EA013423B1 - Способ и система извлечения этана - Google Patents

Способ и система извлечения этана Download PDF

Info

Publication number
EA013423B1
EA013423B1 EA200970061A EA200970061A EA013423B1 EA 013423 B1 EA013423 B1 EA 013423B1 EA 200970061 A EA200970061 A EA 200970061A EA 200970061 A EA200970061 A EA 200970061A EA 013423 B1 EA013423 B1 EA 013423B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
demethanizer
gas
heat exchanger
pressure
feed gas
Prior art date
Application number
EA200970061A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200970061A1 (ru
Inventor
Джон Мэк
Original Assignee
Флуор Текнолоджиз Корпорейшн
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 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн filed Critical Флуор Текнолоджиз Корпорейшн
Publication of EA200970061A1 publication Critical patent/EA200970061A1/ru
Publication of EA013423B1 publication Critical patent/EA013423B1/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
    • F25J3/0204—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
    • 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
    • F25J3/0228—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
    • F25J3/0242—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 3 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
    • 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
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual 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
    • F25J2200/50—Processes or apparatus using separation by rectification using multiple (re-)boiler-condensers at different heights of the column
    • 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
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • 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
    • F25J2200/72—Refluxing the column with at least a part of the totally condensed overhead 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
    • 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
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/02—Mixing or blending of fluids to yield a certain product
    • 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
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/60—Methane
    • 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
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/62—Ethane or ethylene
    • 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
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/66—Separating acid gases, e.g. CO2, SO2, H2S or RSH
    • 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
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass 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
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/12—External refrigeration with liquid vaporising loop
    • 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
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons

Abstract

Предложенные способ и система используют охлажденный подаваемый газ, содержащий этан и CO, который расширяется в первом турбодетандере и затем подвергается теплообмену для получения относительно высоких температур на входе второго турбодетандера. Таким образом, относительно теплый поток, подаваемый в деметанизатор из второго детандера, эффективно удаляет COиз продуктового этана и предотвращает замерзание диоксида углерода в деметанизаторе, а другая часть прошедшего через теплообменник и расширенного подаваемого газа охлаждается в дальнейшем, и ее давление снижается для образования обедненной флегмы для высокой степени извлечения этана.

Description

Изобретение относится к обработке газа, в частности к обработке природного газа для извлечения этана.
Уровень техники
Известны различные способы извлечения жидких углеводородов, в частности извлечения этана и пропана из подаваемого газа высокого давления, использующие расширение. Большинство традиционных способов требует пропанового охлаждения для охлаждения подаваемого газа, и/или конденсации флегмы в деметанизаторе и/или деэтанизаторе, и там, где давление подаваемого газа низкое, или он содержит значительное количество пропана и более тяжелых компонентов, необходимость в пропановом охлаждении часто очень существенна, что значительно удорожает процесс извлечения природного газоконденсата.
Для снижения необходимости во внешнем пропановом охлаждении подаваемый газ можно охладить и частично сконденсировать путем теплообмена с парами, отводимыми сверху деметанизатора, с боковыми ребойлерами и дополнительным внешним пропановым охлаждением. Затем образованную таким образом жидкую часть подаваемого газа отделяют от паровой части, которая во многих случаях делится на две фракции. Одну фракцию охлаждают дополнительно и подают на верхнюю секцию деметанизатора, а у другой фракции снижают давление в единственном турбодетандере и подают ее в среднюю секцию деметанизатора. Хотя такие системы часто экономичны и эффективны для подаваемого газа с относительно высоким содержанием С3+ (например, выше 3 мол.%) и при избыточным давлении подаваемого газа около 1000 ф/кв.д или ниже, они обычно не являются энергоэкономичными для низкого содержания С3+ (например, равного или меньше 3 мол.%, более типично меньше 1 мол.%), особенно, когда подаваемый газ имеет относительно высокое избыточное давление (например, 1400 ф/кв.д и выше).
К сожалению, во многих известных процессах с детандерами остаточный газ из ректификационной колонны все еще содержит значительные количества этана и пропана, которые можно было бы извлечь, если охладить газ до еще более низкой температуры или провести другой этап ректификации. Чаще всего пониженных температур можно достичь высокой степенью расширения в турбодетандере. В качестве альтернативы или в дополнение, когда имеется относительно высокое избыточное давление подаваемого газа (например, 1600 ф/кв.д и выше), теоретически можно повысить давление в колонне деметанизации, чтобы тем самым уменьшить мощность, затрачиваемую на сжатие остаточного газа, и уменьшить суммарное энергопотребление. Однако повышение давления в деметанизаторе обычно ограничивается 450550 ф/кв.д изб., так как более высокое давление в колонне уменьшит относительные испаряемости компонентов между метаном и этаном, что делает фракционирование сложным, если не невозможным. Таким образом, в результате турборасширения большинства подаваемых газов высокого давления создается чрезмерное охлаждение, которое в известных до сих пор процессах нельзя было использовать полностью.
Типичные установки рекуперации природного газоконденсата с турбодетандером, установкой охлаждения подаваемого газа, сепараторами и колонной деметанизации с флегмой описаны, например, в патенте США 4854955 (СатрЬе11 и др.). Там для извлечения этана применяется система с турборасширением, в которой пар, отводимый сверху колонны деметанизации, охлаждается и конденсируется в теплообменнике головного погона, используя холод, создаваемый при охлаждении подаваемого газа. На таком дополнительном этапе охлаждения конденсируется большая часть этана и более тяжелых компонентов из головного погона деметанизатора, которые позднее собираются в сепараторе и возвращаются в колонну в виде флегмы. К сожалению, степень извлечения этана обычно ограничена 80-90%, а извлечение С2 часто ограничивается замораживанием СО2 в деметанизаторе. Таким образом, излишний холод, образованный в турбодетандере высокого давления, не может использоваться для высокой степени извлечения этана и должен быть куда-то отведен. Однако для орошения колонны деэтанизации в таких системах обычно требуется пропановое охлаждение, которое потребляет значительное количество энергии. Поэтому, а также учитывая, что подаваемый газ имеет относительно высокое давление и низкое содержание пропана и более тяжелых компонентов, все или почти все из известных способов оказались не способны использовать потенциальную энергию подаваемого газа.
Способы рекуперации природного газоконденсата, которые включают удаление СО2 в колоннах для ректификации природного газоконденсата, раскрываются СатрЬе11 и др. в патенте США 6182469. Там часть жидкости отводится с верхних тарелок, нагревается и возвращается в нижнюю секцию деметанизатора для удаления СО2. Хотя такие системы позволяют удалить нежелательный СО2, по меньшей мере, в некоторой степени, эффективность фракционирования природного газоконденсата снижена, и на дополнительных этапах процесса должны добавляться дополнительные тарелки в ректификационную колонну, циклы нагрева и охлаждения. При существующих экономических условиях такие дополнительные расходы не могут быть оправданы полученным в результате этого незначительным повышением степени извлечения этана. Кроме того, такие системы обычно разработаны для подаваемого газа с избыточным давлением 1100 ф/кв. д или ниже и не подходят для подаваемого газа для высокого давления (например, 1600 ф/кв. д изб. или выше). Следующие известные системы со сходными проблемами описаны в патен
- 1 013423 тах США 4155729, 4322225, 4895584, 7107788, 4061481 и в №0 2007/008254.
Таким образом, хотя предпринимались многочисленные попытки улучшить эффективность и экономичность процессов разделения и извлечения этана и более тяжелых газоконденсатов из природного газа и других источников, все или почти все из них имеют один или более недостатков. Наиболее существенно то, что известные до сих пор схемы и способы не способны извлечь экономическую выгоду от высокого давления подаваемого газа и охлаждающего потенциала деметанизатора, особенно, когда подаваемый газ содержит относительно мало С3 и более тяжелых компонентов. Таким образом, все еще существует необходимость в разработке усовершенствованных способов и систем извлечения газоконденсата.
Сущность изобретения
Настоящее изобретение относится к системам и способам, в которых относительно используется содержащий С02 подаваемый газ высокого давления с относительно низким содержанием С3+, чтобы обеспечить холод и энергию для рекомпрессии при одновременном максимальном увеличении извлечения этана. Наиболее предпочтительно подаваемый газ охлаждается и расширяется по меньшей мере в две ступени, причем одна часть пара в подаче направляется во второй детандер при относительно высокой температуре, чтобы таким образом предотвратить замерзание С02 в деметанизаторе, а другая часть пара переохлаждается, чтобы образовать тем самым обедненную флегму.
В одном аспекте изобретения установка для обработки газа (наиболее предпочтительно для обработки содержащего С02 подаваемого газа с относительно низким содержанием С3+) содержит первый теплообменник, первый турбодетандер и второй теплообменник, соединенные друг с другом последовательно и выполненные с возможностью охлаждения и расширения подаваемого газа до давления, которое выше рабочего давления деметанизатора (например, от 1000 до 1400 ф/кв.д изб.). Сепаратор соединен по текучей среде со вторым теплообменником и выполнен с возможностью разделения охлажденного и расширенного подаваемого газа на жидкую фазу и паровую фазу, а второй турбодетандер соединен с сепаратором и выполнен с возможностью расширения одной части паровой фазы до давления деметанизатора, тогда как третий теплообменник и устройство снижения давления выполнены с возможностью приема и конденсирования другой части паровой фазы для образования тем самым флегмы для деметанизатора.
Таким образом, и рассматривая с другой точки зрения, способ отделения этана от этансодержащего газа включает этап охлаждения и расширения подаваемого газа от давления подаваемого газа до давления выше рабочего давления деметанизатора, и следующий этап отделения паровой фазы из охлажденного и расширенного подаваемого газа. Одна часть фазы перегретого пара расширяется в турбодетандере до рабочего давления деметанизатора, а другая часть паровой фазы охлаждается, сжижается и расширяется, образуя тем самым флегму, которая подается в деметанизатор.
Наиболее предпочтительно первый и второй теплообменники термически соединены с деметанизатором для обеспечения по меньшей мере части мощности на ребойлинг деметанизатору, и/или боковой ребойлер термически соединен с конденсатором колонны деэтанизации и/или с теплообменником остаточного газа для обеспечения необходимых условий охлаждения/ребойлинга в системе. Для извлечения по меньшей мере части энергии из подаваемого газа высокого давления предпочтительно, чтобы первый турбодетандер был механически соединен с компрессором остаточного газа (или источником энергии). Обычно подаваемый газ поступает из источника (например, газового месторождения, регазификационной установки для сжиженного природного газа) при избыточном давлении по меньшей мере 1500 ф/кв.д, и/или подаваемый газ содержит по меньшей мере 0,5 мол.% С02 и менее 3 мол.% компонентов С3+.
Кроме того, обычно еще более предпочтительно, чтобы первый теплообменник, первый турбодетандер и второй теплообменник были выполнены с возможностью охлаждения подаваемого газа до температуры выше -10°Р, и/или чтобы второй турбодетандер был выполнен так, чтобы расширенная часть паровой фазы (т.е. подача на деметанизатор) имела температуру от -75 до -85°Р и избыточное давление от 400 до 550 ф/кв.д. Кроме того, обычно предпочтительно, чтобы третий теплообменник и устройство снижения давления были выполнены с возможностью конденсирования паровой фазы до температуры, равной или ниже -130°Р для обеспечения деметанизатора флегмой.
Различные объекты, признаки, аспекты и преимущества настоящего изобретения станут более понятными из последующего подробного описания предпочтительных вариантов осуществления изобретения в сочетании с прилагаемыми чертежами.
Краткое описание чертежей
Фиг. 1 представляет собой схему одной, приведенной в качестве примера, системы извлечения этана согласно изобретению;
фиг. 2 представляет собой схему другой, приведенной в качестве примера, системы извлечения этана согласно изобретению.
Подробное описание изобретения
Авторы изобретения обнаружили, что различные углеводородные подаваемые газы высокого давления (например, при избыточном давлении по меньшей мере 1400 ф/кв.д, более предпочтительно по
- 2 013423 меньшей мере 1600 ф/кв.д и даже выше) могут обрабатываться по схемам и способам, включающим две ступени турборасширения, в существенной степени обеспечивают потребность в холоде для находящихся ниже по потоку деметанизатора и деэтанизатора. В предпочтительном аспекте подаваемый газ содержит СО2 в количестве по меньшей мере 0,5 мол.%, более типично по меньшей мере 1-2 мол.% и имеет относительно низкое содержание С3+ (т.е. С3 и выше), которое типично равно или меньше 3 мол.%.
В большинстве предполагаемых систем и способов достигается степень извлечения этана по меньшей мере от 70 до 95%, а потребности в холоде и энергии сильно снижены. Кроме того, в особо предпочтительных системах и способах потребности ребойлера деметанизатора обеспечиваются теплосодержанием подаваемого газа, а расширение подаваемого газа обеспечивает запас холода во флегме и подаче деметанизатора, причем этот холод используется также для конденсации головного продукта колонны деэтанизации через боковой погон деметанизатора и/или для снижения входной температуры в рекомпрессор.
В частности, следует понимать, что подаваемый газ в предполагаемых системах и способах расширяется в первом турбодетандере и затем подвергается теплообмену, так что температура на входе во второй турбодетандер значительно выше, чем в известных, типичных до сих пор системах. Такая относительно высокая входная температура приводит к подаче в деметанизатор, которая помогает удалить диоксид углерода из полученного этана и предотвращает замерзание диоксида углерода, а относительно низкая температура потока флегмы и избыточное давление в колонне около 450 ф/кв.д способствуют эффективному отделению этана от более тяжелых компонентов. При необходимости остаточный газ соединяют с С3 и более тяжелыми компонентами, выделенными из подаваемого газа, а этан используется отдельно или продается как товарный продукт.
В одном особенно предпочтительном аспекте объекта изобретения типичная установка, какая показана на фиг. 1, включает деметанизатор, который соединен по текучей среде с двумя турбодетандерами, работающими последовательно, причем подаваемый газ охлаждается выше по потоку и ниже по потоку первого турбодетандера. Более предпочтительно охлаждение и расширение в этих устройствах регулируется так, чтобы поддерживать температуру на линии всасывания второго детандера от 0 до 30°Р. Эта относительно высокая температура детандера используется для отгонки СО2 в деметанизаторе, и одновременно не предотвращается замерзание СО2 в колонне. Кроме того, следует иметь в виду, что дополнительная мощность, генерируемая парой турбодетандеров, может использоваться для снижения потребности в энергии на компрессию остаточного газа и/или может использоваться для уменьшения или даже исключения пропанового охлаждения. Кроме того, следует понимать, что боковой ребойлер деметанизатора в предпочтительных установках нагревается посредством подачи мощности конденсации на флегму в деэтанизаторе, что еще больше снижает потребность в пропановом охлаждении. Такое применение поможет также предотвратить замерзание СО2 при отгонке СО2 из природного газоконденсата в деметанизаторе.
Далее, согласно фиг. 1, поток 1 подаваемого газа, имеющий температуру 85°Р и избыточное давление 1700 ф/кв.д, охлаждается в первом теплообменнике 50 до около 40-70°Р, образуя охлажденный поток 2 подаваемого газа и нагретый поток 32. Холодопроизводительность теплообменника 50 обеспечивается потоком 21 из ребойлера деметанизатора. Таким образом по меньшей мере часть потребности ребойлера в тепле для отгонки нежелательных компонентов из потока 12 кубовых продуктов деметанизатора обеспечивается подаваемым газом. При необходимости может использоваться нагреватель 81 для дополнительного нагрева потока 32 до более высокой температуры, образуя поток 33, который добавляет теплоту, необходимую ребойлеру деметанизатора, используя тепло от компрессора остаточных газов или от потока 60 горячего масла. Поток 2 расширяется в первом турбодетандере 51 до более низкого избыточного давления, обычно от 1000 до 1400 ф/кв.д, образуя поток 3, который охлаждается далее во втором теплообменнике 53 до температуры от около -10 до -30°Р, образуя поток 5. Запас холода обеспечивается потоком 21 из верхнего бокового ребойлера, образующим, в результате, нагретый поток 22. При обработке обогащенного газа конденсат разделяется в сепараторе 54 на жидкий поток 11 и паровой поток 4.
Давление потока 11 снижается, и он подается в нижнюю секцию деметанизатора 59, а паровой поток 4 делится на две части, потоки 6 и 7, обычно в пропорции поток 4 к потоку 7 от 0,3 до 0,6. Следует понимать, что для требуемого извлечения этана и удаления СО2 пропорции деления охлажденного газа могут меняться, предпочтительно вместе с температурой на входе в детандер. Увеличение потока на теплообменник головного погона деметанизатора повышает скорость флегмы, что обеспечивает, в результате, более высокое извлечение этана. Таким образом, совместно абсорбированный СО2 должен удаляться при более высокой температуре и/или при более значительном потоке из детандера, чтобы избежать замерзания СО2. Используемый здесь термин «около» в связи с числами относится к диапазону, начинающемуся на 20% ниже абсолютного значения числа и оканчивающемуся на 20% выше абсолютного значения числа включительно. Например, термин «около -100°Р» относится к диапазону от -80 до -120°Р, а термин «около 1000 ф/кв.д» относится к диапазону от 800 до 1200 ф/кв.д.
Поток 6 расширяется во втором турбодетандере 55 до избыточного давления от около 400 до 550 ф/кв.д, образуя поток 10, обычно имеющий температуру около -80°Р. Поток 10 подается в верхнюю часть деметанизатора 59. Поток 7 охлаждается в теплообменнике 57 головного погона деметанизатора с полу
- 3 013423 чением потока 8 при около -140°Р, используя запас холода потока 13 паров головного погона деметанизатора, и давление этого потока снижается далее в дроссельном клапане 58. Образованный таким образом поток 9 подается вверх деметанизатора 59 как переохлажденная обедненная флегма. Хотя обычно предпочтительно, чтобы поток 8 расширялся в дроссельном клапане, подходящими для использования здесь считаются также известные альтернативные известные устройства расширения, включающие турбины с приводом от выхлопных газов и расширяющиеся сопла.
Следует отметить, что в предпочтительных системах ребойлинг в деметанизаторе обеспечивается теплосодержанием (а) подаваемого газа, (Ь) сжатого остаточного газа и (с) конденсатора 65 флегмы колонны деэтанизации для ограничения содержания метана в кубовом продукте до 2 вес.% или меньше. Кроме того, предполагаемые системы и способы также производят поток 13 пара головного погона при температуре около -135°Р и избыточном давлении от 400 до 550 ф/кв.д, и нижний поток 12 при температуре от 50 до 70°Р и избыточном давлении от 405 до 555 ф/кв.д. Пар 13, отводимый сверху колонны, предпочтительно используется для обеспечения охлаждения подаваемого газа в теплообменнике 57, образуя поток 14, и позднее сжимается первой ступенью рекомпрессора 56 (работающего от второго турбодетандера 55), образуя поток 15 при около 45°Р и избыточном давлении около 600 ф/кв.д. Сжатый поток 15 сжимается затем вторым рекомпрессором 52, работающим от первого турбодетандера 51, образуя поток 16 при давлении около 750 ф/кв.д, и наконец компрессором 61 остаточного газа, образуя таким образом поток 17, имеющий избыточное давление 1600 ф/кв.д или выше. Теплосодержание сжатого остаточного газа предпочтительно используется для обеспечения по меньшей мере части потребности ребойлера деметанизатора 81 и ребойлера 68 деэтанизатора (например, через теплообменник 62). Затем поток 18 сжатого и охлажденного остаточного газа смешивается (при необходимости) с потоком 78 пропана, образуя поток 30, подаваемый в газопровод. Пропан, полученный снизу деэтанизатора, выгодно повышает теплотворную способность, что особенно желательно, когда пропан и более тяжелые компоненты высоко оцениваются как природный газ, и когда поставка жидкого пропана затруднительна.
Давление кубового продукта 12 деметанизатора снижается в дроссельном клапане 63 до избыточного давления от около 300 до 400 ф/кв.д, и он подается как поток 23 в среднюю секцию деэтанизатора 64, которая производит головной поток 24 этана, а в качестве кубовых продуктов 28 - С3+ (пропан и более тяжелые компоненты). Пар 24, отбираемый сверху деэтанизатора, при необходимости охлаждается с помощью пропанового охлаждения в теплообменнике 70 и теплообменнике 65, где боковой погон 19 деметанизатора нагревается от около -50 до около 10°Р, образуя поток 20, а пар, отбираемый сверху деэтанизатора, конденсируется при около 20°Т, образуя поток 25. Пар 25, отбираемый сверху деэтанизатора, конденсируется полностью, отделяется в сепараторе 66 и закачивается как поток 26 насосом 67 продукта/флегмы 67, обеспечивая поток 27 флегмы в деэтанизатор и продуктовый поток 29 жидкого этана. Поток 28 кубовых продуктов деэтанизатора, содержащий С3, и более тяжелые углеводороды, закачивается насосом 95 до избыточного давления около 1600 ф/кв.д для смешивания со сжатым остаточным газом, подаваемым в трубопровод. В качестве альтернативы, компоненты С3+ могут также извлекаться для хранения или продаваться как товарный продукт.
На фиг. 2 показана альтернативная система, которая включает использование бокового ребойлера деметанизатора для охлаждения на линии всасывания компрессора остаточного газа для снижения мощности на сжатие остаточного газа. В такой системе поток 19 при температуре около -50°Р отбирается с верхней секции деметанизатора для охлаждения потока 16 на линии всасывания компрессора остаточного газа от 90 до около 20°Р, образуя поток 34. Нагретый поток 20 бокового погона возвращается в деметанизатор для отгонки нежелательных компонентов. Затем поток 24 головного погона деэтанизатора конденсируется в теплообменнике 70, и конденсат разделяется в сепараторе 66 с образованием потока 26 этана. Поток 26 накачивается до давления деэтанизатора насосом 67 и разделяется, обеспечивая обедненную флегму 27 в деэтанизатор 64 и продуктовый поток 29 этана. Остальные компоненты и работа этой системы аналогичны системе и работе, показанным на фиг. 1, а что касается остальных компонентов и нумерации, используются те же самые позиции, и справедливо то же обсуждение, что и для фиг. 1 выше.
Наиболее предпочтительно подаваемый углеводородный газ имеет избыточное давление по меньшей мере около 1200 ф/кв. д, более предпочтительно по меньшей мере 1400 ф/кв. д и наиболее предпочтительно по меньшей мере 1600 ф/кв.д и должен иметь относительно высокое содержание СО2 (например, по меньшей мере 0,2 мол.%, более типично по меньшей мере 0,5 мол.% и наиболее типично по меньшей мере 1,0 мол.%). Кроме того, особенно подходящие подаваемые газы предпочтительно, по существу, не содержат компонентов С3+ (т.е. полное содержание С3+ ниже 3 мол.%, более предпочтительно ниже 2 мол.% и наиболее предпочтительно ниже 1 мол.%). Например, типичный подаваемый газ будет содержать 0,5% N2, 0,7% СО2, 90,5% С1, 5,9% С2, 1,7% С3 и 0,7% С4+.
Наиболее типично подаваемый газ охлаждается в первом теплообменнике до температуры от около 40 до 70°Р запасом холода нижнего ребойлера деметанизатора и затем расширяется в первом турбодетандере до избыточного давления от около 1100 до около 1400 ф/кв.д. Энергия, созданная в результате первого турборасширения, предпочтительно используется для работы второй ступени рекомпрессора остаточного газа. Затем подаваемый газ, частично расширенный и охлажденный таким способом, охлаж- 4 013423 дается далее боковым ребойлером(ами) деметанизатора до точки, которая сохраняет температуру на линии всасывания газа в детандере в перегретом состоянии (т.е. без образования жидкости). Следует понимать, что такая высокая температура (например, от 0 до 30°Е) является выгодной для отгонки нежелательного СО2 в деметанизаторе, одновременно повышая выходную мощность детандера, что, в свою очередь, уменьшает мощность на компрессию остаточного газа. С другой стороны, предполагаемые способы и системы могут применяться для удаления СО2 из природного газоконденсата до низкого уровня и для уменьшения расхода энергии системы удаления СО2 ниже по потоку.
Напротив, в известных до сих пор системах подаваемый газ типично охлаждается до низкой температуры (обычно от 0 до -50°Е) и разделяется на две части, которые отдельно подаются на теплообменник головного погона деметанизатора (переохладитель) и на детандер для дальнейшего охлаждения (например, до температур от ниже -120 до -160°Е). Таким образом, следует отметить, что неэффективность этих известных схем является результатом, помимо других факторов, низких температур, которые снижают выходную мощность детандера, требуя позднее более высокую мощность на компрессию остаточного газа. Более того, низкие температуры на всасывании/выходе детандера также ведут к конденсации паров СО2 в деметанизаторе, что приводит к повышенному содержанию СО2 в продуктовом природном газоконденсате. Другими словами, известные системы не способны уменьшить содержание СО2 в природном газоконденсате и, кроме того, требуют существенной энергии без повышения степени извлечения этана.
Так, следует иметь в виду, в частности, что в предполагаемых системах часть подаваемого газа охлаждается для подачи переохлажденной жидкости в виде флегмы, а другая часть используется как относительно горячая подача на вход детандера для контролирования замерзания СО2 в колонне. Кроме того, потребность в холоде для обеих колонн обеспечивается, по меньшей мере, частично, запасом холода, который получается из двух ступеней турборасширения. Что касается извлечения этана, предполагается, что системы согласно объекту изобретения обеспечивают степень извлечения по меньшей мере 70%, более типично по меньшей мере 80% и наиболее типично по меньшей мере 95%, когда используется возврат остаточного газа в деметанизатор (на чертежах не показано), а степень извлечения С3+ будет составлять по меньшей мере 90% (предпочтительно повторно закачиваемых в товарный газ для улучшения теплотворной способности остаточного газа).
В дополнение или в качестве альтернативы допускается, чтобы по меньшей мере часть выпуска компрессора остаточного газа можно было охладить для обеспечения потребности ребойлера деметанизатора и деэтанизатора. Что касается конструкций теплообменника, следует иметь в виду, что применение боковых ребойлеров для обеспечения охлаждения подаваемого и остаточного газов и обеспечения мощности конденсатора флегмы деэтанизатора сведет к минимуму суммарную потребность в энергии на извлечение этана. Таким образом, пропановое охлаждение можно уменьшить до минимума или даже исключить, что обеспечит существенную экономию расходов по сравнению с известными способами. Следовательно, нужно отметить, что работа с применением двух турбодетандеров, соединенных с деметанизатором и деэтанизатором, позволяет отогнать СО2, уменьшить замерзание СО2 и исключить или минимизировать пропановое охлаждение в процессе извлечения этана, что, в свою очередь, снижает потребление энергии и улучшает извлечение этана. Дальнейшие аспекты и соображения, подходящие для объекта настоящего изобретения, описаны в также принадлежащих авторам настоящего изобретения международной заявке РСТ/И8 04/32788, и в патенте США 7051553, которые включены здесь посредством ссылки.
Таким образом, были раскрыты конкретные варианты осуществления и применения систем извлечения этана и способов для них. Однако специалистам в данной области следует понимать, что возможно намного больше модификаций, помимо уже описанных, не выходящих за изложенные здесь идеи изобретения. Таким образом, объект изобретения не должен ограничиваться, за исключением сущности настоящего изобретения. Более того, при интерпретации описания и предполагаемых притязаний все термины должны интерпретироваться как можно более широким образом, согласующимся с контекстом. В частности, термины «содержит» и «содержащий» следует понимать как относящиеся к элементам, компонентам или этапам неисключительным образом, указывая, что упомянутые элементы, компоненты или этапы могут присутствовать или использоваться, или комбинироваться с другими элементами, компонентами или этапами, которые не упомянуты явно. Кроме того, там, где определение или использование термина в ссылке, которая введена здесь упоминанием, не соответствует или противоречит определению термина, даваемому здесь, применяется определение этого термина, даваемое здесь, а определение этого термина в ссылке не применяется.

Claims (20)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Установка для обработки газа, содержащая первый теплообменник, первый турбодетандер и второй теплообменник, соединенные друг с другом последовательно выше по потоку деметанизатора и выполненные с возможностью охлаждения и расширения подаваемого газа до давления, превышающего рабочее давление деметанизатора;
    сепаратор, соединенный по текучей среде с вторым теплообменником и выполненный с возможно
    - 5 013423 стью разделения охлажденного и расширенного подаваемого газа на жидкую фазу и паровую фазу; второй турбодетандер, соединенный с сепаратором и выполненный с возможностью расширения одной части паровой фазы до давления деметанизатора; и третий теплообменник и устройство снижения давления, соединенные друг с другом и выполненные с возможностью приема и конденсирования другой части паровой фазы для образования тем самым флегмы для деметанизатора.
  2. 2. Установка по п.1, в которой первый и второй теплообменники термически соединены с деметанизатором для обеспечения по меньшей мере части мощности на ребойлинг деметанизатору.
  3. 3. Установка по п.1, дополнительно содержащая боковой ребойлер деметанизатора, термически соединенный с конденсатором колонны деэтанизации и/или теплообменником остаточного газа.
  4. 4. Установка по п.1, в которой первый турбодетандер механически соединен с компрессором остаточного газа.
  5. 5. Установка по п.1, которая выполнена с возможностью обрабатывания газа, подаваемого при избыточном давлении по меньшей мере 1500 ф/кв.д.
  6. 6. Установка по п.1, которая предназначена для обработки газа, содержащего по меньшей мере 0,5 мол.% СО2 и менее 3 мол.% компонентов С3+.
  7. 7. Установка по п.1, в которой давление, превышающее рабочее давление деметанизатора, составляет от 1000 до 1400 ф/кв.д.
  8. 8. Установка по п.1, в которой первый теплообменник, первый турбодетандер и второй теплообменник выполнены с возможностью охлаждения подаваемого газа до температуры выше -10°Р.
  9. 9. Установка по п.1, в которой второй турбодетандер выполнен так, чтобы расширенная часть паровой фазы имела температуру от -75 до -85°Р и избыточное давление от 400 до 550 ф/кв.д.
  10. 10. Установка по п.1, в которой третий теплообменник и устройство снижения давления выполнены с возможностью конденсирования другой части паровой фазы до температуры, равной или ниже -130°Р.
  11. 11. Способ отделения этана от этансодержащего газа, в котором охлаждают и расширяют подаваемый газ выше по потоку деметанизатора от давления подаваемого газа до давления, превышающего рабочее давление деметанизатора;
    отделяют фазу перегретого пара от охлажденного и расширенного подаваемого газа и расширяют одну часть фазы перегретого пара в турбодетандере до рабочего давления деметанизатора; и охлаждают и расширяют другую часть фазы перегретого пара для образования флегмы и подают флегму в деметанизатор.
  12. 12. Способ по п.11, в котором этап расширения подаваемого газа осуществляют во втором турбодетандере, который при необходимости механически соединен с компрессором.
  13. 13. Способ по п.11, в котором этап охлаждения подаваемого газа осуществляют с использованием теплообменника, выполненного с возможностью обеспечения деметанизатора теплотой на ребойлинг.
  14. 14. Способ по п.11, дополнительно включающий этап обеспечения бокового ребойлера теплотой от конденсатора колонны деэтанизатора и от теплообменника остаточного газа.
  15. 15. Способ по п.11, в котором подаваемый газ имеет избыточное давление по меньшей мере 1500 ф/кв.д.
  16. 16. Способ по п.11, в котором подаваемый газ содержит по меньшей мере 0,5 мол.% СО2 и менее 3 мол.% компонентов С3+.
  17. 17. Способ по п.11, в котором давление, превышающее рабочее давление деметанизатора, составляет от 1000 до 1400 ф/кв.д.
  18. 18. Способ по п.11, в котором охлажденный и расширенный подаваемый газ имеет температуру выше -10°Р.
  19. 19. Способ по п.11, в котором расширенная часть паровой фазы имеет температуру от -75 до -85°Р и избыточное давление от 400 до 550 ф/кв.д.
  20. 20. Способ по п.11, в котором другую часть фазы перегретого пара охлаждают так, чтобы флегма имела температуру, равную или ниже -130°Р.
EA200970061A 2006-06-27 2007-06-26 Способ и система извлечения этана EA013423B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US81716906P 2006-06-27 2006-06-27
PCT/US2007/014874 WO2008002592A2 (en) 2006-06-27 2007-06-26 Ethane recovery methods and configurations

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200970061A1 EA200970061A1 (ru) 2009-04-28
EA013423B1 true EA013423B1 (ru) 2010-04-30

Family

ID=38846280

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200970061A EA013423B1 (ru) 2006-06-27 2007-06-26 Способ и система извлечения этана

Country Status (9)

Country Link
US (2) US9316433B2 (ru)
EP (1) EP2032921A2 (ru)
CN (1) CN101479549B (ru)
AU (1) AU2007265476B2 (ru)
CA (1) CA2662803C (ru)
EA (1) EA013423B1 (ru)
MX (1) MX2008015056A (ru)
NO (1) NO20084735L (ru)
WO (1) WO2008002592A2 (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2708667C1 (ru) * 2017-10-12 2019-12-11 ЧАЙНА ПЕТРОЛЕУМ ИНЖИНИРИНГ энд КОНСТРАКШН КОРП. Установка и способ извлечения этана из природного газа с применением каскадного охлаждения

Families Citing this family (45)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EA013423B1 (ru) * 2006-06-27 2010-04-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ и система извлечения этана
BRPI0907488B8 (pt) * 2008-02-08 2020-08-18 Shell Int Research aparelho para resfriar um trocador de calor criogênico, método para resfriar um trocador de calor criogênico, e, métodos de liquefação de uma corrente de hidrocarboneto
EP2421942B1 (en) 2009-04-20 2014-06-18 Exxonmobil Upstream Research Company Cryogenic system for removing acid gases from a hyrdrocarbon gas stream, and method of removing acid gases
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.
AU2010307274B2 (en) 2009-09-09 2016-02-18 Exxonmobil Upstream Research Company Cryogenic system for removing acid gasses from a hydrocarbon gas stream
EA026113B1 (ru) 2010-01-22 2017-03-31 Эксонмобил Апстрим Рисерч Компани Удаление кислотных газов из газового потока при улавливании и изолировании со
US20120118007A1 (en) * 2010-05-28 2012-05-17 Conocophillips Company Process of heat integrating feed and compressor discharge streams with heavies removal system in a liquefied natural gas facility
JP5892165B2 (ja) 2010-07-30 2016-03-23 エクソンモービル アップストリーム リサーチ カンパニー 並流分離装置を用いて炭化水素ガス流から酸性ガスを除去する極低温システム
RU2459160C2 (ru) * 2010-08-30 2012-08-20 Открытое акционерное общество "Научно-исследовательский и проектный институт по переработке газа" (ОАО "НИПИгазпереработка") Способ выделения этановой фракции
MX345401B (es) 2010-10-26 2017-01-30 Natubhai Patel Kirtikumar Proceso para la separación y recuperación de ngls de corrientes de hidrocarburos.
EP2655992A1 (en) 2010-12-23 2013-10-30 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
FR2970258B1 (fr) * 2011-01-06 2014-02-07 Technip France Procede de production d'une coupe riche en hydrocarbures en c3+ et d'un courant riche en methane et ethane a partir d'un courant d'alimentation riche en hydrocarbures et installation associee.
US10852060B2 (en) 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
US20130019634A1 (en) * 2011-07-18 2013-01-24 Henry Edward Howard Air separation method and apparatus
WO2013142100A1 (en) 2012-03-21 2013-09-26 Exxonmobil Upstream Research Company Separating carbon dioxide and ethane from a mixed stream
WO2014036322A1 (en) * 2012-08-30 2014-03-06 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for offshore ngl recovery
US9423175B2 (en) 2013-03-14 2016-08-23 Fluor Technologies Corporation Flexible NGL recovery methods and configurations
WO2015054379A1 (en) * 2013-10-09 2015-04-16 Lummus Technology Inc. Split feed addition to iso-pressure open refrigeration lpg recovery
US9874396B2 (en) 2013-12-06 2018-01-23 Exxonmobil Upstream Research Company Method and device for separating hydrocarbons and contaminants with a heating mechanism to destabilize and/or prevent adhesion of solids
US9562719B2 (en) 2013-12-06 2017-02-07 Exxonmobil Upstream Research Company Method of removing solids by modifying a liquid level in a distillation tower
WO2015084498A2 (en) 2013-12-06 2015-06-11 Exxonmobil Upstream Research Company Method and system for separating a feed stream with a feed stream distribution mechanism
WO2015084497A2 (en) 2013-12-06 2015-06-11 Exxonmobil Upstream Research Company Method and system of dehydrating a feed stream processed in a distillation tower
MY176166A (en) 2013-12-06 2020-07-24 Exxonmobil Upstream Res Co Method and device for separating hydrocarbons and contaminants with a spray assembly
US9752827B2 (en) 2013-12-06 2017-09-05 Exxonmobil Upstream Research Company Method and system of maintaining a liquid level in a distillation tower
WO2015084499A2 (en) 2013-12-06 2015-06-11 Exxonmobil Upstream Research Company Method and system of modifying a liquid level during start-up operations
US9874395B2 (en) 2013-12-06 2018-01-23 Exxonmobil Upstream Research Company Method and system for preventing accumulation of solids in a distillation tower
CA2924402C (en) 2013-12-06 2017-11-21 Exxonmobil Upstream Research Company Method and device for separating a feed stream using radiation detectors
AU2014405606B2 (en) 2014-09-02 2020-07-23 GE Oil & Gas, Inc. Low pressure ethane liquefaction and purification from a high pressure liquid ethane source
CN106715368B (zh) 2014-09-30 2022-09-09 陶氏环球技术有限责任公司 从丙烯装置增加乙烯和丙烯产量的方法
AU2016223296B2 (en) 2015-02-27 2018-11-08 Exxonmobil Upstream Research Company Reducing refrigeration and dehydration load for a feed stream entering a cryogenic distillation process
US10365037B2 (en) 2015-09-18 2019-07-30 Exxonmobil Upstream Research Company Heating component to reduce solidification in a cryogenic distillation system
MY187623A (en) 2015-09-24 2021-10-04 Exxonmobil Upstream Res Co Treatment plant for hydrocarbon gas having variable contaminant levels
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10323495B2 (en) 2016-03-30 2019-06-18 Exxonmobil Upstream Research Company Self-sourced reservoir fluid for enhanced oil recovery
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US11402155B2 (en) 2016-09-06 2022-08-02 Lummus Technology Inc. Pretreatment of natural gas prior to liquefaction
BR112019003090A2 (pt) 2016-09-09 2019-05-21 Fluor Technologies Corporation métodos e configuração para reformar usina de ngl para alta recuperação de etano
EP3694959A4 (en) * 2017-09-06 2021-09-08 Linde Engineering North America Inc. PROCESS FOR PROVIDING REFRIGERATION IN PLANTS FOR THE RECOVERY OF NATURAL GAS LIQUIDS
CA3077409A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation Phase implementation of natural gas liquid recovery plants
JP7051372B2 (ja) 2017-11-01 2022-04-11 東洋エンジニアリング株式会社 炭化水素の分離方法及び装置
CN108759305B (zh) * 2018-06-11 2019-08-23 西南石油大学 一种多回流的天然气乙烷回收方法
WO2020005553A1 (en) 2018-06-29 2020-01-02 Exxonmobil Upstream Research Company (Emhc-N1.4A.607) Mixing and heat integration of melt tray liquids in a cryogenic distillation tower
US11306267B2 (en) 2018-06-29 2022-04-19 Exxonmobil Upstream Research Company Hybrid tray for introducing a low CO2 feed stream into a distillation tower
US11619140B1 (en) * 2022-04-08 2023-04-04 Sapphire Technologies, Inc. Producing power with turboexpander generators based on specified output conditions

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO1998059205A2 (en) * 1997-06-20 1998-12-30 Exxon Production Research Company Improved process for liquefaction of natural gas
US20050255012A1 (en) * 2002-08-15 2005-11-17 John Mak Low pressure ngl plant cofigurations

Family Cites Families (26)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1475475A (en) * 1974-10-22 1977-06-01 Ortloff Corp Process for removing condensable fractions from hydrocarbon- containing gases
US4155729A (en) * 1977-10-20 1979-05-22 Phillips Petroleum Company Liquid flash between expanders in gas separation
US4203741A (en) * 1978-06-14 1980-05-20 Phillips Petroleum Company Separate feed entry to separator-contactor in gas separation
US4322225A (en) * 1980-11-04 1982-03-30 Phillips Petroleum Company Natural gas processing
US4657571A (en) * 1984-06-29 1987-04-14 Snamprogetti S.P.A. Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures
US4752312A (en) * 1987-01-30 1988-06-21 The Randall Corporation Hydrocarbon gas processing to recover propane and heavier hydrocarbons
US4854955A (en) * 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4895584A (en) * 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US5568737A (en) * 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5953935A (en) * 1997-11-04 1999-09-21 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Ethane recovery process
US6237365B1 (en) * 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
US6182469B1 (en) * 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6116050A (en) * 1998-12-04 2000-09-12 Ipsi Llc Propane recovery methods
EG23193A (en) * 2000-04-25 2001-07-31 Shell Int Research Controlling the production of a liquefied natural gas product stream.
US20020166336A1 (en) * 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
FR2817766B1 (fr) * 2000-12-13 2003-08-15 Technip Cie Procede et installation de separation d'un melange gazeux contenant du methane par distillation,et gaz obtenus par cette separation
US6516631B1 (en) * 2001-08-10 2003-02-11 Mark A. Trebble Hydrocarbon gas processing
US7051552B2 (en) 2001-11-09 2006-05-30 Floor Technologies Corporation Configurations and methods for improved NGL recovery
US6758060B2 (en) * 2002-02-15 2004-07-06 Chart Inc. Separating nitrogen from methane in the production of LNG
ATE365897T1 (de) 2002-05-08 2007-07-15 Fluor Corp Konfiguration und verfahren zur gewinnung von flüssigem erdgas unter verwendung eines unterkühlten rückflussverfahrens
US7051553B2 (en) * 2002-05-20 2006-05-30 Floor Technologies Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
US7107788B2 (en) * 2003-03-07 2006-09-19 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Residue recycle-high ethane recovery process
EA010641B1 (ru) * 2004-09-22 2008-10-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ обработки спг и получения энергии и установка для его осуществления
JP4759571B2 (ja) * 2004-12-16 2011-08-31 フルオー・テクノロジーズ・コーポレイシヨン Ｌｎｇ再ガス化とｂｔｕ制御のための構成および方法
EP1904800A1 (en) 2005-07-07 2008-04-02 Fluor Technologies Corporation Ngl recovery methods and configurations
EA013423B1 (ru) * 2006-06-27 2010-04-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ и система извлечения этана

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO1998059205A2 (en) * 1997-06-20 1998-12-30 Exxon Production Research Company Improved process for liquefaction of natural gas
US20050255012A1 (en) * 2002-08-15 2005-11-17 John Mak Low pressure ngl plant cofigurations

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2708667C1 (ru) * 2017-10-12 2019-12-11 ЧАЙНА ПЕТРОЛЕУМ ИНЖИНИРИНГ энд КОНСТРАКШН КОРП. Установка и способ извлечения этана из природного газа с применением каскадного охлаждения

Also Published As

Publication number Publication date
US20100011809A1 (en) 2010-01-21
WO2008002592A3 (en) 2008-03-20
CN101479549A (zh) 2009-07-08
MX2008015056A (es) 2008-12-10
WO2008002592A2 (en) 2008-01-03
AU2007265476A1 (en) 2008-01-03
US20160187058A1 (en) 2016-06-30
CN101479549B (zh) 2011-08-10
US9316433B2 (en) 2016-04-19
EA200970061A1 (ru) 2009-04-28
US9568242B2 (en) 2017-02-14
CA2662803A1 (en) 2008-01-03
AU2007265476B2 (en) 2010-07-15
NO20084735L (no) 2009-01-19
WO2008002592B1 (en) 2008-05-02
EP2032921A2 (en) 2009-03-11
CA2662803C (en) 2012-09-18

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA013423B1 (ru) Способ и система извлечения этана
JP4599362B2 (ja) 自在ｎｇｌプロセスおよび方法
AU2008251750B2 (en) Hydrocarbon gas processing
KR100891907B1 (ko) 액화 천연 가스의 생산에서의 통합 ｎｇｌ 회수
US6712880B2 (en) Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
AU2007305167B2 (en) Hydrocarbon gas processing
JP5909227B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
US20060218968A1 (en) High propane recovery process and configurations
US6758060B2 (en) Separating nitrogen from methane in the production of LNG
AU2002338248A1 (en) Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
EP1904800A1 (en) Ngl recovery methods and configurations
US10808999B2 (en) Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant
WO2010144186A1 (en) Hydrocarbon gas processing
WO2011123289A1 (en) Hydrocarbon gas processing
EA013260B1 (ru) Способ и технологическая схема извлечения пропана
AU2011233590B2 (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 AZ BY KG MD TJ TM

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): KZ RU