EA004469B1 - Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки - Google Patents

Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки Download PDF

Info

Publication number
EA004469B1
EA004469B1 EA200300676A EA200300676A EA004469B1 EA 004469 B1 EA004469 B1 EA 004469B1 EA 200300676 A EA200300676 A EA 200300676A EA 200300676 A EA200300676 A EA 200300676A EA 004469 B1 EA004469 B1 EA 004469B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
fraction
distillation column
stage
volatile
head
Prior art date
Application number
EA200300676A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200300676A1 (ru
Inventor
Энри Парадовски
Original Assignee
Текнип Франс
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
Application filed by Текнип Франс filed Critical Текнип Франс
Publication of EA200300676A1 publication Critical patent/EA200300676A1/ru
Publication of EA004469B1 publication Critical patent/EA004469B1/ru

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes 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
    • F25J3/0228—Processes 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
    • F25J3/0238—Processes 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
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes 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
    • F25J3/0204—Processes 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
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes 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
    • F25J3/0228—Processes 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
    • F25J3/0233—Processes 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
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/76—Refluxing the column with condensed overhead gas being cycled in a quasi-closed loop refrigeration cycle
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2280/00—Control of the process or apparatus
    • F25J2280/02—Control in general, load changes, different modes ("runs"), measurements

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки. Настоящее изобретение касается способа и криогенной установки для разделения под давлением компонентов природного газа (14) при помощи первого фазового сепаратора (В1), при этом компоненты каждой из фаз разделяют в дистилляционной колонне (С1). Часть газовой фракции (5), выходящей из головки колонны (С1), рециркулируют в последнюю ступень этой колонны. Способ дополнительно содержит отвод (9) части первой головной фракции (3), выходящей из первого фазового сепаратора. Способ содержит также разделение первой хвостовой фракции (4), выходящей из первого сепаратора, во втором сепараторе (В2). Описаны также другие варианты выполнения.

Description

Настоящее изобретение согласно первому аспекту относится к способу разделения, обеспечивающему разделение компонентов природного газа на первую газовую фракцию с высоким содержанием метана и, в основном, не содержащую углеводородов с С2 и выше и на вторую газовую фракцию с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше и, в основном, не содержащую метана.
В частности, согласно первому аспекту настоящее изобретение касается способа разделения под давлением охлажденной смеси, содержащей метан и углеводороды с С2 и выше, на конечную легкую фракцию, обогащенную метаном, и на конечную тяжелую фракцию, обогащенную углеводородами с С2 и выше, включающего первый этап (I), во время которого охлажденную смесь разделяют (1а) под давлением в первом баллоне на относительно более летучую первую головную фракцию и на относительно менее летучую первую хвостовую фракцию, при этом первую хвостовую фракцию вводят (1Ь) в срединную часть дистилляционной колонны, в нижней части колонны в качестве второй хвостовой фракции собирают (1с) конечную тяжелую фракцию, обогащенную углеводородами с С2 и выше, первую головную фракцию после расширения в турбине вводят (И) в верхнюю часть дистилляционной колонны, при этом в верхней части колонны собирают (1е) вторую головную фракцию, обогащенную метаном, для получения конечной легкой фракции вторую головную фракцию подвергают (И) сжатию и охлаждению и из конечной легкой фракции извлекают (1д) первую отборную фракцию, и второй этап (II), во время которого первую отборную фракцию после охлаждения и сжижения вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны.
Такой способ известен из предшествующего уровня техники. Так, в патенте ϋδ-5881569 раскрывается способ, описанный выше во введении.
Извлечение содержащегося в природном газе этана может быть осуществлено с помощью известных способов, как описано в патентах ϋδ4140504, ϋδ-4157904, И8-4171964 и ϋδ4278547. Несмотря на то, что описанные в этих патентах способы представляют определенный интерес, на практике они позволяют в лучшем случае достигать степени извлечения этана порядка 85%. В них применяются газожидкостные сепараторы, теплообменники, расширители (обычно в виде турбин), компрессоры и дистилляционные колонны.
Другие способы были раскрыты, в частности, в патентах υδ-4649063, ϋδ-4854955, ϋδ5555748 и ϋδ-5568737. Эти более современные способы позволяют добиться достаточно удовлетворительной степени извлечения этана и других углеводородов, но для получения фракций с высоким содержанием метана или углево дородов С2 и выше они требуют относительно высоких энергетических затрат.
В этой связи задачей настоящего изобретения является сокращение потребления энергии во время производства фракций с высоким содержанием метана или углеводородов с С2 и выше при поддержании высокой степени извлечения по сравнению со способами согласно предшествующему уровню техники.
Поэтому способ в соответствии с настоящим изобретением, в основном, отличается тем, что дополнительно содержит третий этап, во время которого первую хвостовую фракцию пропускают через несколько подэтапов, в которые входят нагрев, подача во второй баллон и разделение на третью относительно более летучую головную фракцию и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию, во время которого третью хвостовую фракцию вводят в срединную часть дистилляционной колонны и затем третью головную фракцию после охлаждения и сжижения вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны.
В другом способе, описанном в патенте ϋδ-5566554, применяют два газожидкостных сепаратора, при этом извлекаемую из нижней части первого сепаратора жидкость нагревают и затем вводят во второй сепаратор. Эта технология позволяет повысить извлечение метана, содержащегося в хвостовой фракции на выходе первого сепаратора, и использовать расширение этой хвостовой фракции для охлаждения в теплообменнике потока обрабатываемого природного газа, поступающего в установку.
Тем не менее, этот известный способ не позволяет добиться высокой степени извлечения этана, так как генерируемое при данной технологии количество флегмы является незначительным, а содержание этана в этой флегме относительно высоким.
Настоящее изобретение позволяет решить эти проблемы при помощи двух средств.
С одной стороны, настоящим изобретением предусматривается отвод из верхней части колонны части фракции с высоким содержанием метана и ее введение в последнюю ступень колонны после сжатия и охлаждения. Это позволяет получить флегму в достаточном количестве и отличного качества, так как содержание С2 является очень низким, например ниже 0,1 мол.%.
С другой стороны, в настоящем изобретении предусмотрен отвод в колонну части первой головной фракции, выходящей из сепаратора, перед этапом расширения в турбине. Перед введением в колонну эту отведенную вторую фракцию охлаждают и сжижают. Такая технология позволяет ограничить количество рециркулируемого и сжиженного газа и снизить связанные с этим затраты на сжатие.
Настоящим изобретением также предусматривается извлечение второй отборной фракции из первой головной фракции и введение этой второй отборной фракции после охлаждения и сжижения в верхнюю часть дистилляционной колонны.
Согласно возможному варианту выполнения настоящего изобретения вторую отборную фракцию охлаждают и частично конденсируют, затем разделяют в третьем баллоне на четвертую относительно более летучую головную фракцию, которую охлаждают и сжижают, а затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны, и на четвертую относительно менее летучую хвостовую фракцию, которую нагревают, затем разделяют в четвертом баллоне на пятую относительно более летучую головную фракцию, которую охлаждают и сжижают, а затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны, и на пятую относительно менее летучую хвостовую фракцию, которую нагревают и затем подают во второй баллон.
Кроме того, настоящим изобретением предусмотрено, что нижняя часть дистилляционной колонны содержит несколько ступеней, попарно соединенных с одним или несколькими боковыми ребойлерами.
В настоящем изобретении можно также предусмотреть, чтобы для получения конечной легкой фракции вторую головную фракцию после выхода из дистилляционной колонны подвергать нагреву, первому сжатию в первом компрессоре, соединенном с расширительной турбиной, второму сжатию во втором компрессоре и охлаждению.
Настоящим изобретением также может быть предусмотрено, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, при этом первая из них находится внизу, и что пятую головную фракцию вводят над первой ступенью.
Кроме того, настоящим изобретением может быть предусмотрено, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере три последовательные ступени, при этом первая из них находится в самом низу, и что пятую головную фракцию вводят над второй ступенью.
Настоящим изобретением может быть предусмотрено также, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, из которых первая находится внизу, и что вторую отборную фракцию вводят над первой ступенью.
В настоящем изобретении можно также предусмотреть, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере три последовательные ступени, из которых первая ступень находится в самом низу, в которую вводят отборную фракцию, извлеченную в нижней части последней ступени, и что третью головную фракцию вводят над последней ступенью.
Наконец, настоящим изобретением может быть также предусмотрено, что третью головную фракцию вводят в первую ступень верхней части дистилляционной колонны.
Кроме того, в настоящем изобретении может быть также предусмотрено, что срединная часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, из которых первая ступень находится внизу, и в которую по меньшей мере на первой ступени вводят третью хвостовую фракцию, и что первую головную фракцию вводят над первой ступенью.
Согласно второму аспекту настоящее изобретение касается газа с высоким содержанием метана, полученного посредством настоящего способа, а также сжиженного газа с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше, полученного посредством настоящего способа.
Согласно третьему аспекту настоящее изобретение касается установки для разделения под давлением охлажденной смеси, содержащей метан и углеводороды с С2 и выше, на конечную легкую фракцию с высоким содержанием метана и конечную тяжелую фракцию с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше, содержащей средства для осуществления первого этапа (I), охлажденную под давлением смесь разделяют (1а) в первом баллоне на относительно более летучую первую головную фракцию и на относительно менее летучую первую хвостовую фракцию, при этом первую хвостовую фракцию вводят (1Ь) в срединную часть дистилляционной колонны, в нижней части колонны в качестве второй хвостовой фракции собирают (1с) конечную тяжелую фракцию, обогащенную углеводородами с С2 и выше, первую головную фракцию после расширения в турбине вводят (И) в верхнюю часть дистилляционной колонны, при этом в верхней части колонны собирают (1е) вторую головную фракцию, обогащенную метаном, для получения конечной легкой фракции вторую головную фракцию подвергают (И) сжатию и охлаждению и из конечной легкой фракции извлекают (1д) первую отборную фракцию, при этом данная установка содержит средства для осуществления второго этапа (II), во время которого первую отборную фракцию после охлаждения и сжижения вводят (11а) в верхнюю часть дистилляционной колонны, при этом данная установка содержит средства для осуществления третьего этапа (III), во время которого первую хвостовую фракцию пропускают (Ша) через несколько подэтапов, включающих в себя нагрев, подачу во вторую колбу и разделение на третью относительно более летучую головную фракцию и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию, при этом третью хвостовую фракцию вводят (ШЬ) в срединную часть дистилляционной колонны, а затем третью головную фракцию после охлаж дения и сжижения вводят (Шс) в верхнюю часть дистилляционной колонны.
Настоящее изобретение, его задачи, отличительные признаки, подробности и преимущества будут более очевидны из нижеследующего описания со ссылками на сопроводительные чертежи, приведенные в качестве не ограничительных примеров, где фиг. 1 - изображение функциональной блок-схемы установки согласно возможному варианту выполнения настоящего изобретения;
фиг. 2 - изображение функциональной блок-схемы установки согласно другому предпочтительному варианту выполнения настоящего изобретения.
На этих двух фигурах, в частности, использованы обозначения «ЕС», которое обозначает прибор контроля расхода, «СТ» - газовая турбина, «РС» - прибор контроля давления, «8С» - прибор контроля скорости и «ТС» - прибор контроля температуры.
Для большей ясности и краткости трубопроводы, применяемые в установках, показанных на фиг. 1 и 2, обозначаются идентично с циркулирующими в них газовыми фракциями.
Показанная на фиг. 1 установка предназначена для обработки сухого природного газа, в частности, для выделения из него фракции, в основном, состоящей из метана и, в основном, не содержащей углеводородов с С2 и выше, с одной стороны, и фракции, в основном, состоящей из углеводородов с С2 и выше и, в основном, не содержащей метана, с другой стороны.
Сухой природный газ 14 сначала разделяют на фракцию 15, которую охлаждают в теплообменнике Е1, и на фракцию 16, которую направляют в трубопровод. Циркуляция фракции 16 регулируется управляемым вентилем, открытие которого зависит от температуры фракции 45. На выходе теплообменника Е1 фракцию 15 смешивают с фракцией 16 для получения охлажденной фракции 18. После этого фракцию 18 вводят в газожидкостную сепараторную колбу В1, в которой эту фракцию 18 разделяют на первую относительно более летучую головную фракцию 3 и на первую относительно менее летучую хвостовую фракцию 4.
Первую головную фракцию 3 расширяют в турбине Т1 для получения расширенной фракции 19, которую вводят в срединную часть дистилляционной колонны С1. После этого в нижней части дистилляционной колонны в качестве второй хвостовой фракции 2 собирают конечную тяжелую фракцию 2 с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше. Эту конечную тяжелую фракцию 2 подают в трубопровод, содержащий вентиль с управляемым открытием 60, открытие которого зависит от уровня жидкости, содержащейся в основании колонны С1. С другой стороны, в верхней части дистилляционной колонны С1 собирают вторую головную фракцию 5 с высоким содержанием метана. За тем эту вторую головную фракцию 5 нагревают в теплообменнике Е1 для получения нагретой фракции 20, после чего подвергают первому сжатию в первом компрессоре К1, соединенном с турбиной Т1, для получения сжатой фракции 21. Фракцию 21 подвергают второму сжатию во втором компрессоре К2, питаемом газовой турбиной, скорость которой регулируется при помощи прибора контроля скорости, связанного с прибором контроля давления, соединенным с трубопроводом, по которому циркулирует вторая головная фракция 5, для получения другой сжатой фракции 22. После этого последнюю охлаждают воздухом в теплообменнике А1 для получения сжатой и охлажденной фракции 23.
Затем фракцию 23 разделяют на первую отборную фракцию 6 и на конечную легкую фракцию 1 с высоким содержанием метана. Первую отборную фракцию 6 охлаждают и сжижают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной фракции 24, которую направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 25 с зависящим от расхода открытием, затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны С1.
Из первой головной фракции 3 извлекают вторую отборную фракцию 9, которую охлаждают и сжижают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной фракции 26. Последнюю направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 27 с зависящим от расхода открытием, затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны С1.
Первую хвостовую фракцию 4 подают в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 28, открытие которого зависит от уровня жидкости на дне сепаратора В1. После этого первую хвостовую фракцию 4 нагревают в теплообменнике Е1 для получения нагретой фракции 29. Фракцию 29 подают в газожидкостную сепараторную колбу В2 для разделения на третью относительно более летучую головную фракцию 7 и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию 8.
Третью хвостовую фракцию 8 подают в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 30, открытие которого зависит от уровня жидкости на дне сепаратора В2. Таким образом третью хвостовую фракцию 8 направляют в срединную часть дистилляционной колонны С1. Третью головную фракцию 7 охлаждают и сжижают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной фракции 31. Последнюю направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 32 с открытием, зависящим от давления, а затем вводят в дистилляционную колонну С1.
В своей нижней части дистилляционная колонна С1 содержит несколько ступеней, попарно соединенных с нагревательными контурами 33, 34, 35, каждый из которых соединен с теплообменником Е1. Каждый из этих нагрева
Ί тельных контуров образует боковой ребойлер. Регулирование температуры циркуляции жидкости в каждом из этих контуров 33, 34, 35 осуществляют при помощи вентилей с управляемым открытием, установленных на отводных трубопроводах, которые не проходят через теплообменник Е1. Открытие этих вентилей управляется при помощи приборов контроля температуры, соединенных с трубопроводами. Эти приборы контроля температуры, соответственно 36, 37, 38, установлены ниже зоны смешивания фракций после их прохождения через теплообменник Е1 и/или отводные трубопроводы.
При рассмотрении фиг. 2 видно, что большинство элементов, показанных на фиг. 1, повторяются на фиг. 2, за исключением добавленного контура, содержащего два сепараторных баллона.
Так же, как и на фиг. 1, представленная установка предназначена для обработки сухого природного газа, в частности, для выделения из него фракции, в основном, содержащей метан и, в основном, не содержащей углеводородов с С2 и выше, с одной стороны, и фракции, в основном, содержащей углеводороды с С2 и выше и, в основном, не содержащей метана, с другой стороны.
Сначала сухой природный газ 14 разделяют на фракцию 15, которую охлаждают в теплообменнике Е1, и на фракцию 14, направляемую в трубопровод. Циркуляцию фракции 16 регулируют при помощи управляемого вентиля 17, открытие которого меняется в зависимости от температуры фракции 45. На выходе теплообменника Е1 фракцию 15 смешивают с фракцией 16 для получения охлажденной фракции 18. После этого фракцию 18 вводят в газожидкостный сепараторный баллон В1, в котором эту фракцию 18 разделяют на первую относительно более летучую головную фракцию 3 и на первую относительно менее летучую хвостовую фракцию 4. Первую головную фракцию 3 расширяют в турбине Т1 для получения расширенной фракции 19, которую вводят в срединную часть дистилляционной колонны С1. После этого в нижней части дистилляционной колонны С1, с одной стороны, в качестве второй хвостовой фракции 2 собирают конечную тяжелую фракцию 2 с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше. Эту конечную тяжелую фракцию 2 направляют в трубопровод, содержащий вентиль с управляемым открытием 60, зависящим от уровня жидкости, содержащейся в основании дистилляционной колонны С1. С другой стороны, в верхней части дистилляционной колонны С1 собирают вторую головную фракцию 5 с высоким содержанием метана. Затем эту вторую головную фракцию 5 нагревают в теплообменнике Е1 для получения нагретой фракции 20, после чего подвергают первому сжатию в первом компрессоре К1, соединенном с турбиной Т1, для получения сжатой фракции 21. Фракцию подвергают второму сжатию во втором компрессоре К2, питаемом газовой турбиной, скорость которой регулируется прибором контроля скорости, взаимодействующим с прибором контроля давления, соединенным с трубопроводом, по которому циркулирует вторая головная фракция 5, для получения другой сжатой фракции 22. После этого последнюю охлаждают воздухом в теплообменнике А1 для получения сжатой и охлажденной фракции 23.
Затем фракцию 23 разделяют на первую отборную фракцию 6 и на конечную легкую фракцию 1 с высоким содержанием метана. Первую отборную фракцию 6 после этого охлаждают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной фракции 24, которую направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 25, открытие которого зависит от расхода, потом вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны С1.
Из первой головной фракции 3 извлекают вторую отборную фракцию 9, которую охлаждают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной фракции 26. Последнюю направляют в трубопровод, который, в отличие от фиг. 1, содержит управляемый вентиль 39 с зависящим от расхода открытием. Охлажденную фракцию таким образом вводят в газожидкостную сепараторную колбу В3 для разделения на четвертую относительно более летучую головную фракцию 10 и на четвертую относительно менее летучую хвостовую фракцию 11.
Полученную четвертую головную фракцию после этого охлаждают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной и сжиженной фракции 40.
Охлажденную и сжиженную фракцию 40 направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 27 с зависящим от расхода открытием, а затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны С1.
Четвертую хвостовую фракцию 11 направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 41, открытие которого зависит от уровня жидкости на дне сепараторной колбы В3. После этого четвертую хвостовую фракцию 11 нагревают в теплообменнике Е1 для получения нагретой фракции 42. Эту нагретую фракцию 42 разделяют в четвертой колбе В4 на пятую относительно более летучую головную фракцию 12 и на пятую относительно менее летучую хвостовую фракцию 13.
Пятую головную фракцию 12 охлаждают и сжижают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной и сжиженной фракции 43. Последнюю направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 44, открытие которого зависит от давления в трубопроводе, затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны С1.
Пятую относительно менее летучую хвостовую фракцию 13 направляют в трубопровод, содержащий вентиль 62, открытие которого управляется при помощи прибора контроля уровня жидкости, содержащейся в колбе В4.
Первую хвостовую фракцию 4 направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 28, открытие которого зависит от уровня жидкости на дне сепараторной колбы В1. После этого первую хвостовую фракцию 4 и пятую хвостовую фракцию 13 соединяют для получения смешанной фракции 63, которую нагревают в теплообменнике Е1 для получения нагретой фракции 29. Фракцию 29 вводят в газожидкостную сепараторную колбу В2 для разделения на третью относительно более летучую головную фракцию 7 и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию 8.
Третью хвостовую фракцию 8 направляют в трубопровод, содержащий управляемый вентиль 30, открытие которого зависит от уровня жидкости на дне сепараторной колбы В2. При этом третью хвостовую фракцию 8 вводят в срединную часть дистилляционной колонны С1. Третью головную фракцию 7 охлаждают и сжижают в теплообменнике Е1 для получения охлажденной и сжиженной фракции 31. Последнюю направляют в трубопровод, содержащий вентиль 32 с управляемым в зависимости от давления открытием, затем вводят в дистилляционную колонну С1.
В своей нижней части дистилляционная колонна С1 содержит несколько тарелок, соединенных попарно с нагревательными контурами 33, 34, 35, каждый из которых соединен с теплообменником Е1. Каждый из этих нагревательных контуров является боковым ребойлером. Регулирование температуры циркуляции жидкости в каждом из этих нагревательных контуров 33, 34, 35 осуществляют при помощи вентилей с управляемым открытием, установленных на отводных трубопроводах, не проходящих чрез теплообменник Е1. Открытие этих вентилей управляется приборами контроля температуры, соединенными с трубопроводами. Эти контрольные приборы, соответственно 36, 37, 38, установлены ниже зоны смешивания фракций после их прохождения через теплообменник Е1 и/или отводные трубопроводы.
Способ извлечения этана при помощи установки, показанной на схеме 1, позволяет получать более 99% этана, содержащегося в природном газе.
Согласно варианту установки, показанному на схеме 1, загрузку сухого природного газа (14) при 24°С и 62 бар, расход которого составляет 1500 кмоль/ч и в состав которого входит 0,4998 мол.% СО2, 0,3499 мол.% Ν2, 89,5642 мол.% метана, 5,2579 мол.% этана, 2,3790 мол.% пропана, 0,5398 мол.% изобутана, 0,6597 мол.% п-бутана, 0,2399 мол.% изопентана, 0,1899 мол.% п-гептана, 0,300 мол.% п-октана, охлаждают и частично конденсируют в теплообменнике Е1 до -42°С и при 61 бар для получения фракции 18. Жидкие и газовые фазы разделяются в колбе В1. Первую головную фракцию 3, которая является потоком с расходом 13776 кмоль/ч, разделяют на два потока:
а) основной поток 45 с расходом 11471 кмоль/ч, который расширяют в турбине Т1 до давления 23,20 бар. Динамическое расширение позволяет рекуперировать 3087 кВт энергии и охладить этот поток до температуры -83,41°С. Этот частично конденсированный поток 19 подают в дистилляционную колонну С1. Поток 19 входит в эту колонну на ступени 46, являющейся второй ступенью, считая от самой высокой ступени дистилляционной колонны С1. Его входное давление равно 23,05 бар, а температура равна -83,57°С;
б) вторичный поток 9 с расходом 2305 кмоль/ч, который сжижают и охлаждают до -101,40°С в теплообменнике Е1 для получения фракции 26. Эту фракцию 26, содержащую 4,55 мол.% этана, расширяют до 23,20 бар при температуре -101,68°С, а затем вводят в ступень 47 дистилляционной колонны С1, являющуюся пятой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
Первую хвостовую фракцию 4 из колбы В1, расход которой составляет 1224 кмоль/ч и которая содержит 54,27 мол.% метана, расширяют при давлении 40,0 бар, затем нагревают в теплообменнике Е1 от -52,98 до -38,00°С для получения фракции 29. Последнюю вводят в сепараторную колбу В2.
Выходящую из колбы В2 головную фракцию 7 с расходом 439 кмоль/ч и содержанием этана 6,21 мол.% охлаждают и сжижают от -38,00 до -101,40°С для получения фракции 31. Затем последнюю расширяют при 23,2 бар и при -101,47°С, после чего вводят в дистилляционную колонну С1 в ступень 48, являющуюся шестой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны. Хвостовую или донную фракцию 8 с расходом 784 кмоль/ч и содержанием этана 17,18 мол.% расширяют при 23,2 бар и -46,46°С, затем вводят в дистилляционную колонну С1 в ступень 49, являющуюся двенадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
В дистилляционной колонне С1 получают головную фракцию 5 при давлении 23 бар и температуре -103,71°С с расходом 15510 кмоль/ч. Эта головная фракция 5 уже содержит только 0,05 мол.% этана.
Головную фракцию 5 нагревают в теплообменнике Е1 для получения фракции 20 при температуре 17,96°С и давлении 22,0 бар. Эту фракцию 20 сжимают в компрессоре К1, соединенном с турбиной Т1. Рекуперируемую мощность турбины используют для сжатия фракции 20 для получения сжатой фракции 21 при температуре 38,80°С и давлении 27,67 бар. Эту последнюю фракцию сжимают в основном компрессоре К2 для получения фракции 22 при давлении 63,76 бар и температуре 118,22°С. Компрессор К2 приводится в действие от газо вой турбины СТ. Фракцию 22 вводят в воздушный охладитель А1 для получения фракции 23 при температуре 40,00°С и давлении 63,06 бар.
Фракцию 23 разделяют, с одной стороны, на основную фракцию 1 с расходом 13510 кмоль/ч, которую направляют после этого в газопровод для доставки промышленным потребителям, и, с другой стороны, на побочную фракцию 6 с расходом 2000 кмоль/ч. Фракция 1 содержит 99,3849 мол.% метана и 0,0481 мол.% этана, 0,0000 мол.% пропана и высших алканов, 0,1785 мол.% СО2 и 0,3885 мол.% Ν2.
Побочную фракцию 6 возвращают в теплообменник Е1 для получения фракции 24, охлажденной до -101,40°С под давлением 62,06 бар. Фракцию 24 расширяют при 23,2 бар и температуре -104,18°С и затем вводят в дистилляционную колонну С1 в ступень 50, которая является первой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
В основании дистилляционной колонны С1 получают вторую хвостовую фракцию 2, содержащую 99,18% этана, содержащегося в загрузке сухого природного газа 14, и 100% других углеводородов, первоначально содержащихся в этой загрузке 14. Эта фракция 2, полученная при 19,16°С и 23,2 бар, содержит 3,4365 мол.% СО2, 0,0000 мол.% Ν2, 0,5246 мол.% метана, 52,4795 мол.% этана, 23,9426 мол.% пропана, 5,4324 мол.% изобутана, 6,6395 мол.% п-бутана, 2,4144 мол.% изопентана, 1,9114 мол.% п-пентана, 1,9114 мол.% пгексана, 1,0060 мол.% п-гептана, 0,3018 мол.% п-октана.
Колонна С1 оснащена боковыми ребойлерами в своей нижней части, находящейся под ступенью, куда вводят фракцию 8, и содержит несколько ступеней.
Так, жидкость, полученную при температуре -52,67°С и давлении 23,11 бар и собранную на тарелке 52, находящейся под ступенью 51, которая является тринадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в боковой ребойлер 33. Последний образован встроенным в теплообменник Е1 контуром с расходом 2673 кмоль/ч. Этот боковой ребойлер 33 имеет тепловую мощность 3836 кВт. Собираемую на тарелке 52 жидкость нагревают до -19,79°С, затем подают в колонну С1 на тарелку 53, соответствующую основанию четырнадцатой ступени, считая от самой высокой ступени колонны. Собираемая с тарелки 52 жидкость содержит, в частности, 24,42 мол.% метана и 44,53 мол.% этана.
Точно так же, жидкость, полученную при температуре 2,84°С и давлении 23,17 бар и собранную на тарелке 55, находящейся под ступенью 54, которая является девятнадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в боковой ребойлер 34. Последний образован встроенным в теплообменник Е1 контуром с расходом 2049 кмоль/ч. Этот боковой ре бойлер 34 имеет тепловую мощность 1500 кВт. Собранную на тарелке 55 жидкость нагревают до 11,01°С, затем подают в колонну С1 на тарелку 56, соответствующую основанию двадцатой ступени, считая от самой высокой ступени колонны. Собранная с тарелки 55 жидкость содержит, в частности, 2,84 мол.% метана и 57,29 мол.% этана.
Наконец, жидкость, полученную при температуре 13,32°С и давлении 23,20 бар и собранную на тарелке 58, находящейся под ступенью 57, которая является двадцать второй ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в ребойлер основания колонны или боковой ребойлер 35. Последний образован встроенным в теплообменник Е1 контуром с расходом 1794 кмоль/ч. Этот боковой ребойлер 35 имеет тепловую мощность 1146 кВт. Собранную на тарелке 58 жидкость, содержащую, в частности, 0,93 мол.% метана и 55,89 мол.% этана, нагревают до 19,16°С, затем подают в основание колонны С1 в камеру 59, соответствующую основанию двадцать третьей ступени, считая от самой высокой ступени колонны. Покидающая тарелку 58 жидкость имеет тот же состав, что и продукт 59 на дне колонны и продукт 2, собранный в основании колонны С1.
Весь теплообмен происходит в криогенном теплообменнике Е1, предпочтительно состоящем из батареи пластинчатых теплообменников из паяного алюминия.
Такой способ извлечения этана с использованием установки по схеме 2 позволяет получать более 99% этана, содержащегося в природном газе.
Согласно варианту установки, показанному на фиг. 2, загрузку сухого природного газа 14, находящуюся при температуре 24°С и давлении 62 бар с расходом 15000 кмоль/ч и содержащую 0,4998 мол.% СО2, 0,3499 мол.% Ν2, 89,5642 мол.% метана, 5,2579 мол.% этана, 2,3790 мол.% пропана, 0,5398 мол.% изобутана, 0,6597 мол.% п-бутана, 0,2399 мол.% изопентана, 0,1899 мол.% п-пентана, 0,1899 мол.% пгексана, 0,1000 мол.% п-гептана, 0,0300 мол.% п-октана, охлаждают и частично конденсируют в теплообменнике Е1 до -42°С и 61 бар для получения фракции 18. Жидкую и газовую фазы разделяют в баллоне В1. Первую головную фракцию 3, являющуюся потоком с расходом 13776 кмоль/ч, разделяют на два потока:
а) основной поток 45 с расходом 11471 кмоль/ч, который расширяют в турбине Т1 до давления 23,20 бар. Динамическое расширение позволяет рекуперировать 3087 кВт энергии и охладить этот поток до температуры -83,41°С. Этот частично конденсированный поток 19 направляют в дистилляционную колонну С1. Он заходит в эту колонну на ступени 46, которая является десятой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны. Его входное давле ние составляет 23,05 бар, а температура равна -83,57°С;
б) вторичный поток 9 с расходом 2305 кмоль/ч, который сжижают и охлаждают до -62,03°С в теплообменнике Е1 для получения фракции 26. Эту фракцию 26, содержащую 4,5 мол.% этана, расширяют до 46 бар при температуре -72,68°С, затем вводят в третью сепараторную колбу В3, где паровую и жидкую фазы разделяют на четвертую головную фракцию 10 и четвертую хвостовую фракцию 11.
Четвертая головная фракция 10 с расходом 1738 кмоль/ч содержит 96,15 мол.% метана и 2,61 мол.% этана. Эту фракцию сжижают и охлаждают до -101,4°С в теплообменнике Е1 для получения фракции 40. После этого фракцию 40 расширяют до 23,2 бар при температуре -102,99°С и вводят в дистилляционную колонну С1 на ступени 47, которая является пятой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
Четвертая хвостовая фракция 11 с расходом 567 кмоль/ч содержит 82,11 мол.% метана и 10,48 мол.% этана. Эту фракцию нагревают в теплообменнике Е1 до температуры -55,00°С при давлении 44,50 бар и вводят в четвертую сепараторную колбу В4, где жидкую и газовую фазы разделяют на пятую головную фракцию 12 и на пятую хвостовую фракцию 13.
Пятая головная фракция 12 с расходом 420 кмоль/ч содержит 91,96 мол.% метана и 6,05 мол.% этана. Эту фракцию сжижают и охлаждают до -101,4°С в теплообменнике Е1 для получения фракции 43. После этого фракцию 43 расширяют до 23,2 бар при температуре -101,57°С и вводят в дистилляционную колонну С1 на ступени 61, являющейся шестой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
Пятая хвостовая фракция 13 с расходом 146 кмоль/ч содержит 53,85 мол.% метана и 23,22 мол.% этана. Эту фракцию смешивают с первой хвостовой фракцией 4 для получения фракции 63. После этого фракцию 63 нагревают в теплообменнике Е1 от -53,70 до -38,00°С при давлении 39,5 бар для получения фракции 29.
Первую хвостовую фракцию 4 из колбы В1, имеющую расход 1224 кмоль/ч и содержащую 13,24 мол.% этана, расширяют до давления 40 бар перед смешиванием с фракцией 13.
Фракцию 29 вводят в сепараторную колбу В2. Выходящую из баллона В2 головную фракцию 7 с расходом 494 кмоль/ч и содержанием этана 6,72 мол.% охлаждают и сжижают от -38 до -101,4°С для получения фракции 31. Последнюю расширяют до 23,2 бар, затем вводят в дистилляционную колонну С1 на ступени 48, являющейся седьмой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
Хвостовую или донную фракцию 8 с расходом 876 кмоль/ч и содержанием этана 18,58 мол.% расширяют при 23,2 бар и -46,76°С, затем вводят в дистилляционную колонну С1 на сту пени 49, которая является двенадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
В дистилляционной колонне С1 получают головную фракцию 5 при давлении 23 бар и температуре -103,61°С с расходом 15308 кмоль/ч. Эта головная фракция 5 уже содержит только 0,05 мол.% этана.
Головную фракцию 5 нагревают в теплообменнике Е1 для получения фракции 20 при температуре 17,48°С и давлении 22 бар. Эту фракцию 20 сжимают в компрессоре К1, соединенном с турбиной Т1. Рекуперируемую турбиной мощность используют для сжатия фракции 20 для получения сжатой фракции 21 при температуре 38,61°С и давлении 27,76 бар. Эту последнюю фракцию сжимают в основном компрессоре К2 для получения фракции 22 при давлении 63,76 бар и температуре 117,7°С. Компрессор К2 приводится в действие от газовой турбины СТ. Фракцию 22 охлаждают в воздушном охладителе А1 для получения фракции 23 при температуре 40,00°С и давлении 63,06 бар.
Фракцию 23 разделяют, с одной стороны, на основную фракцию 1 с расходом 13517 кмоль/ч, которую подают в газопровод для доставки промышленным потребителям, и, с другой стороны, на побочную фракцию 6 с расходом 1790 кмоль/ч. Фракция 1 содержит 99,3280 мол.% метана и 0,0485 мол.% этана, 0,0000 мол.% пропана и высших алканов, 0,2353 мол.% СО2 и 0,3882 мол.% Ν2.
Побочную фракцию 6 рециркулируют в теплообменник Е1 для получения фракции 24, охлажденной до -101,4°С при давлении 62,06 бар. Фракцию 24 расширяют до 23,2 бар при температуре -104,17°С и затем вводят в дистилляционную колонну С1 на ступени 50, являющейся первой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны.
В основании дистилляционной колонны С1 получают вторую хвостовую фракцию 2, содержащую 99,18% этана, содержавшегося в загрузке сухого природного газа 14, и 100% других углеводородов, первоначально содержавшихся в этой загрузке 14. Эта фракция 2, полученная при 19,90°С и 23,2 бар, содержит 2,9129 мол.% СО2, 0,0000 мол.% Ν2, 0,5274 мол.% метана, 52,7625 мол.% этана, 24,0733 мол.% пропана, 5,4620 мол.% изобутана, 6,6758 мол.% п-бутана, 2,4276 мол.% изопентана, 1,9218 мол.% п-пентана, 1,9218 мол.% пгексана, 1,0115 мол.% п-гептана, 0,3034 мол.% п-октана.
Дистилляционная колонна С1 снабжена боковыми ребойлерами в своей нижней части, находящейся под ступенью, куда вводят фракцию 8, и содержит несколько ступеней.
Так, жидкость, собранную при температуре -51,37°С и давлении 23,11 бар на тарелке 52, расположенной под ступенью 51, являющейся тринадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в боковой ребой лер 33. Последний образован контуром, встроенным в теплообменник Е1 с расходом 2560 кмоль/ч. Этот боковой ребойлер 33 имеет тепловую мощность 3465 кВт. Собранную на тарелке 52 жидкость нагревают до -19,80°С, затем направляют в дистилляционную колонну С1 на тарелку 53, соответствующую основанию четырнадцатой ступени, считая от самой высокой ступени колонны. Собранная на тарелке 52 жидкость содержит, в частности, 23,86 мол.% метана и 45,10 мол.% этана.
Точно так же, жидкость, собранную при температуре 3,48°С и давлении 23,17 бар на тарелке 55, расположенной под ступенью 54, являющейся девятнадцатой ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в боковой ребойлер 34. Последний образован контуром, встроенным в теплообменник Е1 с расходом 2044 кмоль/ч. Этот боковой ребойлер 34 имеет тепловую мощность 1500 кВт. Собранную на тарелке 55 жидкость нагревают до 11,71°С, затем направляют в дистилляционную колонну С1 на тарелку 56, соответствующую основанию двадцатой ступени, считая от самой высокой ступени колонны. Собранная на тарелке 55 жидкость содержит, в частности, 2,92 мол.% метана и 57,92 мол.% этана.
Наконец, жидкость, собранную при температуре 14,09°С и давлении 23,20 бар на тарелке 58, расположенной под ступенью 57, являющейся двадцать второй ступенью, считая от самой высокой ступени колонны, подают в донный ребойлер колонны или боковой ребойлер 35. Последний образован контуром, встроенным в теплообменник Е1 с расходом 1788 кмоль/ч. Этот боковой ребойлер 35 имеет тепловую мощность 1147 кВт. Собранную на тарелке 58 жидкость нагревают до 19,90°С, затем направляют в основание 59 дистилляционной колонны С1. Собранная на тарелке 58 жидкость содержит, в частности, 0,94 мол.% метана и 56,35 мол.% этана.
В случае использования установки и при помощи способа, описанных со ссылкой на схему 2, при получении количества этана, идентичного количеству, полученному с использованием установки по схеме 1, получают снижение мощности компрессора К2 с 12355 до 12130 кВт. Точно так же, понижение расхода газа, рециркулируемого в содержащий фракцию 6 контур, с 2000 до 1790 кмоль/ч позволяет уменьшить теплообмен во время охлаждения фракции 6 для получения фракции 24.
Необходимо также отметить понижение содержания двуокиси углерода фракции С2+:
по схеме 1: 3,4365 мол.% по схеме 2: 2,9129 мол.%.
Такой низкий уровень СО2 облегчает дальнейшую обработку, целью которой является удаление по меньшей мере части двуокиси углерода, присутствующего во фракции С2, извле каемой в основании дистилляционной колонны С1.
Таким образом, преимуществом настоящего изобретения является сокращение энергетических затрат при производстве очищенных газов. Эта задача достигается при обеспечении высокой селективности разделения метана и других компонентов во время осуществления способа.
Полученные благодаря настоящему изобретению результаты дают значительные преимущества, состоящие в упрощении и существенной экономии при изготовлении оборудования и осуществлении способов его технологического применения, а также в повышении качества полученных при помощи этих способов продуктов.

Claims (14)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ разделения под давлением газовой смеси, содержащей метан и углеводороды с С2 и выше, на конечную легкую фракцию (1), обогащенную метаном, и на конечную тяжелую фракцию (2), обогащенную углеводородами с С2 и выше, содержащий первый этап (I), во время которого охлажденную под давлением смесь разделяют Ца) в первом баллоне на относительно более летучую первую головную фракцию (3) и на относительно менее летучую первую хвостовую фракцию (4), при этом первую хвостовую фракцию (4) вводят (1Ь) в срединную часть дистилляционной колонны (С1), в нижней части колонны в качестве второй хвостовой фракции (2) собирают (1с) конечную тяжелую фракцию (2), обогащенную углеводородами с С2 и выше, первую головную фракцию (3) после расширения в турбине (Т1) вводят (И) в верхнюю часть дистилляционной колонны, при этом в верхней части колонны собирают (1е) вторую головную фракцию (5), обогащенную метаном, для получения конечной легкой фракции (1) вторую головную фракцию (5) подвергают (И) сжатию и охлаждению и из конечной легкой фракции (1) извлекают (1д) первую отборную фракцию (6), при этом способ содержит второй этап (II), во время которого первую отборную фракцию (6) после охлаждения и сжижения вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны, отличающийся тем, что он содержит третий этап (III), во время которого первую хвостовую фракцию (4) пропускают (Ша) через несколько подэтапов, включающих нагрев, подачу во второй баллон (В2) и разделение на третью относительно более летучую головную фракцию (7) и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию (8), во время которого третью хвостовую фракцию (8) вводят (ШЬ) в срединную часть дистилляционной колонны, при этом третью головную фракцию (7) после охлаждения и сжижения вводят (Шс) в верхнюю часть дистилляционной колонны.
  2. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что из первой головной фракции (3) извлекают вторую отборную фракцию (9), причем эту вторую отборную фракцию (9) после охлаждения и сжижения вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны.
  3. 3. Способ по п.2, отличающийся тем, что вторую отборную фракцию (9) охлаждают и частично конденсируют, затем разделяют в третьем баллоне (В3) на четвертую относительно более летучую головную фракцию (10), которую охлаждают и сжижают, затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны, и на четвертую относительно менее летучую хвостовую фракцию (11), которую нагревают, затем разделяют в четвертом баллоне (В4) на пятую относительно более летучую головную фракцию (12), которую охлаждают и затем вводят в верхнюю часть дистилляционной колонны, и на пятую относительно менее летучую хвостовую фракцию (13), которую нагревают и затем подают во второй баллон.
  4. 4. Способ по любому из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что для получения конечной легкой фракции (1) вторую головную фракцию (5) после выхода из дистилляционной колонны последовательно подвергают нагреву, первому сжатию в первом компрессоре (К1), соединенном с расширительной турбиной (Т1), второму сжатию во втором компрессоре (К2) и охлаждению.
  5. 5. Способ по п.3, отличающийся тем, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, первая из которых находится внизу, и пятую головную фракцию (12) вводят над первой ступенью.
  6. 6. Способ по п.3, отличающийся тем, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере три последовательные ступени, первая из которых находится в самом низу, и пятую головную фракцию (12) вводят над второй ступенью.
  7. 7. Способ по п.2, отличающийся тем, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, первая из которых находится внизу, и вторую отборную фракцию (9) вводят над первой ступенью.
  8. 8. Способ по любому из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что верхняя часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере три ступени, первая из которых находится в самом низу, и первую отборную фракцию (6) вводят в нижнюю часть последней ступени, а третью головную фракцию (7) вводят под последней ступенью.
  9. 9. Способ по любому из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что третью головную фракцию (7) вводят в первую ступень верхней части дистилляционной колонны.
  10. 10. Способ по любому из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что срединная часть дистилляционной колонны содержит по меньшей мере две последовательные ступени, первая из которых находится внизу, при этом третью хвостовую фракцию (8) вводят по меньшей мере в первую ступень, а первую головную фракцию (3) вводят над первой ступенью.
  11. 11. Газ, обогащенный метаном, полученный при помощи способа по одному из предыдущих пунктов.
  12. 12. Газ, обогащенный углеводородами с С2 и выше, полученный при помощи способа по одному из пп.1-11.
  13. 13. Установка для разделения под давлением газовой смеси, содержащей метан и углеводороды с С2 и выше, на конечную легкую фракцию (1) с высоким содержанием метана и конечную тяжелую фракцию (2) с высоким содержанием углеводородов с С2 и выше, содержащая средства для осуществления первого этапа (I), во время которого охлажденная под давлением смесь разделяется (1а) в первом баллоне (В 1) на относительно более летучую первую головную фракцию (3) и на относительно менее летучую первую хвостовую фракцию (4), при этом первая хвостовая фракция (4) вводится (1Ь) в срединную часть дистилляционной колонны (С1), в нижней части колонны в качестве второй хвостовой фракции (2) собирается (1с) конечная тяжелая фракция (2), обогащенная углеводородами с С2 и выше, при этом первая головная фракция (3) после расширения в турбине (Т1) вводится (И) в верхнюю часть дистилляционной колонны, в верхней части колонны собирается (1е) вторая головная фракция (5), обогащенная метаном, для получения конечной легкой фракции (1) вторая головная фракция (5) подвергается (И) сжатию и охлаждению и из конечной легкой фракции (1) извлекается (1д) первая отборная фракция (6), при этом установка содержит средства для осуществления второго этапа (II), во время которого первая отборная фракция (6) после охлаждения и сжижения вводится (11а) в верхнюю часть дистилляционной колонны, отличающаяся тем, что содержит средства для осуществления третьего этапа (III), во время которого первая хвостовая фракция (4) пропускается (Ша) через несколько подэтапов, включающих нагрев, подачу во второй баллон (В2) и разделение на третью относительно более летучую головную фракцию (7) и на третью относительно менее летучую хвостовую фракцию (8), при этом третья хвостовая фракция (8) вводится (ШЬ) в срединную часть дистилляционной колонны, и третья головная фракция (7) после охлаждения и сжижения вводится (Шс) в верхнюю часть дистилляционной колонны.
  14. 14. Установка по п.13, отличающаяся тем, что нижняя часть дистилляционной колонны содержит несколько ступеней, соединенных попарно с одним или несколькими боковыми ребойлерами.
EA200300676A 2000-12-13 2001-12-13 Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки EA004469B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR0016238A FR2817766B1 (fr) 2000-12-13 2000-12-13 Procede et installation de separation d'un melange gazeux contenant du methane par distillation,et gaz obtenus par cette separation
PCT/FR2001/003982 WO2002048627A1 (fr) 2000-12-13 2001-12-13 Procede et installation de separation d'un melange gazeux contenant du methane par distillation

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200300676A1 EA200300676A1 (ru) 2003-10-30
EA004469B1 true EA004469B1 (ru) 2004-04-29

Family

ID=8857600

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200300676A EA004469B1 (ru) 2000-12-13 2001-12-13 Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки

Country Status (14)

Country Link
US (1) US6578379B2 (ru)
EP (1) EP1454104B1 (ru)
CN (1) CN100389295C (ru)
AR (1) AR043699A1 (ru)
AU (2) AU2002219300B2 (ru)
BR (1) BR0116093B1 (ru)
CA (1) CA2429319C (ru)
DZ (1) DZ3452A1 (ru)
EA (1) EA004469B1 (ru)
EG (1) EG23055A (ru)
FR (1) FR2817766B1 (ru)
MY (1) MY134842A (ru)
NO (1) NO335827B1 (ru)
WO (1) WO2002048627A1 (ru)

Families Citing this family (59)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7484385B2 (en) * 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
FR2855526B1 (fr) * 2003-06-02 2007-01-26 Technip France Procede et installation de production simultanee d'un gaz naturel apte a etre liquefie et d'une coupe de liquides du gaz naturel
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
US7219513B1 (en) * 2004-11-01 2007-05-22 Hussein Mohamed Ismail Mostafa Ethane plus and HHH process for NGL recovery
AU2006269696B2 (en) * 2005-07-07 2009-05-07 Fluor Technologies Corporation NGL recovery methods and configurations
WO2007014069A2 (en) * 2005-07-25 2007-02-01 Fluor Technologies Corporation Ngl recovery methods and configurations
AU2007229546B2 (en) * 2006-03-24 2010-04-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and apparatus for liquefying a hydrocarbon stream
AU2007265476B2 (en) * 2006-06-27 2010-07-15 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery methods and configurations
US20080078205A1 (en) * 2006-09-28 2008-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8590340B2 (en) * 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8919148B2 (en) * 2007-10-18 2014-12-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9243842B2 (en) 2008-02-15 2016-01-26 Black & Veatch Corporation Combined synthesis gas separation and LNG production method and system
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
CN101476813B (zh) * 2009-01-21 2011-06-15 成都蜀远煤基能源科技有限公司 一种煤气化装置来原料气的分离方法和装置
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
CN102317725B (zh) * 2009-02-17 2014-07-02 奥特洛夫工程有限公司 烃气体加工
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
FR2944523B1 (fr) * 2009-04-21 2011-08-26 Technip France Procede de production d'un courant riche en methane et d'une coupe riche en hydrocarbures en c2+ a partir d'un courant de gaz naturel de charge, et installation associee
US8434325B2 (en) 2009-05-15 2013-05-07 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
US20100287982A1 (en) * 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
CA2764636C (en) * 2009-06-11 2018-12-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
FR2947897B1 (fr) * 2009-07-09 2014-05-09 Technip France Procede de production d'un courant riche en methane et d'un courant riche en hydrocarbures en c2+, et installation associee.
US9476639B2 (en) * 2009-09-21 2016-10-25 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8524046B2 (en) * 2010-03-30 2013-09-03 Uop Llc Distillation column pressure control
US10113127B2 (en) 2010-04-16 2018-10-30 Black & Veatch Holding Company Process for separating nitrogen from a natural gas stream with nitrogen stripping in the production of liquefied natural gas
US8667812B2 (en) 2010-06-03 2014-03-11 Ordoff Engineers, Ltd. Hydrocabon gas processing
FR2966578B1 (fr) 2010-10-20 2014-11-28 Technip France Procede simplifie de production d'un courant riche en methane et d'une coupe riche en hydrocarbures en c2+ a partir d'un courant de gaz naturel de charge, et installation associee.
CA2819128C (en) 2010-12-01 2018-11-13 Black & Veatch Corporation Ngl recovery from natural gas using a mixed refrigerant
RU2514859C2 (ru) * 2012-02-10 2014-05-10 Общество С Ограниченной Ответственностью "Аэрогаз" Способ разделения смеси газов
US10139157B2 (en) 2012-02-22 2018-11-27 Black & Veatch Holding Company NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant
US10766836B2 (en) * 2013-03-14 2020-09-08 Kellogg Brown & Root Llc Methods and systems for separating olefins
US9581385B2 (en) 2013-05-15 2017-02-28 Linde Engineering North America Inc. Methods for separating hydrocarbon gases
RU2674807C2 (ru) 2013-09-11 2018-12-13 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Обработка газообразных углеводородов
EP3044528A1 (en) 2013-09-11 2016-07-20 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
CA2923447C (en) 2013-09-11 2022-05-31 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
US10563913B2 (en) 2013-11-15 2020-02-18 Black & Veatch Holding Company Systems and methods for hydrocarbon refrigeration with a mixed refrigerant cycle
US10436505B2 (en) * 2014-02-17 2019-10-08 Black & Veatch Holding Company LNG recovery from syngas using a mixed refrigerant
US9574822B2 (en) 2014-03-17 2017-02-21 Black & Veatch Corporation Liquefied natural gas facility employing an optimized mixed refrigerant system
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CN106403500B (zh) * 2016-11-08 2019-03-05 苏州金宏气体股份有限公司 基于膨胀制冷提纯一氧化碳的方法及用于该方法的装置
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11320196B2 (en) 2017-12-15 2022-05-03 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
CA3132386A1 (en) 2019-03-11 2020-09-17 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11686528B2 (en) 2019-04-23 2023-06-27 Chart Energy & Chemicals, Inc. Single column nitrogen rejection unit with side draw heat pump reflux system and method
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
AR121085A1 (es) * 2020-01-24 2022-04-13 Lummus Technology Inc Proceso de recuperación de hidrocarburos a partir de corrientes de reflujo múltiples
FR3116109B1 (fr) 2020-11-10 2022-11-18 Technip France Procédé d’extraction d’éthane dans un courant de gaz naturel de départ et installation correspondante

Family Cites Families (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4278457A (en) * 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4155729A (en) * 1977-10-20 1979-05-22 Phillips Petroleum Company Liquid flash between expanders in gas separation
US4356014A (en) * 1979-04-04 1982-10-26 Petrochem Consultants, Inc. Cryogenic recovery of liquids from refinery off-gases
US4456461A (en) * 1982-09-09 1984-06-26 Phillips Petroleum Company Separation of low boiling constituents from a mixed gas
GB2132328B (en) * 1982-12-23 1986-03-26 Air Prod & Chem A process for removing methane and argon from crude ammonia synthesis gas]
FR2557586B1 (fr) * 1983-12-30 1986-05-02 Air Liquide Procede et installation de recuperation des hydrocarbures les plus lourds d'un melange gazeux
US4702819A (en) * 1986-12-22 1987-10-27 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon mixtures
DE4235006A1 (de) * 1992-10-16 1994-04-21 Linde Ag Verfahren zum Auftrennen eines im wesentlichen aus Wasserstoff, Methan und C¶3¶/C¶4¶-Kohlenwasserstoffen bestehenden Einsatzstromes
US5568737A (en) * 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) * 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
GB0000327D0 (en) * 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus

Also Published As

Publication number Publication date
US6578379B2 (en) 2003-06-17
US20020095062A1 (en) 2002-07-18
FR2817766A1 (fr) 2002-06-14
EA200300676A1 (ru) 2003-10-30
DZ3452A1 (fr) 2002-06-20
EP1454104B1 (fr) 2014-03-26
NO20032460D0 (no) 2003-05-30
AU1930002A (en) 2002-06-24
WO2002048627A1 (fr) 2002-06-20
NO335827B1 (no) 2015-02-23
FR2817766B1 (fr) 2003-08-15
BR0116093A (pt) 2004-02-03
NO20032460L (no) 2003-06-27
CA2429319C (fr) 2010-05-25
CN100389295C (zh) 2008-05-21
CA2429319A1 (fr) 2002-06-20
AU2002219300B2 (en) 2006-08-31
BR0116093B1 (pt) 2010-03-09
AR043699A1 (es) 2005-08-10
EG23055A (en) 2004-02-29
MY134842A (en) 2007-12-31
EP1454104A1 (fr) 2004-09-08
CN1479851A (zh) 2004-03-03

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA004469B1 (ru) Способ и установка для разделения газовой смеси и газы, полученные при помощи этой установки
US9933207B2 (en) Hydrocarbon gas processing
JP5997798B2 (ja) 等圧開放冷凍天然ガス液回収による窒素除去
US9939195B2 (en) Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
JP2682991B2 (ja) 供給原料ガスの低温分離方法
US9057558B2 (en) Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9068774B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US20160377341A1 (en) Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
US20080190136A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
WO1997016505A1 (en) Propane recovery process
EA010386B1 (ru) Способ одновременного выделения из природного газа фракции с высоким содержанием c-углеводородов и потока с высоким содержанием этана и установка для его осуществления
CA2763714C (en) Hydrocarbon gas processing
CN100416197C (zh) 排除氮气的方法和设备
CA2764630C (en) Hydrocarbon gas processing
CA2764282C (en) Hydrocarbon gas processing
GB2345124A (en) Natural gas fractionation involving a dephlegmator.
KR101676069B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
RU49609U1 (ru) Установка низкотемпературного разделения углеводородного газа
AU2011233590B2 (en) Hydrocarbon gas processing
EP2553367A1 (en) Hydrocarbon gas processing

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 BY KG MD TJ

MK4A Patent expired

Designated state(s): AZ KZ TM RU