапа.Table 5 presents the temperatures, pressures and corresponding flow rates of each phase obtained from the simulation based on data for each stage in the column. Table 6 presents the equilibrium compositions of the respective liquids and steam for each stage.

Эффективность способа извлечения высокомолекулярных углеводородов показана при сравнении мольных содержаний смеси азота, метана и этана в исходных потоках, подаваемых соответственно на каскады 1 и 5 и продукта, получаемого из каскада 1 . Эти содержания составляют, соответственно, 97,85, 97,30 и 99,37 мольных процентов. В процессе получен поток продукта, существенно более обогащенный этими компонентами, чем любой из двух потоков газообразного сырья.The effectiveness of the method of extraction of high molecular weight hydrocarbons is shown by comparing the molar contents of a mixture of nitrogen, methane and ethane in the feed streams fed respectively to stages 1 and 5 and the product obtained from stage 1. These contents are, respectively, 97.85, 97.30 and 99.37 molar percent. In the process, a product stream is obtained that is significantly more enriched in these components than either of the two gaseous feed streams.

Эффективность способа извлечения бензола и более высокомолекулярных ароматических углеводородов показаны при сравнении коэффициентов обогащения, который для бензола определяли, как описано в примере 1 . Соответствующие мольные доли составляли 0,003Е-04 и 0,00923, что дает в результате коэффициент обогащения приблизительно 30.The effectiveness of the method of extraction of benzene and higher molecular weight aromatic hydrocarbons is shown by comparing the enrichment factors, which for benzene were determined as described in example 1. The corresponding molar fractions were 0.003E-04 and 0.00923, resulting in an enrichment factor of approximately 30.

Дополнительным основанием для иллюстрации эффективности способа являются коэффициенты обогащения для С3+ компонентов в исходных потоках, подаваемых на каскады 1 и 5, и потока жидкого продукта, полученного из каскада 1 . Этот коэффициент варьируется приблизительно от 1 9 для пропана до приблизительно 30 для n-октана. Соответствующие коэффициенты для потоков продуктов варьируются приблизительно от 67 для пропана до приблизительно 19000 для n-октана.An additional basis for illustrating the effectiveness of the method is the enrichment coefficients for the C 3 + components in the feed streams fed to cascades 1 and 5, and the liquid product stream obtained from cascade 1. This ratio varies from about 1 9 for propane to about 30 for n-octane. Corresponding coefficients for product streams range from about 67 for propane to about 19000 for n-octane.

Таблица 1. Исходные потоки и моделированные композиции потоков продуктов и из свойствTable 1. Source streams and simulated composition of product streams and from properties

Исходны Source е потоки1 e threads 1 Потоки п Threads n родуктов1 products 1 Этап 1 Stage 1 Этап 5 Stage 5 Этап 1 Stage 1 Этап 5 Stage 5 Азот Nitrogen 0,0022 0.0022 0,0007 0,0007 0,002169 0.002169 0,000107 0.000107 О о и ABOUT about and 0,7587Е-04 0.7587E-04 0,8806Е-04 0.8806E-04 0,000075 0,000075 0,000279 0,000279 Метан Methane 0,9726 0.9726 0,9686 0.9686 0,974167 0.974167 0,559178 0.559178 Этан Ethane 0,0242 0,0242 0,0296 0,0296 0,023043 0,023043 0,357346 0,357346 Этилен Ethylene 0,0000 0.0000 0,0000 0.0000 0,000000 0.000000 0,000000 0.000000 Пропан Propane 0,0005 0,0005 0,0006 0,0006 0,000404 0,000404 0,026993 0,026993 i-Бутан i-Bhutan 0,8998Е-04 0.8998E-04 0,0001 0.0001 0,000055 0.000055 0,009050 0,009050 n-Бутан n-butane 0,0001 0.0001 0,0001 0.0001 0,000059 0,000059 0,013291 0.013291 i-Пентан i-Pentane 0,3442Е-04 0.3442E-04 0,4031Е-04 0.4031E-04 0,000011 0.000011 0,006026 0,006026 n-Пентан n-Pentane 0,3340Е-04 0.3340E-04 0,4031Е-04 0.4031E-04 0,881Е-05 0.881E-05 0,006391 0.006391 n-Гексан n-hexane 0,2424Е-04 0.2424E-04 0,3023Е-04 0.3023E-04 0,257Е-05 0.257E-05 0,005627 0,005627 n-Гептан n-heptane 0,3230Е-04 0.3230E-04 0,4031Е-04 0.4031E-04 0,125Е-05 0,125E-05 0,008054 0,008054 n-Октан n-octane 0,1615Е-04 0,1615E-04 0,2015Е-04 0.2015E-04 0,221Е-06 0.221E-06 0,004132 0,004132 Бензол Benzene 0,1616Е-04 0,1616E-04 0,2015Е-04 0.2015E-04 0,258Е-05 0.258E-05 0,003526 0,003526 n-Нонан n-nonan 0,0000 0.0000 0,0000 0.0000 0,000000 0.000000 0,000000 0.000000 Температура °F/°C Temperature ° F / ° C -112,45/-80,25 -112.45 / -80.25 -10,00/-23,33 -10.00 / -23.33 -112,32/-80,18 -112.32 / -80.18 -78,09/-61,16 -78.09 / -61.16 2 Давление 2 Pressure 587,01/41,27 587.01 / 41.27 601,00/42,25 601.00 / 42.25 587,00/41,27 587.00 / 41.27 589,00/41,41 589.00 / 41.41 Пар, % Steam% 98,24% 98.24% 100% one hundred% 100% one hundred% 0,00% 0.00% Расход3 Consumption 3 60347,00/27372,92 60,347.00 / 27,372.92 1203,0/545,67 1203.0 / 545.67 61311,53/27810,42 61311.53 / 27810.42 238,46/108,16 238.46 / 108.16 'Композиции даны в мольных процентах 2Давление дано в (фунтах на квадратный дюйм)/(кг/см2) 3Расход дан в (фунт-моль/ч) / (киломоль/ч)'Compositions are given in mole percent 2 Pressure is given in (pounds per square inch) / (kg / cm 2 ) 3 Flow rate is given in (lb mol / h) / (kilomol / h)

Таблица 2. Результаты моделирования характеристик течения и свойств сред в колоннеTable 2. The results of modeling the characteristics of the flow and properties of the media in the column

Каскад № Cascade No. Давление (фунт/ дюйм2)/(кг/см2)Pressure (lb / in 2 ) / (kg / cm 2 ) Температура °F/°C Temperature ° F / ° C Расход в потоках (( Flow rate (( )унт-моль/ч)/(киломоль/ч) ) unt-mol / h) / (kilomol / h) Жидкость Liquid Пар Steam Сырье Raw materials Потоки продуктов Product Streams 1 one 587,0/41,27 587.0 / 41.27 -112,3/-80,17 -112.3 / -80.17 1060,3/480,9 1060.3 / 480.9 60347,01/27372,960347.0 1 / 27372.9 61311,52/27810,461311.5 2 / 27810.4 2 2 587,5/41,30 587.5 / 41.30 -108,2/-77,89 -108.2 / -77.89 917,8/416,3 917.8 / 416.3 2024,9/929,8 2024.9 / 929.8 3 3 588,0/41,34 588.0 / 41.34 -101,1/-73,94 -101.1 / -73.94 761,5/345,4 761.5 / 345.4 1882,4/853,8 1882.4 / 853.8 4 4 588,5/41,37 588.5 / 41.37 -90,8/-68,22 -90.8 / -68.22 619,0/280,8 619.0 / 280.8 1726,1/782,9 1726.1 / 782.9 5 5 589,0/41,41 589.0 / 41.41 -78,1/-61,17 -78.1 / -61.17 1583,5/718,3 1583.5 / 718.3 1203,33/545,71203.3 3 / 545.7 238,54/108,2238.5 4 / 108.2 1 Подаваемый в каскад 1 поток содержал 98,24% мольн.пара 2 Выпускаемый из каскада 1 поток содержал 100% мольн.пара 3 Подаваемый в каскад 5 поток содержал 100% мольн.пара 4 Выпускаемый из каскада 5 поток содержал 0% мольн.пара 1 The stream fed to the cascade 1 contained 98.24% mol. Steam 2 The stream discharged from the cascade 1 contained 100% molar steam 3 The stream fed to the cascade 5 contained 100% molar steam 4 The stream discharged from cascade 5 contained 0% mol.

Таблица 3. Моделированные композиции жидкость/пар, теоретически выпускаемые после каждого каскада (мольные доли)Table 3. Modeled liquid / vapor compositions theoretically released after each cascade (mole fractions)

Азот Nitrogen О о и ABOUT about and Метан Methane Этан Ethane Пропан Propane i-Бутан i-Bhutan n-Бутан n-butane Каскад 1 Cascade 1 Пар Steam 0,002169 0.002169 0,00075 0,00075 0,974167 0.974167 0,023045 0,023045 0,000404 0,000404 0,000055 0.000055 0,000055 0.000055 Жидкость Liquid 0,000772 0,000772 0,000173 0,000173 0,874962 0,874962 0,105444 0.105444 0,006229 0.006229 0,002030 0,002030 0,002965 0,002965 Каскад 2 Cascade 2 Пар Steam 0,000811 0,000811 0,000110 0.000110 0,967766 0.967766 0,030734 0,030734 0,000436 0,000436 0,000057 0,000057 0,000059 0,000059 Жидкость Liquid 0,000263 0,000263 0,000252 0,000252 0,832784 0.832784 0,145068 0.145068 0,007288 0,007288 0,002348 0,002348 0,003425 0,003425 Каскад 3 Cascade 3 Пар Steam 0,000565 0,000565 0,000144 0.000144 0,954226 0.954226 0,044398 0,044398 0,000514 0,000514 0,000063 0,000063 0,000064 0.000064 Жидкость Liquid 0,000159 0.000159 0,000317 0,000317 0,761049 0.761049 0,211924 0.211924 0,009202 0.009202 0,002861 0,002861 0,004152 0.004152 Каскад 4 Cascade 4 Пар Steam 0,000547 0,000547 0,000163 0,000163 0,933571 0.933571 0,064781 0,064781 0,000745 0,000745 0,000082 0,000082 0,000080 0.000080 Жидкость Liquid 0,000131 0.000131 0,000329 0,000329 0,669188 0.669188 0,295174 0.295174 0,013204 0.013204 0,003786 0,003786 0,005372 0.005372 Каскад 5 Cascade 5 Пар Steam 0,000571 0,000571 0,000154 0.000154 0,913194 0.913194 0,084077 0.084077 0,001548 0,001548 0,000194 0.000194 0,000191 0.000191 Жидкость Liquid 0,000107 0.000107 0,000279 0,000279 0,559178 0.559178 0,357346 0,357346 0,026933 0,026933 0,009050 0,009050 0,013291 0.013291

Таблица 3 (продолжение)Table 3 (continued)

i-Пентан i-Pentane n-Пентан n-Pentane n-Гексан n-hexane n-Гептан n-heptane n-Октан n-octane Бензол Benzene Каскад 1 Cascade 1 Пар Steam 0,000011 0.000011 8,81Е-06 8.81E-06 2,57Е-06 2,57E-06 1,25Е-06 1,25E-06 2,21Е-07 2.21E-07 258Е-06 258E-06 Жидкость Liquid 0,001331 0,001331 0,001408 0.001408 0,001236 0,001236 0,001768 0,001768 0,000907 0,000907 0,000775 0,000775 Каскад 2 Cascade 2 Пар Steam 0,000011 0.000011 8,54Е-06 8.54E-06 2,39Е-06 2,39E-06 1,12Е-06 1,12E-06 1,90Е-07 1.90E-07 2,35Е-06 2,35E-06 Жидкость Liquid 0,001536 0,001536 0,001625 0,001625 0,001427 0,001427 0,002042 0,002042 0,001047 0,001047 0,000894 0,000894 Каскад 3 Cascade 3 Пар Steam 0,000011 0.000011 8,64Е-06 8.64E-06 2,30Е-06 2,30E-06 1,03Е-06 1,03E-06 1,68Е-07 1.68E-07 2,17Е-06 2.17E-06 Жидкость Liquid 0,001854 0,001854 0,001961 0,001961 0,001720 0,001720 0,002461 0,002461 0,01262 0.01262 0,001078 0,001078 Каскад 4 Cascade 4 Пар Steam 0,000014 0,000014 0,000010 0.000010 2,60Е-06 2.60E-06 1,14Е-06 1,14E-06 1,80Е-07 1.80E-07 2,31Е-06 2,31E-06 Жидкость Liquid 0,002328 0.002328 0,002446 0,002446 0,002125 0.002125 0,003031 0,003031 0,001554 0,001554 0,001332 0,001332 Каскад 5 Cascade 5 Пар Steam 0,000033 0.000033 0,000024 0.000024 6,08Е-06 6.08E-06 2,57Е-06 2,57E-06 3,93Е-07 3.93E-07 4,83Е-06 4.83E-06 Жидкость Liquid 0,006026 0,006026 0,006391 0.006391 0,005627 0,005627 0,008054 0,008054 0,004132 0,004132 0,003526 0,003526

Таблица 4. Исходные потоки и моделированные композиции потоков продуктов и их свойств (мольные доли)Table 4. Source streams and simulated composition of product streams and their properties (mole fractions)

Исходные потоки 1 Source Streams 1 Потоки продуктов 1 Product Streams 1 Этап 1 Stage 1 Этап 5 Stage 5 Этап 1 Stage 1 Этап 5 Stage 5 Азот Nitrogen 0,0024 0.0024 0,0006 0,0006 0,002301 0,002301 0,000060 0.000060 О о и ABOUT about and 0,7074Е-04 0.7074E-04 0,8851Е-04 0.8851E-04 0,000072 0,000072 0,000106 0.000106 Метан Methane 0,9478 0.9478 0,9361 0.9361 0,966005 0.966005 0,346889 0.346889 Этан Ethane 0,0283 0,0283 0,0363 0,0363 0,025421 0,025421 0,145714 0.145714 Этилен Ethylene 0,0000 0.0000 0,0000 0.0000 0,000000 0.000000 0,000000 0.000000 Пропан Propane 0,0120 0.0120 0,0145 0.0145 0,005277 0.005277 0,227598 0.227598 i-Бутан i-Bhutan 0,0024 0.0024 0,0030 0.0030 0,000467 0,000467 0,062744 0.062744 n-Бутан n-butane 0,0028 0.0028 0,0036 0.0036 0,000367 0,000367 0,078635 0,078635 i-Пентан i-Pentane 0,0010 0.0010 0,0013 0.0013 0,000049 0,000049 0,030295 0,030295 n-Пентан n-Pentane 0,0008 0,0008 0,0011 0.0011 0,000026 0.000026 0,024383 0,024383 n-Гексан n-hexane 0,0013 0.0013 0,0018 0.0018 0,000012 0.000012 0,043792 0,043792 n-Гептан n-heptane 0,0007 0,0007 0,0010 0.0010 0,170Е-05 0,170E-05 0,024376 0,024376 n-Октан n-octane 0,0002 0,0002 0,0003 0,0003 0,111Е-06 0,111E-06 0,006019 0.006019 Бензол Benzene 0,0003 0,0003 0,0004 0,0004 0/283Е-05 0 / 283E-05 0,009229 0.009229 n-Нонан n-nonan 0,4853Е-05 0.4853E-05 0,6724Е-05 0.6724E-05 0,851Е-09 0.851E-09 0,000160 0.000160 Температура F°/C° Temperature F ° / C ° -91,20/-68,44 -91.20 / -68.44 -10,00/-23,33 -10.00 / -23.33 -88,19/-66,77 -88.19 / -66.77 -31,98/-35,54 -31.98 / -35.54 Давление2 Pressure 2 596,01/41,90 596.01 / 41.90 610,00/42,88 610.00 / 42.88 596,00/41,90 596.00 / 41.90 598,00/42,04 598.00 / 42.04 Пар, % Steam% 94,04% 94.04% 98,94% 98.94% 100% one hundred% 0,00% 0.00% Расход3 Consumption 3 57109,78/25904,54 57109.78 / 25904.54 7668,00/3478,14 7668.00 / 3478.14 62724,19/28451,19 62724.19 / 28451.19 2053,60/931,50 2053.60 / 931.50 'Композиции даны в мольных процентах 2Давление дано в (фунтах на квадратный дюйм)/(кг/см2) 3Расход дан в фунт-моль/ч)/(киломоль/ч)'Compositions are given in mole percent 2 Pressure is given in (pounds per square inch) / (kg / cm 2 ) 3 Flow rate is given in pound mol / h) / (kilomol / h)

Таблица 5. Результаты моделирования характеристик течения и свойств сред в колоннеTable 5. The results of modeling the characteristics of the flow and properties of the media in the column

Каскад № Cascade No. Давление (фунт/дюйм2)/ (кг/см2)Pressure (lb / in 2 ) / (kg / cm 2 ) Температура °F/°C Temperature ° F / ° C Расход в потоках (фунт-моль/ч)/(киломоль/ч) Flow rate (lb mol / h) / (kilomol / h) Жидкость Liquid Пар Steam Сырье Raw materials Потоки продуктов Product Streams 1 one 596,0/41,90 596.0 / 41.90 -88,2/-66,78 -88.2 / -66.78 3345,9/1517,7 3345.9 / 1517.7 57109,81 /25904,557109.8 1 / 25904.5 62724,22 /28451,262724.2 2 / 28451.2 2 2 596,5/41,93 596.5 / 41.93 -67,6/-55,33 -67.6 / -55.33 2905,8/1318,0 2905.8 / 1318.0 8960,3/4064,3 8960.3 / 4064.3 3 3 597,0/41,97 597.0 / 41.97 -52,5/-46,94 -52.5 / -46.94 2680,0/1215,6 2680.0 / 1215.6 8520,2/3864,7 8520.2 / 3864.7 4 4 597,5/41,93 597.5 / 41.93 -42,3/-41,28 -42.3 / -41.28 2439,5/1106,5 2439.5 / 1106.5 8294,4/3762,3 8,294.4 / 3,762.3 5 5 598,0/42,04 598.0 / 42.04 -32,0/-35,56 -32.0 / -35.56 8053,9/3653,2 8053.9 / 3653.2 7668,03/3478,17668.0 3 / 3478.1 2053,64/931,52053.6 4 / 931.5 1 Подаваемый в каскад 1 поток содержал 94,04% мольн.пара 2 Выпускаемый из каскада 1 поток содержал 100% мольн.пара 3 Подаваемый в каскад 5 поток содержал 98,94% мольн.пара 4 Выпускаемый из каскада 5 поток содержал 5,0% мольн.пара 1 The stream fed to the cascade 1 contained 94.04% molar steam 2 The stream discharged from the cascade 1 contained 100% molar steam 3 The stream fed to the cascade 5 contained 98.94% molar steam 4 The stream discharged from cascade 5 contained 5.0 % molar pair

Таблица 6. Моделированные композиции жидкость/пар, теоретически выпускаемые после каждого каскада (мольные доли)Table 6. Modeled liquid / vapor compositions theoretically released after each cascade (mole fractions)

Азот Nitrogen О о ABOUT about Метан Methane Этан Ethane Пропан Propane i-Бутан i-Bhutan n-Бутан n-butane Каскад 1 Cascade 1 Пар Steam 0,00231 0,00231 0,000072 0,000072 0,966005 0.966005 0,025421 0,025421 0,005277 0.005277 0,000467 0,000467 0,000367 0,000367 Жидкость Liquid 0,000359 0,000359 0,000153 0.000153 0,589261 0.589261 0,132705 0.132705 0,130329 0,130329 0,033700 0,033700 0,041711 0.041711 Каскад 2 Cascade 2 Пар Steam 0,000640 0,000640 0,000108 0.000108 0,941610 0.941610 0,047192 0,047192 0,008898 0,008898 0,000776 0,000776 0,000615 0,000615 Жидкость Liquid 0,000085 0,000085 0,000178 0.000178 0,476845 0.476845 0,190340 0,190340 0,161161 0.161161 0,039734 0,039734 0,048783 0,048783 Каскад 3 Cascade 3 Пар Steam 0,000561 0,000561 0,000115 0.000115 0,921470 0.921470 0,062431 0.062431 0,013142 0.013142 0,001134 0.001134 0,000905 0,000905 Жидкость Liquid 0,000069 0.000069 0,000157 0.000157 0,415375 0,415375 0,208673 0.208673 0,187549 0.187549 0,044244 0,044244 0,053820 0.053820 Каскад 4 Cascade 4 Пар Steam 0,000569 0,000569 0,000106 0.000106 0,913713 0.913713 0,064872 0,064872 0,017638 0.017638 0,001540 0,001540 0,001229 0,001229 Жидкость Liquid 0,000065 0.000065 0,000130 0.000130 0,380377 0.380377 0,191896 0.191896 0,216335 0.216335 0,050645 0,050645 0,061013 0,061013 Каскад 5 Cascade 5 Пар Steam 0,000583 0,000583 0,000097 0,000097 0,917993 0.917993 0,055497 0,055497 0,021253 0.021253 0,002204 0.002204 0,001837 0,001837 Жидкость Liquid 0,000060 0.000060 0,000106 0.000106 0,346889 0.346889 0,145714 0.145714 0,227598 0.227598 0,062744 0.062744 0,078635 0,078635

Таблица 6 (продолжение)Table 6 (continued)

Моделирование композиции жидкость/пар, теоретически выпускаемые после каждого каскада (мольные доли)Modeling a liquid / vapor composition theoretically released after each cascade (mole fractions)

i-Пентан i-Pentane n-Пентан n-Pentane n-Гексан n-hexane n-Гептан n-heptane n-Октан n-octane Бензол Benzene n-Нонан n-nonan Каскад 1 Cascade 1 Пар Steam 0,000049 0,000049 0,000026 0.000026 0,000012 0.000012 1,70Е-06 1,70Е-06 1,11-07 1,11-07 2,83Е-06 2.83E-06 8,51Е-10 8.51E-10 Жидкость Liquid 0,015796 0.015796 0,012679 0.012679 0,022699 0,022699 0,012625 0.012625 0,003116 0.003116 0,004784 0,004784 0,000083 0,000083 Каскад 2 Cascade 2 Пар Steam 0,000084 0,000084 0,000046 0,000046 0,000021 0,000021 3,26Е-06 3.26E-06 2,23Е-07 2.23E-07 4,90Е-06 4.90E-06 1,78Е-09 1.78E-09 Жидкость Liquid 0,018298 0.018298 0,014662 0.014662 0,026170 0,026170 0,014543 0.014543 0,003588 0,003588 0,005516 0,005516 0,000095 0,000095 Каскад 3 Cascade 3 Пар Steam 0,000126 0.000126 0,000069 0.000069 0,000034 0.000034 5,40Е-06 5,40E-06 3,87Е-07 3.87E-07 7,60Е-06 7.60E-06 3,21Е-09 3.21E-09 Жидкость Liquid 0,019970 0.019970 0,015971 0.015971 0,028414 0,028414 0,015775 0.015775 0,003891 0,003891 0,005988 0.005988 0,000103 0.000103 Каскад 4 Cascade 4 Пар Steam 0,000171 0,000171 0,000095 0,000095 0,000047 0,000047 7,71Е-06 7.71E-06 5,67Е-07 5.67E-07 0,000010 0.000010 4,82Е-09 4.82E-09 Жидкость Liquid 0,022257 0,022257 0,017730 0.017730 0,031314 0,031314 0,017348 0.017348 0,004276 0.004276 0,006598 0,006598 0,000114 0.000114 Каскад 5 Cascade 5 Пар Steam 0,000273 0,000273 0,000154 0.000154 0,000079 0.000079 0,000013 0.000013 9,77Е-07 9.77E-07 0,000017 0.000017 8,41Е-09 8.41E-09 Жидкость Liquid 0,030295 0,030295 0,024383 0,024383 0,043792 0,043792 0,024376 0,024376 0,006019 0.006019 0,009229 0.009229 0,000160 0.000160

ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯCLAIM

Claims (34)

1. Способ извлечения и концентрирования более высокомолекулярных углеводородных соединений из газового потока на основе метана, включающий этапы:1. The method of extraction and concentration of higher molecular weight hydrocarbon compounds from a gas stream based on methane, comprising the steps of: (a) конденсирования меньшей части газового потока на основе метана с получением тем самым двухфазного потока;(a) condensing a smaller portion of the methane-based gas stream, thereby obtaining a two-phase stream; (b) подачи двухфазного потока в верхнюю секцию колонны;(b) supplying a two-phase flow to the upper section of the column; (c) извлечения из верхней секции колонны газового потока, обедненного высокомолекулярными углеводородами;(c) recovering from the upper section of the column a gas stream depleted in high molecular weight hydrocarbons; (d) извлечения из нижней секции колонны потока жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами;(d) recovering from the lower section of the column a fluid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons; (e) контактирования при непрямом теплообмене обогащенного высокомолекулярными углеводородами потока жидкости с обогащенным метаном газовым потоком, предназначенным для отгонки, с получением при этом подогретого потока, обогащенного высокомолекулярными углеводородами, и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки;(e) contacting during indirect heat exchange of a high molecular weight hydrocarbon-rich liquid stream with a methane-rich gas stream for distillation, thereby producing a heated high-molecular hydrocarbon-rich stream and a cooled methane-rich gas stream for distillation; (f) подачи охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, в нижнюю секцию колонны и (g) контактирования в колонне двухфазного потока и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, с получением тем самым обедненного высокомолекулярными углеводородами газового потока и обогащенного высокомолекулярными углеводородами потока жидкости.(f) supplying a cooled, methane-rich gas stream intended for distillation to the bottom section of the column; and (g) contacting a two-phase stream in a column and a cooled, methane-rich gas stream intended for distillation, thereby obtaining a gas stream depleted in high molecular weight hydrocarbons, and enriched in high molecular weight hydrocarbon fluid stream. 2. Способ извлечения бензола и других ароматических углеводородов из газового потока на основе метана, включающий этапы:2. A method for extracting benzene and other aromatic hydrocarbons from a methane-based gas stream, comprising the steps of: (a) конденсирования меньшей части газового потока на основе метана с получением тем самым двухфазного потока;(a) condensing a smaller portion of the methane-based gas stream, thereby obtaining a two-phase stream; (b) подачи двухфазного потока в верхнюю секцию колонны;(b) supplying a two-phase flow to the upper section of the column; (c) извлечения из верхней секции колонны газового потока, обедненного бензолом/ароматическими углеводородами;(c) recovering from the top section of the column a gas stream depleted in benzene / aromatic hydrocarbons; (d) извлечения из нижней секции колонны потока жидкости, обогащенного бензолом/ароматическими углеводородами;(d) recovering from the lower section of the column a liquid stream enriched in benzene / aromatic hydrocarbons; (e) контактирования при непрямом теплообмене обогащенного бензолом/ароматическими углеводородами потока жидкости с обогащенным метаном газовым потоком, предназначенным для отгонки, с получением при этом подогретого потока, обогащенного бензолом/ароматическими углеводородами, и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки;(e) contacting during indirect heat exchange a benzene / aromatic hydrocarbon-rich liquid stream with a methane-rich gas stream for distillation, thereby producing a heated benzene / aromatic-hydrocarbon-rich stream and a cooled methane-rich gas stream for distillation; (f) подачи охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, в нижнюю секцию колонны и (g) контактирования в колонне двухфазного потока и охлажденного, обогащенного метаном газового потока, предназначенного для отгонки, с получением тем самым обедненного бензолом/ароматическими углеводородами газового потока и обогащенного бензолом/ароматическими углеводородами потока жидкости.(f) supplying a cooled, methane-rich gas stream intended for distillation to the bottom section of the column; and (g) contacting a two-phase stream in a column and a cooled, methane-rich gas stream intended for distillation, thereby obtaining a gas depleted in benzene / aromatic hydrocarbons a stream and a benzene / aromatic hydrocarbon-rich liquid stream. 3. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что дополнительно включает этап (h) подачи подогретого, обогащенного высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами потока этапа (е) в деметанизатор, включающий фракционирующую колонну, ребойлер и конденсатор, с получением тем самым обогащенного высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами потока жидкости и обогащенного метаном потока пара.3. The method according to claim 1 or 2, characterized in that it further comprises the step of (h) supplying a heated stream of step (e) enriched with high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons to a demethanizer comprising a fractionating column, a reboiler and a condenser, to obtain the most enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons, the liquid stream and the methane-enriched vapor stream. 4. Способ по п.3, отличающийся тем, что основную часть охлаждающей среды для конденсатора получают за счет потока жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами, получаемого на этапе (d) или (е).4. The method according to claim 3, characterized in that the main part of the cooling medium for the condenser is obtained by the flow of a liquid enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons obtained in step (d) or (e). 5. Способ по п.3, отличающийся тем, что основную часть охлаждающей среды для конденсатора получают посредством пропуска через средство непрямого теплообмена в контакте с потоком жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами этапа (d), а полученный в результате этой обработки поток жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами, используют в качестве исходного потока на основе высокомолекулярных углеводородов или бензола/ароматических углеводородов на этапе (е).5. The method according to claim 3, characterized in that the main part of the cooling medium for the condenser is obtained by passing through the means of indirect heat exchange in contact with a liquid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons of step (d), and the result of this treatment a stream of liquid enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons is used as a starting stream based on high molecular weight hydrocarbons or benzene / aroma ble hydrocarbon in step (e). 6. Способ по п.3, отличающийся тем, что охлаждающую среду получают посредством разделения отбираемого с верха колонны потока пара на первый и второй потоки пара, охлаждения и частичной конденсации первого потока при непрямом теплообмене с обогащенным высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами потоком жидкости этапа (d) с получением тем самым охлажденного, частично конденсированного первого потока, объединения первого и второго потоков, подачи объединенного потока в отделитель газ-жидкость, из которого получают поток флегмы для фракционирующей колонны и обогащенный метаном поток пара.6. The method according to claim 3, characterized in that the cooling medium is obtained by separating the steam stream taken from the top of the column into the first and second steam streams, cooling and partial condensation of the first stream during indirect heat exchange with a liquid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons step (d), thereby obtaining a cooled, partially condensed first stream, combining the first and second streams, supplying the combined stream to a gas-liquid separator from which prepared reflux stream to the fractionating column and the methane-rich vapor stream. 7. Способ по п.6, отличающийся тем, что расход потока флегмы регулируют посредством расчета для потока, отбираемого с верха колонны, температуры двухфазного потока, соответствующей нужному содержанию жидкости при равновесных условиях, измерения температуры двухфазного потока, поддержания постоянным расхода первого потока и степени охлаждения, сообщаемой потоку, и установления расхода второго потока в соответствии с такой температурой двухфазного потока, чтобы она приблизительно равнялась расчетной температуре двухфазного потока.7. The method according to claim 6, characterized in that the reflux flow rate is controlled by calculating for the flow taken from the top of the column, the temperature of the two-phase flow corresponding to the desired liquid content under equilibrium conditions, measuring the temperature of the two-phase flow, keeping the flow rate of the first flow constant and the degree cooling communicated to the stream and setting the flow rate of the second stream in accordance with the temperature of the two-phase stream so that it is approximately equal to the calculated temperature of the two-phase stream. 8. Способ по п.4, отличающийся тем, что между этапами (d) и (е) дополнительно осуществляют этап:8. The method according to claim 4, characterized in that between the steps (d) and (e), an additional step is carried out: (i) испарения потока жидкости, обогащенной высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами при понижении давления, с последующим снижением тем самым температуры потока.(i) evaporating the liquid stream enriched in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons with a decrease in pressure, and then lowering the temperature of the stream. 9. Способ по п.8, отличающийся тем, что дополнительно осуществляют этап:9. The method according to claim 8, characterized in that it further carry out the step: (j) конденсирования газового потока, обедненного высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами, с получением тем самым потока ожиженного природного газа.(j) condensing the gas stream depleted in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons, thereby obtaining a stream of liquefied natural gas. 10. Способ по п.9, отличающийся тем, что конденсирование включает подачу газового потока, обедненного высокомолекулярными углеводородами или бензолом/ароматическими углеводородами через средство непрямого теплообмена, охлаждаемого вторым потоком хладагента.10. The method according to claim 9, characterized in that the condensation comprises supplying a gas stream depleted in high molecular weight hydrocarbons or benzene / aromatic hydrocarbons through an indirect heat exchange means cooled by a second refrigerant stream. 11. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что этап (а) включает разделение газового потока на основе метана на первый и второй потоки, охлаждение первого потока с получением, тем самым, частично конденсированного первого потока и объединение частично конденсированного первого потока со вторым потоком с получением при этом двухфазного потока.11. The method according to claim 1 or 2, characterized in that step (a) comprises separating the methane-based gas stream into first and second streams, cooling the first stream to thereby obtain a partially condensed first stream, and combining the partially condensed first stream with a second stream to obtain a two-phase stream. 12. Способ по п.11, отличающийся тем, что количество жидкости в двухфазном потоке регулируют посредством определения для газово55 го потока на основе метана температуры двухфазного потока, соответствующей нужному содержанию жидкости при равновесных условиях, измерения температуры двухфазного потока, поддержания постоянным расхода первого потока и степени охлаждения, сообщаемой потоку, и установления расхода второго потока в соответствии с такой температурой двухфазного потока, чтобы температура двухфазного потока приблизительно равнялась расчетной температуре двухфазного потока.12. The method according to claim 11, characterized in that the amount of liquid in the two-phase stream is controlled by determining for the gas55 stream based on methane the temperature of the two-phase stream corresponding to the desired liquid content under equilibrium conditions, measuring the temperature of the two-phase stream, keeping the flow rate of the first stream constant and the degree of cooling communicated to the stream and setting the flow rate of the second stream in accordance with the temperature of the two-phase stream so that the temperature of the two-phase stream is approximately equal eh calculated two-phase stream temperature. 1 3. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что дополнительно осуществляют этап (h) последовательного охлаждения газового потока на основе метана перед этапом (а) посредством подачи потока через, по меньшей мере, одно средство непрямого теплообмена в контакт с первым потоком хладагента с получением, тем самым, охлажденного газового потока на основе метана и посредством подачи охлажденного газового потока на основе метана через, по меньшей мере, одно средство непрямого теплообмена в контакт со вторым потоком хладагента, в котором температура кипения хладагента второго потока меньше, чем температура кипения хладагента первого потока, с получением тем самым исходного потока для этапа (а).1 3. The method according to any one of the preceding paragraphs, characterized in that it further carry out step (h) of sequentially cooling the methane-based gas stream before step (a) by supplying the stream through at least one indirect heat exchange means in contact with the first stream refrigerant to thereby produce a cooled methane-based gas stream and by supplying a cooled methane-based gas stream through at least one indirect heat exchange means in contact with the second refrigerant stream a, in which the boiling point of the refrigerant of the second stream is lower than the boiling point of the refrigerant of the first stream, thereby obtaining the initial stream for step (a). 1 4. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что первый поток хладагента в основной своей части содержит пропан, а второй поток хладагента в основной своей части содержит этан, этилен или их смесь.1 4. The method according to any one of the preceding paragraphs, characterized in that the first refrigerant stream in its main part contains propane, and the second refrigerant stream in its main part contains ethane, ethylene or a mixture thereof. 15. Способ по п.13, отличающийся тем, что далее осуществляют этап (i) извлечения бокового потока из газового потока на основе метана в месте, расположенном ниже по ходу потока относительно одного из средств непрямого теплообмена, и использования бокового потока в качестве обогащенного метаном газа, предназначенного для отгонки, на этапе (е).15. The method according to item 13, wherein the step (i) is then carried out to extract the side stream from the methane-based gas stream in a place located downstream of one of the indirect heat exchange means, and use the side stream as methane-rich gas intended for distillation in step (e). 1 6. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что (i) охлаждение посредством, по меньшей мере, одного средства непрямого теплообмена в контакте с первым потоком хладагента включает этап подачи газового потока, подлежащего охлаждению, через два или более средства непрямого теплообмена в последовательном режиме, (ii) испарение первого хладагента в каждом таком средстве непрямого теплообмена осуществляют с постепенным снижением температуры и давления в согласованно последовательном режиме, (iii) охлаждение посредством, по меньшей мере, одного средства непрямого теплообмена в контакте со вторым потоком хладагента включает этап подачи газового потока, подлежащего охлаждению, через два или более средства непрямого теплообмена в последовательном режиме, и (iv) испарение второго хладагента в каждом таком средстве непрямого теплообмена осуществляют с постепенным снижением температуры и давления в согласованно последовательном режиме.1 6. A method according to any one of the preceding paragraphs, characterized in that (i) cooling by means of at least one indirect heat exchange means in contact with the first refrigerant stream comprises the step of supplying a gas stream to be cooled through two or more indirect heat exchange means in sequential mode, (ii) the evaporation of the first refrigerant in each such indirect heat transfer means is carried out with a gradual decrease in temperature and pressure in a consistent sequential mode, (iii) cooling by, at least one indirect heat transfer means in contact with the second refrigerant stream includes the step of supplying a gas stream to be cooled through two or more indirect heat exchange means in series, and (iv) the second refrigerant is vaporized in each such indirect heat exchange means with a gradual decrease temperature and pressure in a consistent sequential mode. 17. Способ по п.16, отличающийся тем, что используют три средства непрямого теплообмена для охлаждения первым потоком хладагента и два или три средства непрямого теплообмена используют для охлаждения потоком второго хладагента.17. The method according to clause 16, characterized in that they use three means of indirect heat exchange for cooling the first stream of refrigerant and two or three means of indirect heat exchange are used for cooling by the stream of the second refrigerant. 18. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что абсолютное давление исходного газа на основе метана составляет от 500 до 900 фунтов на квадратный дюйм (35,15-63,27 кг/см2), предпочтительно приблизительно от 575 до 650 фунтов на квадратный дюйм (40,42-45,70 кг/см2).18. The method according to any one of the preceding paragraphs, characterized in that the absolute pressure of the methane-based feed gas is from 500 to 900 psi (35.15-63.27 kg / cm 2 ), preferably from about 575 to 650 pounds per square inch (40.42-45.70 kg / cm 2 ). 19. Способ по п.4, отличающийся тем, что дополнительно осуществляют этапы:19. The method according to claim 4, characterized in that it further carry out the steps: (k) испарения ожиженного продукта этапа (j) в один или несколько этапов приблизительно при атмосферном давлении с получением тем самым потока готового продукта ожиженного природного газа и одного или более потоков пара метана;(k) evaporating the liquefied product of step (j) in one or more steps at approximately atmospheric pressure, thereby obtaining a finished product stream of liquefied natural gas and one or more methane vapor streams; (l) сжатия основной части потоков пара этапа (k) до абсолютного давления от 500 до 900 фунтов на квадратный дюйм (35,15-63,27 кг/см2);(l) compressing the bulk of the vapor streams of step (k) to an absolute pressure of 500 to 900 psi (35.15-63.27 kg / cm 2 ); (m) охлаждения потока сжатого пара этапа (1) и (n) объединения полученного в результате охлажденного потока с обогащенным метаном газовым потоком, подаваемым на этап (а), или с продуктом, полученным из одного из средств непрямого теплообмена этапа (h).(m) cooling the compressed steam stream of step (1); and (n) combining the resulting cooled stream with a methane-rich gas stream supplied to step (a), or with a product obtained from one of the indirect heat exchange means of step (h). 20. Способ по п.19, отличающийся тем, что поток обогащенного метаном пара этапа (h) объединяют с одним из потоков пара этапа (k) перед этапом (l) и/или в котором абсолютное давление исходного газа на основе метана и газового потока из этапа (l) составляет приблизительно от 575 до 650 фунтов на квадратный дюйм (40,42-45,70 кг/см2).20. The method according to claim 19, characterized in that the methane-rich steam stream of step (h) is combined with one of the steam flows of step (k) before step (l) and / or in which the absolute pressure of the source gas is based on methane and a gas stream from step (l) is from about 575 to 650 pounds per square inch (40.42-45.70 kg / cm 2 ). 21. Способ по п. 1 , отличающийся тем, что в колонне используют теоретически от двух до пятнадцати, предпочтительно от трех до десяти, каскадов контактирования газ-жидкость.21. The method according to p. 1, characterized in that the column is used theoretically from two to fifteen, preferably from three to ten, cascades of gas-liquid contact. 22. Устройство, содержащее:22. A device comprising: (a) конденсатор;(a) a capacitor; (b) колонну;(b) a column; (c) теплообменник, предусмотренный для непрямого теплообмена между двумя средами;(c) a heat exchanger designed for indirect heat exchange between two media; (d) канал между конденсатором и верхней секцией колонны для подачи в колонну двухфазного потока;(d) a channel between the condenser and the upper section of the column for supplying a two-phase stream to the column; (e) второй канал, соединенный с верхней секцией колонны, для удаления потока пара из колонны;(e) a second channel connected to the upper section of the column to remove the vapor stream from the column; (f) канал между колонной и теплообменником для подачи охлажденного газового потока из теплообменника;(f) a channel between the column and the heat exchanger for supplying a cooled gas stream from the heat exchanger; (g) второй канал между колонной и теплообменником для подачи потока жидкости из колонны;(g) a second channel between the column and the heat exchanger for supplying a fluid flow from the column; (h) канал, соединенный с теплообменником, для подачи подогретого потока жидкости из теплообменника; и (i) канал, соединенный с теплообменником, для подачи газового потока в теплообменник.(h) a channel connected to the heat exchanger for supplying a heated fluid stream from the heat exchanger; and (i) a channel connected to the heat exchanger for supplying a gas stream to the heat exchanger. 23. Устройство по п.22, отличающееся тем, что дополнительно содержит:23. The device according to p. 22, characterized in that it further comprises: (j) первый канал;(j) a first channel; (k) средство разделения потоков, соединенное с первым каналом;(k) flow separation means connected to the first channel; (l) второй канал и третий канал, соединенные со средством разделения потоков, причем второй канал соединен с конденсатором;(l) a second channel and a third channel connected to the flow separation means, the second channel being connected to a capacitor; (m) регулирующий клапан, присоединенный входной стороной ко второму каналу;(m) a control valve connected by the inlet side to the second channel; (n) канал, присоединенный к выходной стороне регулирующего клапана;(n) a channel connected to the outlet side of the control valve; (o) средство соединения или связи, присоединенное к каналу (n) и к каналу (d) до соединения с колонной;(o) connection or communication means connected to channel (n) and channel (d) prior to connection to the column; (p) средство измерения температуры с чувствительным элементом, расположенным в канале (d) между средством соединения и связи с колонной; и (q) средство регулирования, связанное с возможностью управления с регулирующим клапаном (m) и способное оперативно реагировать на входной сигнал, поступающий из средства измерения температуры (р) и средства установки заданного значения температуры, или устройство, дополнительно содержащее (r) средство снижения давления, размещенное в канале (g).(p) temperature measuring means with a sensing element located in the channel (d) between the means of connection and communication with the column; and (q) control means associated with the possibility of controlling with the control valve (m) and capable of responding promptly to an input signal from temperature measuring means (p) and means for setting a temperature setpoint, or a device further comprising (r) means for reducing pressure placed in the channel (g). 24. Устройство по п.22 или 23, отличающееся тем, что колонна содержит теоретически от 2 до 1 2 каскадов.24. The device according to p. 22 or 23, characterized in that the column contains theoretically from 2 to 1 2 cascades. 25. Устройство по п.22, отличающееся тем, что дополнительно содержит одно или несколько средств непрямого теплообмена, расположенных последовательно, каналы между каждым средством теплообмена для последовательной подачи общей среды через теплообменники, за которыми последний канал соединен с конденсатором (а), причем предусмотрены впускные и выпускные каналы для каждого теплообменника для подачи хладагента в каждый теплообменник, и где канал (i) напрямую соединен с одним из вышеупомянутых каналов для подачи общей среды между теплообменниками.25. The device according to p. 22, characterized in that it further comprises one or more indirect heat transfer means arranged in series, channels between each heat transfer means for sequentially supplying a common medium through heat exchangers, behind which the last channel is connected to the condenser (a), and provided inlet and outlet channels for each heat exchanger for supplying refrigerant to each heat exchanger, and where channel (i) is directly connected to one of the above channels for supplying a common medium between the heat exchanger kami. 26. Устройство по п.25, отличающееся тем, что пропан используют в качестве хладагента, по меньшей мере, в двух средствах теплообмена, а этан, этилен или их смесь используют при этом в качестве хладагента, по меньшей мере, в двух других средствах теплообмена.26. The device according A.25, characterized in that propane is used as a refrigerant in at least two heat exchangers, and ethane, ethylene or a mixture thereof is used as a refrigerant in at least two other heat exchangers . 27. Устройство по п.22 или 25, отличающееся тем, что дополнительно содержит:27. The device according to p. 22 or 25, characterized in that it further comprises: (j) фракционирующую колонну;(j) a fractionation column; (k) ребойлер;(k) reboiler; (l) конденсатор;(l) capacitor; (m) канал в верхней части колонны, соединяющий верхнюю секцию колонны с конденсатором для отвода пара из верха колонны, канал для флегмы, соединяющий конденсатор с колонной, для возврата орошающей среды, канал для парообразного продукта, соединенный с конденсатором для выпуска неконденсированных паров;(m) a channel at the top of the column connecting the top section of the column to a condenser to remove steam from the top of the column, a reflux channel connecting the condenser to the column to return the irrigation medium, a channel for the vaporous product connected to a condenser for discharging non-condensed vapors; (n) канал для недогонов, соединяющий нижнюю секцию колонны с ребойлером, канал для возвращаемого в колонну пара, предназначенного для отгонки, и канал для остаточных продуктов, соединенный с ребойлером, для удаления неиспарившихся продуктов из ребойлера и в котором канал (h) соединен с фракционирующей колонной (j) в месте между верхним и нижним теоретическими каскадами, в частности в промежутке между ними.(n) an under-flow channel connecting the bottom section of the column to the reboiler, a channel for steam returned to the column for stripping, and a residual product channel connected to the reboiler to remove unevaporated products from the reboiler and in which channel (h) is connected to fractionating column (j) in the space between the upper and lower theoretical cascades, in particular in the gap between them. 28. Устройство по п.27, отличающееся тем, что конденсатор (l) включает средство непрямого теплообмена, и в это средство подают хладагент с использованием средства соединения, связывающего сторону охлаждения средства непрямого теплообмена с каналом (g), и/или устройство, дополнительно включающее (o) средство снижения давления, расположенное в канале (g), причем конденсатор (l) включает средство непрямого теплообмена, а хладагент подают в это средство с использованием средства соединения, связывающего сторону охлаждения средства непрямого теплообмена с каналом (g) ниже по ходу потока относительно средства снижения давления (о).28. The device according to item 27, wherein the condenser (l) includes a means of indirect heat exchange, and a coolant is supplied to this means using a connection means connecting the cooling side of the means of indirect heat exchange with the channel (g), and / or the device, additionally comprising (o) a pressure reducing means located in the channel (g), wherein the condenser (l) includes an indirect heat exchange means, and the refrigerant is supplied to this means using a connection means connecting the cooling side of the indirect heat means exchange with the channel (g) downstream with respect to the means of reducing pressure (o). 29. Устройство по п.27, отличающееся тем, что дополнительно содержит:29. The device according to item 27, characterized in that it further comprises: (o) канал, соединенный с конденсатором (а);(o) a channel connected to the capacitor (a); (p) компрессор, соединенный с входной частью канала для подачи пара (m), и (q) канал, соединяющий выходной патрубок компрессора (р) с каналом (о), или (o) компрессор, соединенный с входной частью канала для подачи пара (m), и (p) канал, соединяющий выходной патрубок компрессора (р) с одним из каналов для подачи общей среды по п.25.(p) a compressor connected to the inlet of the steam supply duct (m), and (q) a channel connecting the output of the compressor (p) to the duct (o), or (o) a compressor connected to the inlet of the steam supply duct (m), and (p) a channel connecting the compressor outlet pipe (p) to one of the channels for supplying a common medium according to claim 25. 30. Устройство, содержащее:30. A device comprising: (a) колонну криогенного разделения для частичной конденсации потока исходного газа в процессе извлечения ожиженного природного газа;(a) a cryogenic separation column for partially condensing the feed gas stream during the recovery of liquefied natural gas; (b) средство извлечения потока жидкого конденсата из колонны криогенного разделения;(b) means for extracting a liquid condensate stream from the cryogenic separation column; (c) теплообменник, соединенный с колонной криогенного разделения;(c) a heat exchanger connected to a cryogenic separation column; (d) средство для пропуска потока жидкого конденсата через теплообменник;(d) means for passing a stream of liquid condensate through a heat exchanger; (e) средство для пропуска потока подогретого сухого газа через теплообменник, а затем в колонну криогенного разделения, где поток подогретого сухого газа охлаждают посредством непрямого теплообмена с потоком жидкого конденсата в теплообменнике;(e) means for passing the heated dry gas stream through the heat exchanger and then into the cryogenic separation column, where the heated dry gas stream is cooled by indirect heat exchange with a liquid condensate stream in the heat exchanger; (f) перепускной канал, имеющий первый регулирующий клапан, помещенный в нем с возможностью управления, для пропуска потока подогретого сухого газа в обход теплообменника;(f) a bypass channel having a first control valve, placed in it with the possibility of control, to pass the flow of heated dry gas bypassing the heat exchanger; (g) средства для генерирования первого сигнала, соответствующего реальной температуре потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника;(g) means for generating a first signal corresponding to the actual temperature of the heated dry gas stream leaving the heat exchanger; (h) средство для генерирования второго сигнала, соответствующего реальной температуре потока жидкого конденсата, входящего в теплообменник;(h) means for generating a second signal corresponding to the actual temperature of the liquid condensate stream entering the heat exchanger; (i) средство для деления первого сигнала вторым сигналом для получения третьего сигнала, соответствующего отношению первого и второго сигналов;(i) means for dividing the first signal with a second signal to obtain a third signal corresponding to the ratio of the first and second signals; (j) средство для генерирования четвертого сигнала, соответствующего нужной величине отношения, соответствующего третьему сигналу;(j) means for generating a fourth signal corresponding to a desired ratio value corresponding to the third signal; (k) средство сравнения третьего и четвертого сигналов и генерирования пятого сигнала, который соответствует разности между третьим и четвертым сигналами, в котором пятый сигнал масштабируют для установления положения первого регулирующего клапана, необходимого для поддержания реального отношения, соответствующего третьему сигналу, по существу равному нужному отношению, соответствующему четвертому сигналу, и (m) средство для управления первым регулирующим клапаном в перепускном канале в соответствии с пятым сигналом.(k) means for comparing the third and fourth signals and generating a fifth signal, which corresponds to the difference between the third and fourth signals, in which the fifth signal is scaled to establish the position of the first control valve necessary to maintain a real relationship corresponding to the third signal substantially equal to the desired ratio corresponding to the fourth signal, and (m) means for controlling the first control valve in the bypass channel in accordance with the fifth signal. 31. Устройство по п.30, отличающееся тем, что дополнительно содержит (l) средство для генерирования шестого сигнала, масштабированного для приведения в соответствие с расходом потока жидкого конденсата, потребного для поддержания нужного уровня жидкости в колонне криогенного разделения;31. The device according to p. 30, characterized in that it further comprises (l) means for generating a sixth signal, scaled to bring in accordance with the flow rate of the liquid condensate required to maintain the desired level of liquid in the cryogenic separation column; (m) средство для регулирования расхода потока жидкого конденсата в соответствии с шестым сигналом, и, факультативно, дополнительно содержащее (n) второй регулирующий клапан, расположенный с возможностью управления так, чтобы регулировать течение потока подогретого сухого газа, и (o) средство для управления вторым регулирующим клапаном в соответствии с температурой, выбранной из двух температур, представляющих собой:(m) means for controlling the flow rate of the liquid condensate stream in accordance with the sixth signal, and optionally further comprising (n) a second control valve arranged to control so as to regulate the flow of the heated dry gas, and (o) means for controlling the second control valve in accordance with the temperature selected from two temperatures, which are: i. реальную температуру потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника, и ii. реальную температуру потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника, в котором средство (о) предпочтительно содержит:i. The actual temperature of the heated dry gas stream leaving the heat exchanger, and ii. the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, in which means (o) preferably contains: (p) средство для генерирования седьмого сигнала, соответствующего реальной температуре потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника;(p) means for generating a seventh signal corresponding to the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; (q) средство для генерирования восьмого сигнала, соответствующего нужной температуре потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника;(q) means for generating an eighth signal corresponding to the desired temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; (r) средство для сравнения седьмого и восьмого сигналов для генерирования девятого сигнала, соответствующего разности между седьмым и восьмым сигналами, в котором девятый сигнал масштабируют для приведения в соответствующее положение второго регулирующего клапана, необходимое для поддержания реальной температуры потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника, соответствующей седьмому сигналу, по существу равному нужной температуре, соответствующей восьмому сигналу;(r) means for comparing the seventh and eighth signals to generate a ninth signal corresponding to the difference between the seventh and eighth signals, in which the ninth signal is scaled to bring the second control valve into position, necessary to maintain the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, corresponding to the seventh signal substantially equal to the desired temperature corresponding to the eighth signal; (s) средство генерирования десятого сигнала, соответствующего нужной температуре потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника, соответствующего упомянутому второму сигналу;(s) means for generating a tenth signal corresponding to the desired temperature of the heated dry gas stream leaving the heat exchanger corresponding to said second signal; (t) средство для сравнения второго и десятого сигналов для генерирования одиннадцатого сигнала, соответствующего разности между вторым и десятым сигналами, в котором одиннадцатый сигнал масштабируют для приведения в соответствующее положение второго регулирующего клапана, необходимое для поддержания реальной температуры потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника, по существу равной нужной величине, соответствующей десятому сигналу;(t) means for comparing the second and tenth signals to generate an eleventh signal corresponding to the difference between the second and tenth signals, in which the eleventh signal is scaled to bring the second control valve into position to maintain the actual temperature of the heated dry gas stream exiting the heat exchanger essentially equal to the desired value corresponding to the tenth signal; (u) средство для генерирования двенадцатого сигнала, выбираемого из девятого и одиннадцатого сигналов, как одного из имеющих более высокое значение, и (v) средство для управления вторым регулирующим клапаном в соответствии с двенадцатым сигналом.(u) means for generating a twelfth signal selected from the ninth and eleventh signals as one of a higher value, and (v) means for controlling the second control valve in accordance with the twelfth signal. 32. Способ регулирования температуры в теплообменнике, оборудованном перепускным каналом, имеющим первый регулирующий клапан, соединенный с ним с возможностью управления, причем теплообменник соединен с колонной криогенного разделения для извлечения примеси бензола из исходного потока в процессе регенерации ожиженного природного газа, включающий этапы:32. A method of controlling the temperature in a heat exchanger equipped with a bypass channel having a first control valve connected to it with a possibility of control, wherein the heat exchanger is connected to a cryogenic separation column to extract benzene impurities from the feed stream during the regeneration of liquefied natural gas, which includes the steps of: (a) извлечения потока жидкого конденсата при криогенной температуре из колонны криогенного разделения;(a) recovering a stream of liquid condensate at a cryogenic temperature from the cryogenic separation column; (b) пропуска потока жидкого конденсата через теплообменник;(b) passing a stream of liquid condensate through a heat exchanger; (c) пропуска потока подогретого сухого газа через теплообменник и вслед за этим (d) введения потока подогретого сухого газа в колонну криогенного разделения, в которой поток подогретого сухого газа охлаждают посредством непрямого теплообмена с потоком жидкого конденсата в теплообменнике;(c) passing the heated dry gas stream through the heat exchanger and (d) introducing the heated dry gas stream into a cryogenic separation column, in which the heated dry gas stream is cooled by indirect heat exchange with a liquid condensate stream in the heat exchanger; (e) генерирования первого сигнала, соответствующего реальной температуре потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника;(e) generating a first signal corresponding to the actual temperature of the heated dry gas stream leaving the heat exchanger; (f) генерирования второго сигнала, соответствующего реальной температуре потока жидкого конденсата, впускаемого в теплообменник;(f) generating a second signal corresponding to the actual temperature of the liquid condensate stream entering the heat exchanger; (g) деления первого сигнала вторым сигналом для генерирования третьего сигнала, соответствующего отношению первого и второго сигналов;(g) dividing the first signal with a second signal to generate a third signal corresponding to the ratio of the first and second signals; (h) генерирования четвертого сигнала, соответствующего нужной величине третьего сигнала;(h) generating a fourth signal corresponding to a desired value of the third signal; (i) сравнения третьего и четвертого сигналов и генерирования пятого сигнала, который соответствует разности между третьим и четвертым сигналами, в котором пятый сигнал масштабируют для приведения в соответствующее положение первого регулирующего клапана, необходимое для поддержания реального отношения, соответствующего третьему сигналу, по существу равному нужному отношению, соответствующему четвертому сигналу, и (j) управления первым регулирующим клапаном в перепускном канале в соответствии с пятым сигналом.(i) comparing the third and fourth signals and generating a fifth signal, which corresponds to the difference between the third and fourth signals, in which the fifth signal is scaled to bring the first control valve into position, necessary to maintain a real relationship corresponding to the third signal substantially equal to the ratio corresponding to the fourth signal, and (j) controlling the first control valve in the bypass channel in accordance with the fifth signal. 33. Способ по п.32, отличающийся тем, что дополнительно выполняют любой из этапов:33. The method according to p, characterized in that it further perform any of the steps: (j) генерирование шестого сигнала, масштабированного для приведения в соответствие с расходом потока жидкого конденсата, требуемого для поддержания нужного уровня жидкости в колонне криогенного разделения, и (k) регулирование расхода потока жидкого конденсата в соответствии с шестым сигналом;(j) generating a sixth signal scaled to fit the liquid condensate flow rate required to maintain the desired liquid level in the cryogenic separation column; and (k) adjusting the liquid condensate flow rate in accordance with the sixth signal; или в котором второй регулирующий клапан расположен с возможностью управления так, чтобы регулировать расход потока подогретого сухого газа, причем дополнительно осуществляют этап (j') управления вторым регулирующим клапаном в соответствии с температурой, выбранной из двух температур, представляющих собой:or in which the second control valve is arranged to control so as to regulate the flow rate of the heated dry gas, and additionally carry out the step (j ') control the second control valve in accordance with a temperature selected from two temperatures, which are: i) реальную температуру потока подогретого сухого пара, выходящего из теплообменника, и ii) реальную температуру потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника, в котором, в частности, этап (j') содержит этапыi) the actual temperature of the heated dry steam stream exiting the heat exchanger, and ii) the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, in which, in particular, step (j ') comprises the steps i. генерирования седьмого сигнала, соответствующего реальной температуре потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника;i. generating a seventh signal corresponding to the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; ii. генерирования восьмого сигнала, соответствующего нужной температуре потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника;ii. generating an eighth signal corresponding to the desired temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; iii. сравнения седьмого и восьмого сигналов для генерирования девятого сигнала, соответствующего разности между седьмым и восьмым сигналами, в котором девятый сигнал масштабируют для приведения в соответствующее положение второго регулирующего клапана, необходимое для поддержания реальной температуры потока жидкого конденсата, выходящего из теплообменника, посредством седьмого сигнала, по существу равного нужной температуре, соответствующей восьмому сигналу;iii. comparing the seventh and eighth signals to generate a ninth signal corresponding to the difference between the seventh and eighth signals, in which the ninth signal is scaled to bring the second control valve into position, necessary to maintain the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger by the seventh signal, substantially equal to the desired temperature corresponding to the eighth signal; iv. генерирования десятого сигнала, соответствующего нужной температуре потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника, соответствующего второму сигналу;iv. generating a tenth signal corresponding to the desired temperature of the heated dry gas stream exiting the heat exchanger corresponding to the second signal; v. сравнения второго и десятого сигналов для генерирования одиннадцатого сигнала, соответствующего разности между вторым и десятым сигналами, в котором одиннадцатый сигнал масштабируют для приведения в соответствующее положение второго регулирующего клапана, необходимого для поддержания реальной температуры потока подогретого сухого газа, выходящего из теплообменника, по существу равной нужной величине, соответствующей десятому сигналу;v. comparing the second and tenth signals to generate an eleventh signal corresponding to the difference between the second and tenth signals, in which the eleventh signal is scaled to bring the second control valve into position to maintain the actual temperature of the heated dry gas stream leaving the heat exchanger substantially equal to the value corresponding to the tenth signal; vi. генерирования двенадцатого сигнала, выбираемого из девятого и одиннадцатого сигналов, как одного из имеющих более высокое значение, и vii. управления вторым регулирующим клапаном в соответствии с двенадцатым сигналом.vi. generating a twelfth signal selected from the ninth and eleventh signals, as one of the higher value, and vii. control the second control valve in accordance with the twelfth signal. 34. Способ по п.32, отличающийся тем, что осуществляют процесс регенерации LNG (ожиженного природного газа), который является каскадным процессом охлаждения, использующим три различных хладагента.34. The method according to p, characterized in that the process of regeneration of LNG (liquefied natural gas), which is a cascade cooling process using three different refrigerants.
EA199800856A 1996-03-26 1997-03-19 Method for removal aromatic and/or higher-molecular hydrocarbons from a methane-based gas stream by condensation and stripping and associated apparatus therefor EA000800B1 (en)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US08/621,923 US5669238A (en) 1996-03-26 1996-03-26 Heat exchanger controls for low temperature fluids
US08/659,732 US5737940A (en) 1996-06-07 1996-06-07 Aromatics and/or heavies removal from a methane-based feed by condensation and stripping
PCT/US1997/004397 WO1997036139A1 (en) 1996-03-26 1997-03-19 Aromatics and/or heavies removal from a methane-based feed by condensation and stripping

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA199800856A1 EA199800856A1 (en) 1999-04-29
EA000800B1 true EA000800B1 (en) 2000-04-24

Family

ID=27089093

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA199800856A EA000800B1 (en) 1996-03-26 1997-03-19 Method for removal aromatic and/or higher-molecular hydrocarbons from a methane-based gas stream by condensation and stripping and associated apparatus therefor

Country Status (15)

Country Link
JP (1) JP4612122B2 (en)
AR (1) AR006440A1 (en)
AU (1) AU707336B2 (en)
CA (1) CA2250123C (en)
CO (1) CO5090917A1 (en)
EA (1) EA000800B1 (en)
ID (1) ID17331A (en)
IN (1) IN191375B (en)
MY (1) MY123833A (en)
NO (1) NO309397B1 (en)
OA (1) OA11014A (en)
SA (1) SA97180452B1 (en)
TR (1) TR199801906T2 (en)
TW (1) TW426665B (en)
WO (1) WO1997036139A1 (en)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2698565C2 (en) * 2015-02-19 2019-08-28 Линде Акциенгезелльшафт Natural gas liquefaction method

Families Citing this family (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7310971B2 (en) * 2004-10-25 2007-12-25 Conocophillips Company LNG system employing optimized heat exchangers to provide liquid reflux stream
US7484385B2 (en) 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
US6742357B1 (en) * 2003-03-18 2004-06-01 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated multiple-loop refrigeration process for gas liquefaction
US8209996B2 (en) * 2003-10-30 2012-07-03 Fluor Technologies Corporation Flexible NGL process and methods
US7866184B2 (en) * 2004-06-16 2011-01-11 Conocophillips Company Semi-closed loop LNG process
US20070012072A1 (en) * 2005-07-12 2007-01-18 Wesley Qualls Lng facility with integrated ngl extraction technology for enhanced ngl recovery and product flexibility
DE102005050388A1 (en) * 2005-10-20 2007-04-26 Linde Ag Recovery system for the further processing of a cracked gas stream of an ethylene plant
US8127938B2 (en) 2009-03-31 2012-03-06 Uop Llc Apparatus and process for treating a hydrocarbon stream
BR112012007167B1 (en) * 2009-09-30 2020-10-27 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. method and apparatus for fractionating a hydrocarbon stream
AU2012299287B2 (en) 2011-08-10 2017-02-23 Conocophillips Company Liquefied natural gas plant with ethylene independent heavies recovery system
WO2015138846A1 (en) * 2014-03-14 2015-09-17 Lummus Technology Inc. Process and apparatus for heavy hydrocarbon removal from lean natural gas before liquefaction
KR102291922B1 (en) * 2015-04-28 2021-08-20 대우조선해양 주식회사 Flng making heavy hydrocarbon out of natural gasand method of making heavy hydrocarbon out of natural gas in flng
US11402155B2 (en) 2016-09-06 2022-08-02 Lummus Technology Inc. Pretreatment of natural gas prior to liquefaction
US11473837B2 (en) * 2018-08-31 2022-10-18 Uop Llc Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane
US10894929B1 (en) 2019-10-02 2021-01-19 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquids recovery process
CN115317947B (en) * 2022-08-30 2023-08-11 山东神驰石化有限公司 Propylene production is with high-efficient rectifying column
US11905480B1 (en) 2022-10-20 2024-02-20 Saudi Arabian Oil Company Enhancing H2S specification in NGL products

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3407052A (en) * 1966-08-17 1968-10-22 Conch Int Methane Ltd Natural gas liquefaction with controlled b.t.u. content
US3413816A (en) * 1966-09-07 1968-12-03 Phillips Petroleum Co Liquefaction of natural gas
US4142876A (en) * 1975-05-22 1979-03-06 Phillips Petroleum Company Recovery of natural gas liquids by partial condensation
US4410342A (en) * 1982-05-24 1983-10-18 United States Riley Corporation Method and apparatus for separating a liquid product from a hydrocarbon-containing gas
SU1075065A1 (en) * 1982-02-01 1984-02-23 Всесоюзный научно-исследовательский институт природных газов Method of separating fat hydrocarbon gases
DE3408997A1 (en) * 1984-03-12 1985-09-12 Linde Ag, 6200 Wiesbaden METHOD FOR SEPARATING HEAVY COMPONENTS FROM LIQUID GASES
SU1259083A1 (en) * 1985-03-26 1986-09-23 Всесоюзный Научно-Исследовательский И Проектный Институт По Переработке Газа Method of processing petroleum gases

Family Cites Families (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
BE758567A (en) * 1969-11-07 1971-05-06 Fluor Corp LOW PRESSURE ETHYLENE RECOVERY PROCESS
US4318723A (en) * 1979-11-14 1982-03-09 Koch Process Systems, Inc. Cryogenic distillative separation of acid gases from methane
FR2471567B1 (en) * 1979-12-12 1986-11-28 Technip Cie METHOD AND SYSTEM FOR COOLING A LOW TEMPERATURE COOLING FLUID
JPS5822872A (en) * 1981-07-31 1983-02-10 東洋エンジニアリング株式会社 Method of recovering lpg in natural gas
US4445916A (en) * 1982-08-30 1984-05-01 Newton Charles L Process for liquefying methane
US4559070A (en) * 1984-01-03 1985-12-17 Marathon Oil Company Process for devolatilizing natural gas liquids
US5170630A (en) * 1991-06-24 1992-12-15 The Boc Group, Inc. Process and apparatus for producing nitrogen of ultra-high purity
FR2681859B1 (en) * 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const NATURAL GAS LIQUEFACTION PROCESS.
JP3328749B2 (en) * 1992-12-11 2002-09-30 日本酸素株式会社 Method and apparatus for liquefying gas containing low boiling impurities

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3407052A (en) * 1966-08-17 1968-10-22 Conch Int Methane Ltd Natural gas liquefaction with controlled b.t.u. content
US3413816A (en) * 1966-09-07 1968-12-03 Phillips Petroleum Co Liquefaction of natural gas
US4142876A (en) * 1975-05-22 1979-03-06 Phillips Petroleum Company Recovery of natural gas liquids by partial condensation
SU1075065A1 (en) * 1982-02-01 1984-02-23 Всесоюзный научно-исследовательский институт природных газов Method of separating fat hydrocarbon gases
US4410342A (en) * 1982-05-24 1983-10-18 United States Riley Corporation Method and apparatus for separating a liquid product from a hydrocarbon-containing gas
DE3408997A1 (en) * 1984-03-12 1985-09-12 Linde Ag, 6200 Wiesbaden METHOD FOR SEPARATING HEAVY COMPONENTS FROM LIQUID GASES
SU1259083A1 (en) * 1985-03-26 1986-09-23 Всесоюзный Научно-Исследовательский И Проектный Институт По Переработке Газа Method of processing petroleum gases

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2698565C2 (en) * 2015-02-19 2019-08-28 Линде Акциенгезелльшафт Natural gas liquefaction method

Also Published As

Publication number Publication date
AU2335197A (en) 1997-10-17
ID17331A (en) 1997-12-18
CO5090917A1 (en) 2001-10-30
EA199800856A1 (en) 1999-04-29
AR006440A1 (en) 1999-08-25
AU707336B2 (en) 1999-07-08
IN191375B (en) 2003-11-29
JP2000512724A (en) 2000-09-26
NO309397B1 (en) 2001-01-22
SA97180452B1 (en) 2006-10-30
JP4612122B2 (en) 2011-01-12
CA2250123C (en) 2004-01-27
CA2250123A1 (en) 1997-10-02
NO984488L (en) 1998-11-26
OA11014A (en) 2003-03-06
TW426665B (en) 2001-03-21
MY123833A (en) 2006-06-30
NO984488D0 (en) 1998-09-25
TR199801906T2 (en) 1999-01-18
WO1997036139A1 (en) 1997-10-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US5737940A (en) Aromatics and/or heavies removal from a methane-based feed by condensation and stripping
RU2170894C2 (en) Method of separation of load in the course of stage-type cooling
RU2215952C2 (en) Method of separation of pressurized initial multicomponent material flow by distillation
RU2414658C2 (en) Method of liquefying natural gas and apparatus for realising said method
RU2607933C2 (en) Natural gas liquefaction plant with ethylene-independent system of extraction of heavy fractions
KR101302310B1 (en) Semi-closed loop lng process
US7100399B2 (en) Enhanced operation of LNG facility equipped with refluxed heavies removal column
US6793712B2 (en) Heat integration system for natural gas liquefaction
RU2241181C2 (en) Method for liquefying gaseous substance (variants) and device for its implementation (variants)
US7234322B2 (en) LNG system with warm nitrogen rejection
CA1097564A (en) Process for the recovery of ethane and heavier hydrocarbon components from methane-rich gases
US6758060B2 (en) Separating nitrogen from methane in the production of LNG
EA000800B1 (en) Method for removal aromatic and/or higher-molecular hydrocarbons from a methane-based gas stream by condensation and stripping and associated apparatus therefor
US10082331B2 (en) Process for controlling liquefied natural gas heating value
US9121636B2 (en) Contaminant removal system for closed-loop refrigeration cycles of an LNG facility
US9377239B2 (en) Dual-refluxed heavies removal column in an LNG facility
US20080098770A1 (en) Intermediate pressure lng refluxed ngl recovery process
KR100609186B1 (en) Method for removing aromatic compounds and medium molecular compounds from methane base feed by condensation and stripping and related apparatus
RU2803363C1 (en) Method for natural gas liquefaction

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM AZ BY KZ KG MD TJ TM

MK4A Patent expired

Designated state(s): RU