EA014746B1

EA014746B1 - Установка и способ сепарации конденсата газа из углеводородных смесей высокого давления

Info

Publication number: EA014746B1
Application number: EA200970468A
Authority: EA
Inventors: Джон Мэк
Original assignee: Флуор Текнолоджиз Корпорейшн
Priority date: 2006-11-09
Filing date: 2007-11-06
Publication date: 2011-02-28
Also published as: MX2009004562A; WO2008060417A2; US20100000255A1; EP2083932A2; CA2668875C; AU2007319977A1; CA2668875A1; EA200970468A1; EP2083932A4; WO2008060417B1; AU2007319977B2; WO2008060417A3; US9132379B2

Abstract

Предполагаемые схемы и способы обработки газа используют орошаемый абсорбер, который получает жидкое и парообразное углеводородное сырье. Абсорбер дополнительно получает десорбирующую среду, которая, по меньшей мере, частично сформирована парообразной фракцией газов, отогнанных из стабилизатора, и также получает очищающую среду, которая, по меньшей мере, частично сформирована жидкой фракцией газов, отогнанных из стабилизатора. В наиболее предпочтительном случае отогнанный продукт абсорбера поддерживается при температуре вблизи или ниже точки росы сырья.

Description

Областью техники, к которой относится изобретение, является обработка газа, особенно в отношении сепарации конденсата газа из парожидкостных смесей высокого давления.

Уровень техники

Обработка углеводородных смесей высокого давления часто является проблематичной, особенно в случае, когда такие смеси содержат сравнительно большое количество С5 и более тяжелых компонентов, в частности С6+ ВТЕХ-углеводородов (т.е. бензола, толуола и ксилолов) и органических примесей, содержащих серу (например, этил-, пропил- и бутилмеркаптанов и тяжелых тиосульфидов). Например, попутный газ часто содержит остаточное количество С6+ тяжелых углеводородов и примесей, содержащих серу, что часто создает проблемы для транспортировки и переработки, особенно в виде вспенивания и коррозии. Более того, С6+ тяжелые углеводороды и примеси, содержащие серу, также являются причиной образования не отвечающих техническим условиям продуктов в блоках удаления кислого газа.

Вследствие этого было разработано множество схем и способов обработки углеводородных смесей высокого давления. Однако все или почти все из них не дают возможности производить С6+ конденсат газа и газ конечной переработки, не содержащие С6+ и серосодержащих примесей, которые при этом соответствовали бы текущим строгим нормам по содержанию серы. Например, в патенте США № 4702819 Шарма и соавторы описывают применение двойных зон фракционирования, при этом первая зона фракционирования включает боковой газодегидрационный котел и боковую парообразную фракцию. Такая схема позволяет, по меньшей мере, отчасти достичь необходимого уровня сепарации газ/жидкость, однако сепарация С5-компонентов от С6+ и примесей, содержащих серу, в условиях высокого давления часто является очень сложным процессом, если не невозможным, поскольку относительная испаряемость между углеводородами С5 и С6 значительно снижается при высоком давлении.

В другой известной схеме, приведенной в качестве примера в патенте США № 4462813 Мэя и соавторы, многоступенчатый компрессор соединен с устьем скважины, холодильной установкой и сепараторами. Так же, как и схема Шармы, схема Мэя и является относительно неэффективной и требует больших затрат энергии и не подходит для реализации высокого уровня извлечения углеводородов С6+ из сырьевого газа, в частности, при обработке углеводородных смесей высокого давления, содержащих значительное количество С6+ и серосодержащих примесей.

В других известных примерах, описанных в КЕ 33408 или патенте США № 4507133 Хана и соавторы, поток пара из дистилляционной установки удаления этана охлаждается и взаимодействует с паровой фазой из потока углеводородного сырья с целью сепарации паров метана, этана и пропана из сырья. Аналогично, как описано в патенте США № 6658893 Мили, сырьевой газ охлаждается с целью превращения в жидкость более тяжелых компонентов и по меньшей мере некоторых из С2 и более легких компонентов. Затем последующие шаги конденсации и абсорбции позволяют получить высокий уровень извлечения компонентов жидкого нефтяного газа (т.е. С3 и С4+). Такие процессы часто ограничены высоким выходом С3 и С4+ компонентов и не подходят для извлечения конденсатов С6+.

Таким образом, хотя в технике известно множество схем и способов сепарации углеводородов конденсата газа, все или почти все из них имеют один или более недостатков. Следовательно, все еще существует потребность в улучшенных схемах и способах сепарации конденсата газа и особенно сепарации конденсата газа из углеводородных смесей высокого давления, содержащих значительное количество С6+ и серосодержащих примесей.

Сущность изобретения

Настоящее изобретение относится к схемам установок и способам, в которых природные газоконденсаты сепарируются из сырьевых газов высокого давления таким образом, что сырьевой газ разделяется в орошаемом абсорбере с помощью горячего и сжатого пара, отводимого сверху стабилизационной колонны, и очищается посредством стабилизационной жидкости десорбированного масла. Наиболее предпочтительным является, чтобы абсорбер функционировал вблизи или даже ниже точки росы сырьевого газа.

В одном из аспектов предмета изобретения способ обработки углеводородного сырья (обычно содержащего по меньшей мере 0,5% по молярной доле С6+ углеводородов) будет включать шаг подачи парообразной фракции и жидкой фракции углеводородного сырья высокого давления в орошаемый абсорбер и поддержания температуры наверху колонны абсорбера на уровне вблизи или ниже точки росы сырья. В таких способах в абсорбер подается десорбирующая среда, при этом десорбирующая среда, по меньшей мере, частично состоит из парообразной фракции газов, отходящих из стабилизационной колонны, и очищающая среда, при этом очищающая среда, по меньшей мере, частично состоит из жидкой фракции газов, отходящих из стабилизационной колонны.

В большинстве случаев десорбирующая среда содержит парообразную фракцию остаточного продукта абсорбера и сжимается в компрессоре до подачи в абсорбер. Очищающая среда предпочтительно содержит парообразную фракцию остаточного продукта абсорбера. Поскольку абсорбер производит обогащенный С6+ остаточный продукт и обедненный С6+ головной продукт, то предполагается, что обогащенный С6+ остаточный продукт сепарируется в первом сепараторе на жидкую фракцию обогащенного С6+ остаточного продукта и парообразную фракцию обогащенного С6+ остаточного продукта, и жидкая

- 1 014746 фракция обогащенного С6+ остаточного продукта подается в стабилизатор. В таких способах и схемах обычно является предпочтительным, чтобы парообразная фракция обогащенного С6+ остаточного продукта подавалась на второй сепаратор.

В дополнительных аспектах предмета изобретения предполагается, что газ, отходящий из стабилизационной колонны, подается на второй сепаратор. При необходимости также предполагается добавление дегидратирующей секции в абсорбер и поддержание температуры наверху абсорбера на уровне ниже точки росы сырья. Чаще всего орошение осуществляется посредством конденсации дистиллята абсорбера, при этом углеводородное сырье высокого давления имеет давление между 800 и 1200 рад (5,516 и 8,274 МПа). Таким образом, предпочтительное давление в абсорбере будет обычно находиться на уровне около 800 рад (5,516 МПа) или выше.

Соответственно, в другом аспекте предмета изобретения газоперерабатывающая установка будет включать орошаемый абсорбер, которая получает содержащий С6+ сырьевой газ при давлении, большем либо равном 600 рщд (4,137 МПа), и которая затем производит обогащенный С6+ остаточный продукт и обедненный С6+ головной продукт. Первый сепаратор имеет жидкостное соединение с орошаемым абсорбером с целью получения обогащенного С6+ остаточного продукта и выдает жидкую фракцию обогащенного С6+ остаточного продукта и парообразную фракцию обогащенного С6+ остаточного продукта. Кроме того, стабилизатор имеет жидкостное соединение с первым сепаратором и получает жидкую фракцию обогащенного С6+ остаточного продукта и выдает отогнанный продукт, а второй сепаратор, имеющий жидкостное соединение со стабилизатором, получает отогнанный продукт и выдает парообразную фракцию отогнанного продукта и жидкую фракцию отогнанного продукта, при этом абсорбер получает парообразную фракцию отогнанного продукта в виде десорбирующей среды и получает жидкую фракцию отогнанного продукта в виде очищающей среды.

В особенно предпочтительных аспектах первый компрессор имеет жидкостное соединение с вторым сепаратором и сжимает парообразную фракцию отогнанного продукта до его поступления в абсорбер, и/или трубопровод имеет жидкостное соединение с первым и вторым сепараторами в целях подачи парообразной фракции обогащенного С6+ остаточного продукта из первого сепаратора во второй сепаратор. В случае необходимости, устройство понижения давления (например, дроссельный клапан, инструмент для развальцовки и т.д.) имеет жидкостное соединение с абсорбером и первым сепаратором и сконфигурирован для подачи испаренного обогащенного С6+ остаточного продукта на первый сепаратор, при этом охлаждающий аппарат и сепаратор имеют жидкостное соединение с абсорбером для получения и охлаждения обедненного С6+ головного продукта, посредством чего формируется поток флегмы, подаваемый на абсорбер.

Кроме того, обычно является предпочтительным, чтобы охлаждающий аппарат был сконфигурирован для охлаждения обедненного С6+ головного продукта до температуры, близкой к точке росы, и чтобы второй компрессор, имеющий жидкостное соединение со стабилизатором, сжимал парообразную фракцию отогнанного продукта до подачи на второй сепаратор. При необходимости, абсорбер может комплектоваться установкой осушки газа гликолем, которая предпочтительно функционирует при давлении в диапазоне от около 1000 до 1200 рщд (от 6,895 до 8,274 МПа). В основном орошаемый абсорбер настроен на раздельное получение парообразной фракции сырьевого газа и жидкой фракции сырьевого газа в различных тарелках.

Различные объекты, характеристики, аспекты и преимущества настоящего изобретения станут яснее в свете приведенного ниже подробного описания предпочтительных вариантов осуществления изобретения и прилагаемых чертежей.

Краткое описание чертежей

Фиг. 1 представляет собой диаграмму схемы известной установки по переработке газоконденсатной жидкости;

фиг. 2 - диаграмму схемы примера установки по переработке газоконденсатной жидкости согласно предмету изобретения;

фиг. 3 - диаграмму схемы другого примера установки по переработке газоконденсатной жидкости согласно предмету изобретения.

Подробное описание

Автором было обнаружено, что схемы и способы сепарации конденсатов газа из углеводородного сырья высокого давления (обычно более 600 рщд (4,137 МПа), чаще более чем 800 рад (5,516 МПа)) могут быть реализованы простым и эффективным образом и что такие схемы и методы являются особенно подходящими для случаев, когда углеводородное сырье содержит значительное количество С6+ компонентов (обычно более чем 0,5% по молярной доле, чаще более 1% по молярной доле и наиболее часто более 2% по молярной доле) и серосодержащих примесей (обычно более чем 0,01% по молярной доле, чаще более 0,1% по молярной доле и наиболее часто более 1% по молярной доле). Термин С6+ в настоящем документе относится к углеводородам, имеющим 6 или более атомов углерода, при этом такие углеводороды могут быть линейными, разветвленными или циклическими и могут дополнительно включать по меньшей мере одну двойную связь. Например, рассматриваемые углеводороды С6+ включают пгексан, ί-гептан, бензол, толуол, ксилол и т.д.

- 2 014746

В одном особенно предпочтительном аспекте предмета изобретения орошение абсорбера в составе рассматриваемой установки происходит при температуре, близкой к точке росы или даже ниже ее, и она получает жидкость из легких углеводородов из сепараторов нисходящего потока в виде очищающего потока и горячие сжатые под высоким давлением пары, которые рециклируются из стабилизатора конденсата и сепараторов низкого давления, в виде десорбирующего потока. Таким образом, благодаря беспрецедентно низкой до настоящего времени температуре абсорбера, использованию десорбированного масла в качестве очищающей среды и горячего обедненного десорбирующего пара, эффективность сепарации существенно повышается. Кроме того, в отличие от известных схем, абсорбер будет функционировать при давлении, составляющем по меньшей мере 600 рзщ (4,137 МПа) и даже чаще при давлении, составляющем по меньшей мере 800 рзщ (5,516 МПа).

В таких схемах абсорбер формирует нижний поток, который затем фракционируются в стабилизационной колонне низкого давления для выдачи конденсата С6+. Такие схемы позволяют извлечь по меньшей мере 95%, чаще 97% и наиболее часто более 99% С6+ и тяжелых серосодержащих примесей из сырьевого газа. В рамках уровней контаминантов следует отметить, что ароматические углеводороды (например, бензол, толуол и ксилолы) практически полностью удаляются из сырьевого газа, обычно от около 10000 до менее чем 100 миллионных долей на единицу объема и чаще всего до 10 миллионных долей на единицу объема, в результате чего устраняются проблемы вспенивания и коррозии в нисходящих блоках удаления кислого газа.

Если посмотреть с другой стороны, легкие фракции сырьевого газа сепарируются в абсорбере посредством орошения абсорбера при температуре, близкой к точке росы (например, ±20°Е (±11°С), чаще ±10°Е (±6°С), чаще всего ±7°Е (±4°С)), и посредством десорбирования и очистки сырья парообразными компонентами из стабилизатора и сепараторов, тогда как более тяжелые жидкие С6+ компоненты подаются (после эвапорации) в стабилизатор через нижний поток абсорбера. Таким образом, сепараторы в рассматриваемых установках и способах предпочтительно имеют жидкостное соединение с орошаемым абсорбером и стабилизатором конденсата, в результате чего сепараторы получают жидкие продукты от орошаемого абсорбера, при этом по меньшей мере некоторые сепараторы настроены на выдачу пара, образовавшегося при мгновенном испарении. В предпочтительных установках предполагается, что пары из сепараторов объединяются со сжатым паром от стабилизатора, посредством чего формируется по меньшей мере часть десорбирующего пара, который подается в орошаемый абсорбер.

В отличие от этого на фиг. 1 представлена диаграмма ранее известной схемы извлечения газового конденсата. Здесь углеводородное сырье находится под давлением от около 1000 рзщ (6,895 МПа) до около 1200 рзщ (8,274 МПа) и при температуре от около 100°Е (38°С) до около 140°Е (60°С) и имеет состав, показанный ниже в табл. 1.

Таблица 1

компонент	молярная доля
Н2О	0,027819
Азот	0,000487
СО2	0,068116
Н23	0,252029

Метан	0,451025
Этан	0,065099
Пропан	0,033182
ί-бутан	0,009147
п-бутан	0,017710
ί-пентан	0,007493
п-пентан	0,008952
п-гексан	0,011580
п-гептан	0,040850
СОЗ	0,000097
М-меркаптан	0,000049
Е-меркаптан	0,000039
т-ксилол	0,00973
бензол	0,000778
Е-бензол	0,000195
толуол	0,004379

- 3 014746

В такой ранее известной схеме поток сырьевого газа высокого давления 1 смешивается с потоком конденсата выхода компрессора 22 и сепарируется в сепараторе 51 (который также выдает поток кислой воды 40). Теплообмен для жидкости сепаратора 3 производится в теплообменнике 52 и нагревателе 53 (с использованием нагревающей жидкости 94) с потоками 4 и 5 соответственно до температуры от около 150°Р (66°С) до около 180°Р (82°С). Поток 5 затем разрежается до давления от около 350 рад (2,413 МПа) до около 450 рДд (3,103 МПа) посредством дроссельного клапана 54, формирующего поток 6, который сепарируется в сепараторе 55 с образованием потока 8 потока мгновенно испаряемой жидкости 7. Поток пара 8 направляется на сепаратор 62, где он смешивается с охлажденным паром выхода компрессора 13 при температуре около 130°Р (54°С). Газовая смесь 14 сепаратора 62 далее сжимается в компрессоре 63 с образованием сжатого потока 15 при температуре около 250°Р (121°С). Поток жидкости 17 из сепаратора 62 направляется к насосу 56 и накачивается до подходящего давления для образования потока 18, который затем подается в сепаратор 65.

Поток жидкости 7 из сепаратора 55 нагревается в теплообменнике 56 до температуры от около 180°Р (82°С) до 230°Р (110°С) с образованием потока 9 и затем подается в стабилизатор конденсата 57 (через дроссельный клапан 67), функционирующий при давлении от около 180 рад (1,241 МПа) до 220 рДд (1,517 МПа). Н₂§, С2, С3 и более легкие компоненты десорбируются боковым газодегидрационным котлом 58 и кубовым газодегидрационным котлом 59, обычно с использованием потока 91. Стабилизатор конденсата выдает отогнанный газ 11 и остаточный продукт 10, который затем осуществляет теплообмен с входящим сырьем в теплообменнике 56 и 52, в результате чего образуется поток газоконденсатного продукта 26 (через потоки 24 и 25). Поток отогнанного пара 11 сжимается компрессором 60 с образованием потока 12, охлаждается в охлаждающем аппарате 61 (с использованием охлаждающей среды 92), смешивается с потоком мгновенно испаренного пара 8 и сепарируется в сепараторе 62. Пар сепаратора 14 затем сжимается в компрессоре 63 в поток 15, охлаждается в охлаждающем аппарате 64 посредством охлаждающей среды 93 с образованием потока 16, который затем сепарируется в сепараторе 65. Поток жидкости сепаратора 19 прокачивается насосом 66, формирующим поток 22 с давлением от около 1000 рад (6,895 МПа) до 120 рад (8,274 МПа), который затем смешивается с потоком 1 в сепараторе 51. Поток пара сепаратора 20 смешивается с потоком мгновенного испарения 2 из сепаратора 51, в результате чего формируется поток десорбированного газа 21, который затем обрабатывается в нисходящем блоке удаления кислого газа. Следует отметить, что хотя такие известные схемы позволяют извлекать конденсаты, соответствующие спецификации по давлению пара (давление пара по шкале Рейда 27,6 кПа), уровни производства и извлечения конденсата обычно составляют менее 90% и часто не позволяют производить газовый продукт, обедненный С6+ и серосодержащими примесями.

В противоположность этому на фиг. 2 показан пример схемы в соответствии с предметом изобретения. Здесь поток поступающего материала 1 опять при давлении от около 1000 рад (6,895 МПа) до 1200 рДд (8,274 МПа) и температуре от около 100°Р (38°С) до около 140°Р (60°С) сепарируется в сепараторе 51 на поток жидкости 3, поток пара 2 и поток кислой воды 40. Поток кислой воды 40 обычно удаляется из сепаратора и направляется на десорбер кислой воды (не показан). Поток пара 2 нагревается до температуры от около 160°Р (71°С) до 180°Р (82°С) в нагревателе 102 и подается в виде потока 110 в среднюю секцию орошаемого абсорбера 103, тогда как поток жидкости 3 нагревается в нагревателе 101 до температуры от около 170°Р (77°С) до около 200°Р (93°С) и подается в виде потока 114 в нижнюю секцию абсорбера 103.

Орошаемый абсорбер 103 предпочтительно содержит тарелки или упаковку для взаимодействующих устройств (например, обычно для абсорбера требуется от 12 до 15 взаимодействующих фаз или более), но также считаются подходящими и различные альтернативные схемы. В целях дальнейшего улучшения эффективности абсорбции конденсат 18, который производится в межфазовом сборнике 62 (посредством потока 17), используется в качестве десорбированного масла для очистки, тогда как поток пара 15 из компрессора 63 используется в качестве десорбирующего пара. Абсорбер 103 выдает поток головного пара 111, который охлаждает в охлаждающем аппарате 104 до температуры от около 70°Р (21°С) до 90°Р (32°С) или до температуры, немного превышающей точку росы газа, в результате чего образуется двухфазная смесь 120 (температура, соответствующая точке росы, обычно будет меняться в зависимости от состава сырьевого газа и рабочего давления). Вне зависимости от конкретных составов и давления обычно является предпочтительным, чтобы для сепарации поддерживалась низкая температура наверху колонны (что может потребовать внешнего охлаждения; не показано).

Поток двухфазной смеси 120 сепарируется в сепараторе 105 на поток пара 21, поток углеводородов 112 и поток кислой воды 115. Поток кислой воды 115 подается в десорбер кислой воды (не показан), и поток углеводородов 112 прокачивается насосом 106, в результате чего формируется поток флегмы 113. Абсорбер выдает поток обедненного С6+ парового продукта 21 и промежуточный поток 22, содержащий С6+ и серосодержащие примеси. Промежуточный поток 22 затем нагревается в теплообменнике 52 примерно до температуры от 180°Р (82°С) до 230°Р (110°С) с образованием потока 4, и его давление понижается до величины от около 350 рад (2,413 МПа) до 400 рад (3,103 МПа) посредством дросселя 54 в сепараторе 55 (через поток 6), в результате чего образуется поток пара 8 и поток жидкости 7. Поток жидкости 7 затем нагревается в нагревателе 56 и подается в стабилизатор конденсата 57, функционирующего

- 4 014746 при давлении от около 180 ρδί§ (1,241 МПа) до 220 рщд (1,517 МПа) (посредством потока 9 и дроссельного клапана 67).

В стабилизаторе конденсата Н₂8, С2, С3 и более легкие компоненты десорбируются боковым газодегидрационным котлом 58 (с использованием нижнего потока 10 в качестве источника тепла) и кубовым газодегидрационным котлом 59. Стабилизатор выдает отогнанный газ 11 и нижний поток 10, который затем подвергается теплообмену с подаваемым сырьем в теплообменнике 56 и 52, в результате чего формируется поток продукта конденсата газа 26 (через потоки 24 и 25). Поток отогнанного пара 11 сжимается компрессором 60 с образованием потока 12, который затем охлаждается в охлаждающем аппарате 61 с использованием охлаждающей среды 92 с образованием потока 13. Поток 13 затем смешивается с потоком мгновенного испарения 8 и сепарируется в сепараторе 62. Сепаратор 62 выдает пар 14, который затем сжимается в компрессоре 63 с образованием десорбирующего пара 15 при температуре около 250°Е (121°С), подаваемого в абсорбер 103. Поток жидкости сепаратора 17 прокачивается насосом 56 с образованием потока 18, который используется в качестве десорбированного масла для очистки в орошаемом абсорбере.

Следует отдельно учитывать, что теплосодержание выхода компрессора 15 повышает температуру нижней части абсорбера до температуры, которая преимущественно позволяет десорбировать С5 и более легкие компоненты из сырьевых потоков. Такой способ десорбирования исключает охлаждающий аппарат, сепаратор и прокачку для выхода компрессора (т.е. сепаратор 65, насос 66 и теплообменник 64 на фиг. 1).

Другой пример схемы согласно предмету изобретения изображен на фиг. 3, при этом в данном примере сырьевой газ охлаждается до температуры ниже его точки росы для более глубокого извлечения компонентов С6+. Здесь абсорбционная колонна 103 содержит верхнюю секцию очистки 150, в которую подается поток регенерированного гликоля 151 (обычно около 90% по массовой доле или более) в целях снижения содержания воды в сырьевом газе из нижней секции абсорбера. Вода абсорбируется потоком гликоля 151 с образованием потока обогащенного гликоля 152, который извлекается из секции очистки 150. Обогащенный раствор гликоля затем регенерируется в блоке регенерации гликоля (не показан) и рециклируется обратно в секцию очистки 150 в виде потока регенерированного гликоля 151. Секция очистки предпочтительно содержит тарелки или упаковку для взаимодействующих устройств (таких как колпачковая тарелка, клапанная тарелка, произвольная или структурированная упаковка), но также считаются подходящими и различные альтернативные схемы. Поток отогнанного газа 111 из гликолевой секции затем охлаждается до температуры ниже точки росы, обычно 40°Е (4°С) или ниже. При настолько низкой температуре удаляется более 99,99% компонентов С6+ и серосодержащих примесей. В отношении остальных элементов и условий функционирования используются те же принципы и цифровые обозначения, что и на фиг. 2.

Расчет эксплуатационных параметров установки, соответствующей фиг. 2 и 3, для примеров процессов сепарации конденсата резюмируется ниже в табл. 2. Суммарное содержание ВТЕХ (бензол, толуол и ксилолы) сырьевого газа 2 и жидкости 3 значительно снижается, от около 6000 до около 4 миллионных долей на единицу объема в потоке газового продукта 21, что соответствует более чем 99% извлечению С6+ углеводородов и серосодержащих примесей. Значительное снижение содержания ВТЕХкомпонентов в газовом продукте практически устраняет проблемы вспенивания в нижестоящих устройствах переработки, при этом удовлетворяя самым строгим нормативам выброса серы.

- 5 014746

Таблица 2

Номер потока	2	3	21	22	26
Молярные доли
Н2О	0,003800	0,003166	0,001360	0,002894	0,000000
Азот	0,000603	0,000096	0,000536	0,000046	0,000000
СО2	0,076198	0,045125	0,075068	0,037249	0,000000
Н23	0,248467	0,295190	0,277624	0,287783	0,000011
Метан	0,538301	0,169605	0,497169	0,115035	0,000000
Этан	0,069033	0,057885	0,071796	0,053801	0,000000
Пропан	0,029636	0,050910	0,036595	0,054139	0,000084
ί-бутан	0,006714	0,019647	0,009985	0,022826	0,001492
п-бутан	0,011870	0,042392	0,018881	0,051407	0,009338
ί-пентан	0,003805	0,022629	0,005508	0,033359	0,038665
п-пентан	0,004111	0,028713	0,005062	0,045789	0,066720
п-гексан	0,003329	0,044807	0,000200	0, 060566	0, 171689
п-гептан	0,003140	0,191248	0,000017	0,202883	0, 616428
СОЗ	0,000085	0,000157	0,000107	0,000166	0,000000
М-меркаптан	0,000031	0,000121	0,000053	0,000137	0,000012
Е-меркаптан	0,000018	0,000125	0,000032	0,000164	0,000155
т-ксилол	0,000068	0,004582	0,000000	0,004823	0,014691
бензол	0,000189	0,003148	0,000004	0,004065	0,011674
Е-бензол	0,000015	0,000910	0,000000	0,000965	0,002938
толуол	0,000585	0,019543	0,000000	0,021903	0,066100
Кгмоль/ч	19,879.2	5,155.5	23,291.4	5,212.5	1,700.0

Следует отдельно принять во внимание, что предполагаемые схемы в сравнении с ранее известными схемами и способами предоставляют наиболее эффективный способ сепарации и извлечения С6+ компонентов из сырья, в частности для газа высокого давления с величиной 800 ρδίβ (5,516 МПа) или выше. Известные в настоящее время способы сепарации обычно требуют снижения давления сырья до 600 ρδίβ (4,137 МПа) или ниже (с целью повышения относительной испаряемости между компонентами С5 и С6 для проведения сепарации), что является энергетически неэффективным и требует повторного сжатия газа для функционирования устройств обработки.

В отличие от этого следует принять во внимание, что в предполагаемых схемах будет использоваться орошаемый абсорбер, в который подается десорбированное масло и который использует отогнанный газ, рециклированный из стабилизатора конденсата. Кроме того, значительное уменьшение работ по нагреву и охлаждению может быть осуществлено путем использования отходящего тепла с выхода компрессора, которое обычно выбрасывается в окружающую среду, в результате чего может быть сокращено использование источника тепла (например, потока) и устраняется потребность в воздушных охлаждающих аппаратах. Кроме того, следует отметить, что посредством оперативного соединения орошаемого абсорбера со стабилизатором конденсата суммарное извлечение конденсата газа значительно увеличивается (более 99% извлечения С6+), при этом производится чистый газовый продукт, практически не содержащий С6+ углеводороды и серосодержащие примеси. Также следует учитывать, что предполагаемые схемы могут применяться для производства сырьевого газа, который может эффективно обрабатываться в нисходящих устройствах удаления кислого газа, блоках выделения природного газоконденсата и серных установках, в установках по очистке и сепарации жидкого природного газа. Кроме того, следует отметить, что в результате процессов сепарации производятся конденсатные продукты, являющиеся обедненными по нежелательным более легким компонентам, например, Н₂8, углекислому газу, метану и/или азоту. Хотя предполагаемые схемы могут улучшить извлечение конденсата в исходной реализации газовой установки, они также могут применяться для ликвидации узких мест в существующих блоках (например, путем улучшения извлечения конденсата С6+ и/или устранения проблем вспенивания в блоках обработки). Остальные аспекты, схемы и перспективы изложены в находящейся в процессе одновременного рассмотрения заявке на международный патент (серийный номер РСТ/И8 05/22298), поданной 22 июня 2005 г., которая включена в данный документ посредством ссылки.

- 6 014746

Таким образом, были описаны конкретные варианты осуществления и применения выделения природного газоконденсата. Однако квалифицированным специалистам в данной области техники должно быть очевидно, что также возможно множество других модификаций, помимо уже описанных, без отклонения от концепций изобретения, описанного в данном документе. Следовательно, объект изобретения не должен быть ограниченным ничем кроме сущности прилагаемой формулы изобретения. Кроме того, при интерпретации спецификации и формулы изобретения все термины должны интерпретировать в наиболее широком смысле в соответствии с контекстом. В частности, термины содержит и содержащий должны интерпретироваться как относящиеся к элементам, компонентам или шагам в неисключительной форме и указывающие на то, что данные элементы, компоненты или шаги могут присутствовать, или применяться, или объединяться с другими элементами, компонентами или шагами, не упомянутыми явно. Кроме того, в случае, когда определение или применение термина в документе, включенном в данный документ посредством ссылки, является несовместимым с определением термина, приведенным в данном документе, то следует применять определение термина, приведенное в данном документе, и не применять определение термина, приведенное в ссылке.

Claims

ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ

1. Способ сепарации конденсата из углеводородной смеси, при котором углеводородная смесь содержит по меньшей мере 0,5% по молярной доле С6+ углеводородов, включающий подачу парообразной фракции и жидкой фракции углеводородного сырья высокого давления в орошаемый абсорбер и охлаждение верхней части абсорбера в целях поддержания температуры абсорбера вблизи точки росы смеси;

в котором абсорбер выдает обогащенный С6+ остаточный продукт, дополнительно включающий шаг сепарации обогащенного остаточного продукта в первом сепараторе на жидкую фракцию и парообразную фракцию;

подачу жидкой фракции обогащенного остаточного продукта в стабилизатор конденсата и подачу парообразной фракции обогащенного остаточного продукта во второй сепаратор;

подачу газов, отогнанных из стабилизатора, во второй сепаратор и их разделение на газовую фракцию и жидкую фракцию;

подачу десорбирующей среды в абсорбер, при этом десорбирующая среда, по меньшей мере, частично сформирована из парообразной фракции газов, отходящих из стабилизатора; и подачу очищающей среды в абсорбер, при этом очищающая среда, по меньшей мере, частично сформирована из жидкой фракции газов, отходящих из стабилизатора.
2. Способ по п.1, в котором подачу парообразной фракции и жидкой фракции углеводородного сырья высокого давления в орошаемый абсорбер и охлаждение верхней части абсорбера в целях поддержания температуры абсорбера осуществляют ниже точки росы смеси.
3. Способ по п.1, в котором подачу парообразной фракции и жидкой фракции углеводородного сырья высокого давления в орошаемый абсорбер и охлаждение верхней части абсорбера в целях поддержания температуры абсорбера осуществляют при температуре, превышающей точку росы газа.
4. Способ по п.1, в котором десорбирующая среда дополнительно содержит парообразную фракцию остаточного продукта абсорбера.
5. Способ по п.1, в котором очищающая среда дополнительно содержит парообразную фракцию остаточного продукта абсорбера.
6. Способ по п.1, в котором десорбирующая среда сжимается компрессором до подачи в абсорбер.
7. Способ по п.1, дополнительно включающий шаг комплектования абсорбера секцией дегидратации и поддержания температуры наверху колонны абсорбера ниже точки росы сырья.
8. Способ по п.1, в котором флегма предоставляется посредством конденсации продукта отгонки абсорбера.
9. Способ по п.1, в котором углеводородное сырье высокого давления имеет давление между 800 и 1200 ρ₈ΐ§ (5,516 и 8,274 МПа).
10. Газоперерабатывающая установка, включающая орошаемый абсорбер, выполненный с возможностью получения сырьевого газа, содержащего С6+, при давлении, большем либо равном 600 рад (4,137 МПа), и имеющий первый выход для обогащенного С6+ остаточного продукта и второй выход для обедненного С6+ головного продукта;

первый сепаратор, имеющий жидкостное соединение с первым выходом орошаемого абсорбера, а также первый выход для жидкой фракции обогащенного С6+ остаточного продукта и второй выход парообразной фракции обогащенного С6+ остаточного продукта;

стабилизатор конденсата, имеющий жидкостное соединение с первым выходом первого сепаратора, а также первый выход для жидкой фракции обогащенного С6+ остаточного продукта и второй выход для парообразной фракции;

второй сепаратор, имеющий жидкостное соединение со вторым выходом стабилизатора, а также первый выход для парообразной фракции газов и второй выход для жидкой фракции газов; при этом

- 7 014746 абсорбер дополнительно имеет вход для парообразной фракции газов, связанный с первым выходом второго сепаратора, используемой в качестве десорбирующей среды, а также вход для жидкой фракции газов из второго выхода второго сепаратора, используемой в качестве очищающей среды.
11. Установка по п.10, дополнительно содержащая первый компрессор, имеющий жидкостное соединение с вторым выходом второго сепаратора.
12. Установка по п.10, дополнительно содержащая трубопровод, имеющий жидкостное соединение с первым и вторым сепараторами с целью подачи парообразной фракции обогащенного С6+ остаточного продукта из первого сепаратора во второй сепаратор.
13. Установка по п.10, дополнительно содержащая устройство снижения давления, установленное между абсорбером и первым сепаратором.
14. Установка по п.10, дополнительно содержащая охлаждающий аппарат и сепаратор, имеющий жидкостное соединение с абсорбером для получения и охлаждения обедненного С6+ головного продукта с формированием потока флегмы для абсорбера.
15. Установка по п.14, в которой охлаждающий аппарат настроен на охлаждение обедненного С6+ головного продукта до температуры, близкой к точке росы.
16. Установка по п.10, дополнительно содержащая второй компрессор, имеющий жидкостное соединение со стабилизатором для сжатия парообразной фракции продукта отгонки до ее подачи во второй сепаратор.
17. Установка по п.10, в которой абсорбер дополнительно содержит блок абсорбционной осушки гликолем.
18. Установка по п.10, в которой орошаемый абсорбер, выполненный с возможностью функционирования при давлении от около 1000 р81§ (6,895 МПа) до 1200 рыд (8,274 МПа).
19. Установка по п.10, в которой орошаемый абсорбер имеет независимые выходы для парообразной фракции сырьевого газа и жидкой фракции сырьевого газа.