EA018675B1 - Переработка газообразных углеводородов - Google Patents

Переработка газообразных углеводородов Download PDF

Info

Publication number
EA018675B1
EA018675B1 EA201070487A EA201070487A EA018675B1 EA 018675 B1 EA018675 B1 EA 018675B1 EA 201070487 A EA201070487 A EA 201070487A EA 201070487 A EA201070487 A EA 201070487A EA 018675 B1 EA018675 B1 EA 018675B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
stream
distillation
column
components
combined
Prior art date
Application number
EA201070487A
Other languages
English (en)
Other versions
EA201070487A1 (ru
Inventor
Джон Д. Уилкинсон
Джо Т. Линч
Хэнк М. Хадсон
Кайл Т. Кьюллар
Тони Л. Мартинес
Original Assignee
Ортлофф Инджинирс, Лтд.
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 Ортлофф Инджинирс, Лтд. filed Critical Ортлофф Инджинирс, Лтд.
Publication of EA201070487A1 publication Critical patent/EA201070487A1/ru
Publication of EA018675B1 publication Critical patent/EA018675B1/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
    • 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
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator 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
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.

Abstract

Описывается способ извлечения этана, этилена, пропана, пропилена и более тяжелых углеводородных компонентов из потока газообразных углеводородов. Поток охлаждают и разделяют на первый и второй потоки. Первый поток дополнительно охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до давления ректификационной колонны и подают в ректификационную колонну в первом положении ввода в средней части колонны. Второй поток расширяют до давления колонны, а затем подают в колонну во втором положении ввода в средней части колонны. Паровой поток дистилляции извлекают из колонны выше точки ввода второго потока, а затем направляют в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком из верхней части колонны для охлаждения парового потока дистилляции и конденсации по меньшей мере его части с образованием конденсированного потока.

Description

Предпосылки создания изобретения
Настоящее изобретение относится к способу и устройству для разделения газа, содержащего углеводороды.
Этилен, этан, пропилен, пропан и/или более тяжелые углеводороды могут извлекаться из различных газов, таких как природный газ, нефтезаводской газ и потоки синтетического газа, полученного из других углеводородных материалов, таких как уголь, сырая нефть, нафта, нефтяные сланцы, битуминозные пески и лигнит. Природный газ обычно имеет большую долю метана и этана, т.е. метан и этан вместе составляют по меньшей мере 50 мол.% газа. Газ также содержит относительно меньшие количества более тяжелых углеводородов, таких как пропан, бутан, пентан и т.п., а также водород, азот, диоксид углерода и другие газы.
Настоящее изобретение в целом относится к извлечению этилена, этана, пропилена, пропана и более тяжелых углеводородов из таких газовых потоков. Типичный анализ газового потока, который должен перерабатываться в соответствии с настоящим изобретением, должен давать в приблизительных мол.% 80,8% метана, 9,4% этана и других С2 компонентов, 4,7% пропана и других С3 компонентов, 1,2% изобутана, 2,1% нормального бутана и 1,1% пентана плюс, при этом остаток состоит из азота и диоксида углерода. Также иногда присутствуют газы, содержащие серу.
Исторически циклические колебания цен как на природный газ, так и на жидкие компоненты этого природного газа (ΝΟΕ - газоконденсатные жидкости) временами уменьшают добавочную стоимость этана, этилена, пропана, пропилена и более тяжелых компонентов как жидких продуктов. Это приводит к возникновению потребности в способах, которые могут обеспечить более эффективное извлечение этих продуктов, в способах, которые могут обеспечить эффективное извлечение при более низких капитальных затратах, и в способах, которые могут легко адаптироваться или перестраиваться для изменения извлечения конкретного компонента в широких пределах. Доступные способы разделения таких материалов включают способы, основывающиеся на охлаждении и сжижении газа, на поглощении нефти и поглощении сжиженной нефти. В дополнение к этому стали популярными криогенные способы, благодаря доступности экономичного оборудования, которое производит энергию в то же время, одновременно расширяя газ и извлекая из перерабатываемого газа тепло. В зависимости от давления источника газа, обогащенности (содержания этана, этилена и более тяжелых углеводородов) газа и желаемых конечных продуктов может использоваться каждый из этих способов или их сочетание.
Способ криогенного расширения является сейчас в целом предпочтительным для извлечения жидких продуктов из природного газа, поскольку он обеспечивает максимальную простоту вместе с легкостью запуска процесса, гибкость работы, хорошую эффективность, безопасность и хорошую надежность. Патенты США № 3292380; 4061481; 4140504; 4157904; 4171964; 4185978; 4251249; 4278457; 4519824; 4617039; 4687499; 4689063; 4690702; 4,854,955; 4869740; 4889545; 5275005; 5555748; 5566554; 5568737; 5771712; 5799507; 5881569; 5890378; 5983664; 6182469; 6578379; 6712880; 6915662; 7191617; 7219513; переизданный патент США № 33408 и параллельно рассматриваемые предварительные заявки на патенты США № 11/430412; 11/839693 и 11/971491 описывают родственные способы (хотя описание настоящего изобретения в некоторых случаях основывается на условиях переработки иных, чем те, которые описываются в цитируемых патентах США).
В типичном способе извлечения с криогенным расширением исходный поток газа под давлением охлаждается посредством теплообмена с другими потоками способа и/или с внешними источниками ожижения, такими как система сжатия-сжижения пропана. Когда газ охлаждается, жидкости могут конденсироваться и собираться в одном или нескольких сепараторах, как жидкости высокого давления, содержащие некоторые из желаемых С2+ компонентов. В зависимости от обогащенности газа и количества образующихся жидкостей, жидкости высокого давления могут расширяться до более низкого давления и фракционироваться. Испарение, происходящее во время расширения жидкостей, приводит к дополнительному охлаждению потока. При некоторых условиях предварительное охлаждение жидкостей высокого давления перед расширением может быть желательным для дополнительного понижения температуры, возникающего в результате расширения. Расширенный поток, содержащий смесь жидкости и пара, фракционируется в дистилляционной колонне (деметанизаторе или деэтанизаторе). В колонне охлажденный при расширении поток (потоки) дистиллируется (дистиллируются) для разделения остаточного метана, азота и других летучих газов в виде паров из верхней части колонны и желаемых С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов в виде жидкого продукта из нижней части колонны, или для отделения остаточного метана, С2 компонентов, азота и других летучих газов в виде паров из верхней части колонны от желаемых С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов в виде жидкого продукта из нижней части колонны.
Если исходный газ не является полностью конденсированным (а, как правило, он не является), пары, остающиеся от частичной конденсации, могут разделяться на два потока. Одна часть пара проходит через расширительную машину или детандер, или через расширительный клапан, до получения более низкого давления, при котором дополнительные жидкости конденсируются в результате дополнительного охлаждения потока. Давление после расширения в основном такое же, как давление, при котором работает дистилляционная колонна. Объединенные фазы пары-жидкость, получаемые при расширении,
- 1 018675 подают как исходные материалы в колонну.
Остальную часть паров охлаждают, по существу, до конденсации посредством теплообмена с другими потоками способа, например с холодным потоком из верхней части ректификационной колонны. Некоторая часть жидкости высокого давления или вся она может объединяться с этой частью паров перед охлаждением. Затем полученный охлажденный поток расширяется через соответствующее расширительное устройство, такое как расширительный клапан, до давления, при котором работает деметанизатор. Во время расширения часть жидкости будет испаряться, приводя к охлаждению потока в целом. Мгновенно расширенный поток затем подается в виде исходных материалов в верхнюю часть деметанизатора. Как правило, часть паров из мгновенно расширенного потока и пары из верхней части деметанизатора объединяют в верхней секции сепаратора в ректификационной колонне в качестве остаточного продукта газообразного метана. Альтернативно, охлажденный и расширенный поток может подаваться в сепаратор для получения потоков паров и жидкости. Пары объединяют с продуктом из верхней части ректификационной колонны и жидкость подается в колонну в виде исходных материалов для верхней части колонны.
При идеальной работе такого способа разделения остаточный газ, покидающий способ, будет содержать, по существу, весь метан в исходном газе, в основном без более тяжелых углеводородных компонентов, и фракция из нижней части колонны, покидающая деметанизатор, будет содержать, по существу, все более тяжелые углеводородные компоненты в основном без метана или более летучих компонентов. На практике, однако, такой идеальной ситуации не получается, поскольку обычный деметанизатор работает в основном как разделительная колонна. Метановый продукт способа, по этой причине, как правило, содержит пары, покидающие верхнюю ступень фракционирования колонны, вместе с парами, не подвергающимися действию какой-либо стадии ректификации. Происходят существенные потери С2, С3 и С4+ компонентов из-за того, что жидкие исходные материалы для верхней части колонны содержат значительные количества этих компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, что приводит к образованию соответствующих равновесных количеств С2 компонентов, С3 компонентов, С4 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов в парах, покидающих верхнюю ступень фракционирования деметанизатора. Потери этих желательных компонентов могли бы значительно понизиться, если бы восходящие пары могли приводиться в контакт со значительным количеством жидкости (флегмы), способной поглощать из паров С2 компоненты, С3 компоненты, С4 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты.
В последние годы предпочтительные способы разделения углеводородов используют верхнюю секцию абсорбера для получения дополнительной ректификации восходящих паров. Источник потока флегмы для верхней секции ректификации, как правило, представляет собой рециклированный поток остаточного газа, подаваемого под давлением. Рециклируемый поток остаточного газа обычно охлаждается, по существу, до конденсации посредством теплообмена с другими потоками способа, например с потоком из верхней части холодной ректификационной колонны. Получаемый, по существу, конденсированный поток затем расширяется с помощью соответствующего расширительного устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором работает деметанизатор. Во время расширения часть жидкости обычно будет испаряться, приводя к охлаждению потока в целом. Мгновенно расширенный поток затем подается в виде исходных материалов в верхнюю часть деметанизатора. Как правило, часть паров расширенного потока и пары из верхней части деметанизатора объединяют в верхней разделительной секции в ректификационной колонне как газообразный продукт остаточного метана. Альтернативно, охлажденный и расширенный поток может подаваться в сепаратор с получением потоков паров и жидкости, так что после этого пары объединяются с продуктом из верхней части ректификационной колонны, а жидкость подается в колонну в виде исходных материалов для верхней части колонны. Типичные схемы способа этого типа описаны в патентах США № 4889545; 5568737 и 5881569, и в публикации Мо\\тсу. Е. Кокк, ΕΓΓίοίοηΙ. Ηίμΐι Кееоуету оЕ Ыцшбк Егот Ν;·ιΙιιπι1 Сак υΐίΐίζίη^ а Ηίμΐι Ртекките АЬкогЬег, Ртосеебтдк оЕ 1йе Ещ1иу-Ейк1 Аппиа1 Сопуепйоп оЕ 1йе Сак Ргосеккогк ΑκκοοίαΙίοη, ЭаНак, Техак, Матей 1113, 2002. К сожалению, эти способы требуют использования компрессора для создания движущей силы для рециклирования потока флегмы в деметанизатор, увеличивая как капитальные затраты, так и стоимость работы оборудования, использующего эти способы.
Настоящее изобретение также использует верхнюю секцию ректификации (или отдельную ректификационную колонну, если размер установки или другие факторы способствуют использованию отдельных ректификационных и разделительных колонн). Однако поток флегмы для этой секции ректификации создают посредством использования боковой откачки паров, восходящих в нижней части колонны. Из-за относительно высокой концентрации С2 компонентов в парах в нижней части колонны значительное количество жидкости может конденсироваться в этом боковом откачиваемом потоке без повышения его давления, часто используя только ожижение, доступное в холодных парах, покидающих верхнюю секцию ректификации. Эта конденсированная жидкость, которая преимущественно представляет собой жидкий метан, может затем использоваться для поглощения С2 компонентов, С3 компонентов, С4 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов из паров, восходящих через верхнюю секцию ректификации и тем самым для захвата этих ценных компонентов в жидком продукте из нижней
- 2 018675 части деметанизатора.
Ранее, такая особенность боковой откачки использовалась в системах извлечения С3+, как иллюстрируется в патенте США № 5799507 авторов, а также в системах извлечения С2+, как иллюстрируется в патенте США № 7191617 авторов. Неожиданно, заявители обнаружили, что изменение положения извлечения для особенности боковой откачки изобретения авторов патент США № 7191617 улучшает извлечение С2+ и эффективность системы без увеличения капитальных затрат или стоимости работы.
В соответствии с настоящим изобретением обнаружено, что извлечение С2 выше 87% и извлечение С3 и С4+ выше 99% может быть получено без необходимости в сжатии потока флегмы для деметанизатора. Настоящее изобретение предусматривает дополнительное преимущество, являясь способным поддерживать более чем 99%-ное извлечение С3 и С4+ компонентов, когда извлечение С2 компонентов перестраивается от высоких до низких значений. В дополнение к этому настоящее изобретение делает возможным в основном 100%-ное разделение метана и более легких компонентов и С2 компонентов и более тяжелых компонентов при таком же потреблении энергии по сравнению с известным уровнем техники, в то же время повышая уровни извлечения. Настоящее изобретение, хотя является применимым при более низких давлениях и более высоких температурах, является особенно преимущественным при переработке исходных газов в пределах от 400 до 1500 фунт/кв.дюйм абс. [2,758-10,342 кПа(абс.)] или выше при условиях, требующих температур верхней части колонны извлечения ЫСЬ -50°Р [-46°С] или ниже.
Для лучшего понимания настоящего изобретения упоминаются следующие примеры и чертежи, на которых показано следующее:
фиг. 1 представляет собой блок-схему установки для переработки природного газа известного уровня техники в соответствии с патентом США № 4278457;
фиг. 2 представляет собой блок-схему установки для переработки природного газа известного уровня техники в соответствии с патентом США № 7191617;
фиг. 3 представляет собой блок-схему установки для переработки природного газа в соответствии с настоящим изобретением;
фиг. 4-8 представляют собой блок-схемы, иллюстрирующие альтернативные средства применения настоящего изобретения к потоку природного газа.
В следующем далее объяснении указанных выше фигур приводятся таблицы, где указаны вместе скорости потоков, вычисленные для репрезентативных условий способов. В таблицах, приведенных в настоящем документе, значения скоростей потоков (в молях в час (мол./ч)) округляются до ближайшего целого числа для удобства. Общие скорости потоков, показанные в таблицах, включают все неуглеводородные компоненты и, следовательно, как правило, они больше чем сумма скоростей потоков для углеводородных компонентов. Указанные температуры представляют собой примерные значения, округленные до ближайшего градуса. Необходимо также отметить, что вычисления относительно конструкции способа, осуществляемые для целей сравнения способов, изображенных на фигурах, основываются на предположении об отсутствии утечек тепла из окружения (или в него) в способ (или из него). Качество коммерчески доступных изолирующих материалов делает это предположение очень разумным и таким, которое обычно делается специалистами в данной области техники.
Для удобства параметры способ сообщаются как в традиционных Британских единицах, так и в Международной системе единиц (СИ). Молярные скорости потоков, приведенные в таблицах, могут интерпретироваться либо как фунт-моли в час, либо как килограмм-моли в час. Потребление энергии, приводимое как лошадиная сила (л.с.) и/или тысяча Британских тепловых единиц в час (кбте/ч) соответствуют сформулированным молярным скоростям потоков в фунт-молях в час. Потребление энергии, выражаемое как киловатты (кВт), соответствуют сформулированным молярным скоростям потоков в килограмм-молях в час.
Описание предшествующего уровня техники
Фиг. 1 представляет собой блок-схему способа, показывающую конструкцию перерабатывающей установки для извлечения С2+ компонентов из природного газа с использованием известного уровня техники в соответствии с патентом США № 4278457. При этом моделировании способа входной газ поступает в установку при 85°Р [29°С] и 970 фунт/кв.дюйм абс. [6,688 кПа(абс.)] как поток 31. Если входной газ содержит некоторую концентрацию соединений серы, которые делают потоки продуктов не соответствующими спецификациям, соединения серы удаляют с помощью соответствующей предварительной обработки исходного газа (не иллюстрируется). В дополнение к этому поток исходных материалов обычно дегидратируют для предотвращения формирования гидрата (льда) при криогенных условиях. Как правило, для этой цели используют твердый влагопоглотитель.
Поток исходных материалов 31 охлаждают в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -6°Р [-21°С] (поток 38Ь), с жидкостями из ребойлеров в нижней части деметанизатора при 30°Р [-1°С] (поток 40) и с пропановым хладагентом. Отметим, что во всех случаях обменник 10 представляет собой либо множество индивидуальных теплообменников, либо отдельный многопроходный теплообменник, либо любое их сочетание (решение о том, использовать ли несколько теплообменников для указанных задач охлаждения будет зависеть от ряда факторов, включая, но не ограни
- 3 018675 чиваясь этим, скорость потока входного газа, размер теплообменника, температуры потоков и т.п.). Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при 0°Р [-18°С] и 955 фунт/кв.дюйм абс. [6,584 кПа(абс)], где пары (поток 32) отделяются от конденсированной жидкости (поток 33). Жидкость из сепаратора (поток 33) расширяется до рабочего давления (приблизительно 445 фунт/кв.дюйм абс. [3,068 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 20 с помощью расширительного клапана 12, охлаждая поток 33а до - 27°Р [-33°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 32) из сепаратора 11 дополнительно охлаждаются в теплообменнике 13 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -34°Р [-37°С] (поток 38а) и жидкостями из верхних боковых ребойлеров деметанизатора при -38°Р [-39°С] (поток 39). Охлажденный поток 32а поступает в сепаратор 14 при -27°Р [-33°С] и 950 фунт/кв.дюйм абс. [6,550 кПа(абс.)], где пары (поток 34) отделяются от конденсированной жидкости (поток 37). Жидкость из сепаратора (поток 37) расширяется до рабочего давления колонны с помощью расширительного клапана 19, охлаждая поток 37а до -61°Р [-52°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 во второй точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 34) из сепаратора 14 разделяются на два потока, 35 и 36. Поток 35, содержащий примерно 38% от паров в целом, проходит через теплообменник 15 в состоянии взаимного теплообмена с холодным остаточным газом при -124°Р [-87°С] (поток 38), где он охлаждается, по существу, до конденсации. Полученный, по существу, конденсированный поток 35а при -119°Р [-84°С] затем мгновенно расширяется через расширительный клапан 16 до рабочего давления ректификационной колонны 20. Во время расширения часть потока испаряется, что приводит к охлаждению потока в целом. В способе, иллюстрируемом на фиг. 1, расширенный поток 35Ь, покидающий расширительный клапан 16, достигает температуры -130°Р [-90°С] и подается в сепараторную секцию 20а в верхней области ректификационной колонны 20. Жидкости, разделенные в ней, становятся исходными материалами для верхней части секции деметанизатора 20Ь.
Оставшиеся 62% паров из сепаратора 14 (поток 36) поступают в расширительную машину 17, в котором извлекается механическая энергия из этой части исходных материалов высокого давления. Расширительная машина 17 расширяет пары, по существу, изоэнтропически до рабочего давления колонны, при этом рабочий цикл расширения охлаждает расширенный поток 36а до температуры приблизительно -83°Р [-64°С]. Типичные коммерчески доступные детандеры способны извлекать порядка 80-85% работы теоретически доступной при идеальном изоэнтропическом расширении. Извлекаемая работа часто используется для приведения в действие центробежного компрессора (такого как обозначен номером 18), который может использоваться, например, для повторного сжатия остаточного газа (поток 38с). Частично конденсированный расширенный поток 36а затем подается как исходные материалы в ректификационную колонну 20 в точке ввода в верхней половине колонны.
Деметанизатор в колонне 20 представляет собой обычную дистилляционную колонну, содержащую множество тарелок, отделенных друг от друга некоторым расстоянием по вертикали, один или несколько слоев насадки или некоторое сочетание тарелок и насадки. Как часто бывает в установках для переработки природного газа, ректификационная колонна может состоять из двух секций. Верхняя секция 20а представляет собой сепаратор, где частично испаренные исходные материалы для верхней части разделяются на их соответствующие паровую и жидкую части и где пары, восходящие от нижней секции дистилляции или деметанизации 20Ь, объединяются с частью паров из исходных материалов для верхней части с образованием холодных паров в верхней части деметанизатора (поток 38), которые покидают верхнюю часть колонны при -124°Р [-87°С]. Нижняя секция, секция деметанизации 20Ь, содержит тарелки и/или насадку и обеспечивает необходимый контакт между жидкостями, падающими вниз, и парами, восходящими вверх. Секция деметанизации 20Ь также содержит ребойлеры (такие как ребойлер 21 и боковые ребойлеры, описанные ранее), которые нагревают и испаряют часть жидкостей, протекающих вниз по колонне, чтобы обеспечить пары для разделения, которые протекают вверх по колонне, для отделения жидкого продукта, потока 41, от метана и более легких компонентов.
Поток жидких продуктов 41 покидает нижнюю часть колонны при 113°Р [45°С], основываясь на типичной спецификации для отношения метана и этана 0,025:1, как молярного отношения в продукте из нижней части колонны. Остаточный газ (поток паров из верхней части деметанизатора 38) проходит противоточно к поступающему исходному газу в теплообменник 15, где он нагревается до -34°Р [-37°С] (поток 38а), в теплообменник 13, где он нагревается до -6°Р [-21°С] (поток 38Ь), и в теплообменник 10, где он нагревается до 80°Р [27°С] (поток 38с). Затем остаточный газ повторно сжимается в двух ступенях. Первая ступень представляет собой компрессор 18, приводимый в действие расширительной машиной 17. Вторая ступень представляет собой компрессор 25, приводимый в действие с помощью вспомогательного источника энергии, который сжимает остаточный газ (поток 386) до давления коммерческого трубопровода. После охлаждения до 120°Р [49°С] в выходном охладителе 26, остаточный газовый продукт (поток 381) протекает в коммерческий газовый трубопровод при 1015 фунт/кв.дюйм абс. [6,998 кПа(абс.)], что достаточно для удовлетворения требований трубопровода (обычно, к порядку величины входного давления).
- 4 018675
Сводка скоростей потоков и потребления энергии для способа, иллюстрируемого на фиг. 1, приводится в табл. I.
Таблица I
Сводка скоростей потока - фунт-моль/ч [кг-моль/ч]
Поток Метан Этан
31 53,228 6,192
32 49,244 4,670
33 3,984 1,522
34 47,675 4,148
37 1,569 522
35 18,117 1,576
36 29,558 2,572
38 53,098 978
41 130 5,214
Пропан Бутан-) В целом
3,070 2,912 65,876
1,650 815 56,795
1,420 2,097 9,081
1,246 445 53,908
404 370 2,887
473 169 20,485
773 276 33,423
44 4 54,460
3,026 2,908 11,416
Извлечение*
Этан
84,20%
Пропан
98,58%
Бутан+
Энергия
Сжатие
99,88% остаточного газа
23,635 л.с.
[38,855 кВт]
Сжатие хладагента
Сжатие в целом
7,535 л.с. [12,388 кВт]
31,170 л.с. [51,243 кВт] * На основе неокругленных скоростей потоков
Фиг. 2 представляет альтернативный способ известного уровня техники в соответствии с патентом США № 7191617. Данный способ применяют при такой же композиции исходного газа и при условиях, как описано выше для фиг. 1. При моделировании этого способа, как и при моделировании способа на фиг. 1, рабочие условия выбираются для сведения к минимуму потребления энергии для данного уровня извлечения.
При моделировании способа на фиг. 2 входной газ поступает в установку как поток 31 и охлаждается в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -5°Т [-20°С] (поток 45Ь), с жидкостями из боковых ребойлеров в нижней части деметанизатора при 33°Т [0°С] (поток 40) и с пропановым хладагентом. Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при 0°Т [-18°С] и 955 фунт/кв.дюйм абс. [6,584 кПа(абс)], где пары (поток 32) отделяются от конденсированной жидкости (поток 33). Жидкость из сепаратора (поток 33) расширяется до рабочего давления (приблизительно 450 фунт/кв.дюйм абс. [3,103 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 20 с помощью расширительного клапана 12, охлаждая поток 33а до -27°Т [-33°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 32) из сепаратора 11 дополнительно охлаждаются в теплообменнике 13 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -36°Т [-38°С] (поток 45а) и с жидкостями из боковых ребойлеров в верхней части деметанизатора при -38°Т [-39°С] (поток 39). Охлажденный поток 32а поступает в сепаратор 14 при -29°Т [-34°С] и 950 фунт/кв.дюйм абс. [6,550 кПа(абс.)], где пары (поток 34) отделяются от конденсированной жидкости (поток 37). Жидкость из сепаратора (поток 37) расширяется до рабочего давления колонны с помощью расширительного клапана 19, охлаждая поток 37а до -64°Т [-53°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 во второй точке ввода в нижней по ловине колонны.
Пары (поток 34) из сепаратора 14 разделяются на два потока 35 и 36. Поток 35, содержащий примерно 37% от паров в целом, проходит через теплообменник 15 в состоянии взаимного теплообмена с холодным остаточным газом при -120°Т [-84°С] (поток 45), где он охлаждается, по существу, до конденсации. Полученный, по существу, конденсированный поток 35а при -115°Р [-82°С] затем мгновенно расширяется через расширительный клапан 16 до рабочего давления ректификационной колонны 20. Во время расширения часть потока испаряется, приводя к охлаждению потока 35Ь до -129°Р [-89°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в верхней половине колонны.
- 5 018675
Оставшиеся 63% паров из сепаратора 14 (поток 36) поступают в расширительную машину 17, в которой извлекается механическая энергия из этой части исходных материалов высокого давления. Расширительная машина 17, по существу, изоэнтропически расширяет пары до рабочего давления колонны, при этом рабочий цикл расширения охлаждает расширенный поток 36а до температуры приблизительно -84°Р [-65°С]. Частично конденсированный расширенный поток 36а после этого подается как исходные материалы в ректификационную колонну 20 в третьей точке ввода в нижней половине колонны.
Деметанизатор в колонне 20 состоит из двух следующих секций. Верхняя поглощающая (ректификационная) секция 20а содержит тарелки и/или насадку для обеспечения необходимого контакта между частью паров расширенных потоков 35Ь и 36а, восходящими вверх, и холодной жидкостью, падающей вниз, для конденсации и поглощения этана, пропана и более тяжелых компонентов из паров, восходящих вверх. Нижняя разделительная секция 20Ь содержит тарелки и/или насадку для обеспечения необходимого контакта между жидкостями, падающими вниз, и парами, восходящими вверх. Секция деметанизации 20Ь также содержит ребойлеры (такие как ребойлер 21 и боковые ребойлеры, описанные ранее), которые нагревают и испаряют часть жидкостей, протекающих вниз по колонне, для обеспечения паров для разделения, которые протекают вверх по колонне, для выделения из жидкого продукта, потока 41, метана и более легких компонентов. Поток 36а поступает в деметанизатор 20 в промежуточном положении ввода, расположенном в нижней части поглощающей секции 20а деметанизатора 20. Часть расширенного потока жидкости смешивается с жидкостями, падающими вниз из поглощающей секции 20а, и объединенная жидкость продолжает движение вниз в разделительную секцию 20Ь деметанизатора 20Ь. Часть паров расширенного потока восходит вверх через поглощающую секцию 20а и вступает в контакт с холодной жидкостью, падающей вниз, для конденсирования и поглощения этана, пропана и более тяжелых компонентов.
Часть пара от дистилляции (поток 42) извлекается из верхней части разделительной секции 20Ь. Затем этот поток охлаждают от -91°Р [-68°С] до -122°Р [-86°С] и частично конденсируют (поток 42а) в теплообменнике 22 посредством теплообмена с холодным потоком из верхней части деметанизатора 38, покидающим верхнюю часть деметанизатора 20 при -127°Р [-88°С]. Холодный поток из верхней части деметанизатора слегка нагревается до -120°Р [-84°С] (поток 38а), когда он охлаждает и конденсирует по меньшей мере часть потока 42.
Рабочее давление в сепараторе флегмы 23 (447 фунт/кв.дюйм абс. [3,079 кПа(абс)]) поддерживается чуть ниже рабочего давления деметанизатора 20. Это обеспечивает движущую силу, которая заставляет паровой поток от дистилляции 42 протекать через теплообменник 22, а оттуда в сепаратор флегмы 23, где конденсированная жидкость (поток 44) отделяется от любых неконденсированных паров (поток 43). Затем поток 43 объединяется с подогретым потоком из верхней части деметанизатора 38а от теплообменника 22 с образованием потока холодного остаточного газа 45 при -120°Р [-84°С].
Жидкий поток 44 из сепаратора флегмы 23 подкачивается с помощью насоса 24 до давления чуть выше рабочего давления деметанизатора 20, а затем поток 44а подается как холодные исходные материалы из верхней части колонны (флегма) в деметанизатор 20. Эта холодная жидкая флегма поглощает и конденсирует пропан и более тяжелые компоненты, восходящие в верхнюю ректификационную часть поглощающей секции 20а деметанизатора 20.
В разделительной секции 20Ь деметанизатора 20 потоки исходных материалов отделяются от их метановых и более легких компонентов. Полученный жидкий продукт (поток 41) покидает нижнюю часть колонны 20 при 114°Р [45°С]. Паровой поток дистилляции, образующий поток из верхней части колонны (поток 38), нагревается в теплообменнике 22, когда он обеспечивает охлаждение потока дистилляции 42, как описано ранее, затем объединяется с паровым потоком 43 от сепаратора флегмы 23 с образованием холодного потока остаточного газа 45. Остаточный газ протекает противоточно к поступающему исходному газу в теплообменник 15, где он нагревается до -36°Р [-38°С] (поток 45а), в теплообменник 13, где он нагревается до -5°Р [-20°С] (поток 45Ь), и в теплообменник 10, где он нагревается до 80°Р [27°С] (поток 45с), когда он обеспечивает охлаждение, как описано ранее. Затем остаточный газ повторно сжимается в двух ступенях, в компрессоре 18, приводимом в действие расширительной машиной 17, и в компрессоре 25, приводимом в действие с помощью вспомогательного источника энергии. После охлаждения потока 45е до 120°Р [49°С] в выходном охладителе 26, остаточный газовый продукт (поток 451) протекает в коммерческий газовый трубопровод при 1015 фунт/кв.дюйм абс. [6,998 кПа (абс.)].
- 6 018675
Сводка скоростей потоков и потребления энергии для способа, иллюстрируемого на фиг. 2, приводится в табл. II.
Таблица II
Сводка скоростей потока - фунт-моль/ч [кг-моль/ч]
Поток Метан Этан Пропан Бутан+
31 53,228 6,192 3,070 2,912
32 49,244 4,670 1,650 815
33 3,984 1,522 1,420 2,097
34 47,440 4,081 1,204 420
37 1,804 589 446 395
35 17,553 1,510 445 155
36 29,887 2,571 759 265
38 48,675 811 23 1
42 5,555 373 22 2
43 4,421 113 2 0
44 1,134 260 20 2
45 53,096 924 25 1
41 132 5,268 3,045 2,911
85,08% целом
65,876
56,795
9,081
53,536
3,259
19,808
33,728
49,805
6,000
4,562
1,438
54,367
11,509
Извлечение*
Этан
Пропан
99,20%
Бутан+
Энергия
Сжатие
99,98% остаточного газа [38,857 кВт]
Сжатие хладагента
7,561 л,с.
[12,430 кВт]
Сжатие * На основе неокругленных скоростей потоков
Сравнение табл. I и II показывает, что по сравнению со способом на фиг. 1 способ фиг. 2 улучшает извлечение этана от 84,20 до 85,08%, извлечение пропана от 98,58 до 99,20% и извлечение бутана+ от 99,88 до 99,98%. Кроме того, сравнение табл. I и II дополнительно показывает, что улучшение выхода достигается при использовании в основном того же потребления энергии.
Описание изобретения в целом
31,197 л.С. [51,287 кВт]
Пример 1.
Фиг. 3 иллюстрирует блок-схему способа в соответствии с настоящим изобретением. Композиция исходного газа и условия, рассматриваемые в способе, представленные на фиг. 3, являются такими же, как на фиг. 1 и 2. Соответственно, данный способ может сравниваться со способами на фиг. 1 и 2 для иллюстрации преимуществ настоящего изобретения.
При моделировании способа на фиг. 3 входной газ поступает в установку как поток 31 и охлаждается в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -4°Т [-20°С] (поток 45Ь), с жидкостями из нижних боковых ребойлеров деметанизатора при 36°Т [2°С] (поток 40) и с пропановым хладагентом. Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при 1°Т [-17°С] и 955 фунт/кв.дюйм абс. [6,584 кПа(абс.)], где пары (поток 32) отделяются от конденсированной жидкости (поток 33). Жидкость из сепаратора (поток 33) расширяется до рабочего давления (приблизительно 452 фунт/кв.дюйм абс. [3,116 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 20 с помощью расширительного клапана 12, охлаждая поток 33а до -25°Т [-32°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 32) из сепаратора 11 дополнительно охлаждаются в теплообменнике 13 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -38°Т [-39°С] (поток 45а) и с жидкостями из верхних боковых ребойлеров деметанизатора при -37°Т [-38°С] (поток 39). Охлажденный поток 32а поступает в
- 7 018675 сепаратор 14 при -31°Р [-35°С] и 950 фунт/кв.дюйм абс. [6,550 кПа(абс.)], где пары (поток 34) отделяются от конденсированной жидкости (поток 37). Жидкость из сепаратора (поток 37) расширяется до рабочего давления колонны с помощью расширительного клапана 19, охлаждая поток 37а до -65°Р [-54°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 во второй точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 34) из сепаратора 14 разделяются на два потока, 35 и 36. Поток 35, содержащий примерно 38% от паров в целом, проходит через теплообменник 15 в состоянии взаимного теплообмена с холодным остаточным газом при -124°Р [-86°С] (поток 45), где он охлаждается, по существу, до конденсации. Полученный, по существу, конденсированный поток 35а при -119°Р [-84°С] затем мгновенно расширяется через расширительный клапан 16 до рабочего давления ректификационной колонны 20. Во время расширения часть потока испаряется, что приводит к охлаждению потока в целом. В способе, иллюстрируемом на фиг. 3, расширенный поток 35Ь, покидающий расширительный клапан 16, достигает температуры -129°Р [-89°С] и подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в верхней половине колонны.
Оставшиеся 62% паров из сепаратор 14 (поток 36) поступают в расширительную машину 17, в которой из этой части исходных материалов высокого давления извлекается механическая энергия. Расширительная машина 17, по существу, изоэнтропически расширяет пары до рабочего давления колонны, при этом рабочий цикл расширения охлаждает расширенный поток 36а до температуры приблизительно -85°Р [-65°С]. Частично конденсированный расширенный поток 36а после этого подается как исходные материалы в ректификационную колонну 20 в третьей нижней точке ввода средней части колонны.
Деметанизатор в колонне 20 представляет собой обычную дистилляционную колонну, содержащую множество тарелок, отделенных друг от друга некоторым расстоянием по вертикали, один или несколько слоев насадки или некоторое сочетание тарелок и насадки. Колонна деметанизатора состоит из двух секций: верхней поглощающей (ректификационной) секции 20а, которая содержит тарелки и/или насадку для обеспечения необходимого контакта между частью паров расширенных потоков 35Ь и 36а, восходящих вверх, и холодной жидкостью, падающей вниз, для конденсации и поглощения С2 компонентов, Сз компонентов и более тяжелых компонентов из паров, восходящих вверх; и нижнюю разделительную секцию 20Ь, которая содержит тарелки и/или насадку для обеспечения необходимого контакта между жидкостями, падающими вниз, и парами, восходящими вверх. Секция деметанизации 20Ь также содержит ребойлеры (такие как ребойлер 21 и боковые ребойлеры, описанные ранее), которые нагревают и испаряют часть жидкостей, протекающих вниз по колонне, для создания паров для разделения, которые протекают вверх по колонне, для отделения от жидкого продукта, потока 41, метана и более легких компонентов. Поток 36а поступает в деметанизатор 20 в промежуточном положении ввода, расположенном в нижней части поглощающей секции 20а деметанизатора 20. Жидкая часть расширенного потока перемешивается с жидкостями, падающими вниз из поглощающей секции 20а, и объединенная жидкость продолжает падать вниз в разделительную секцию 20Ь деметанизатора 20. Часть паров расширенного потока восходит вверх через поглощающую секцию 20а и вступает в контакт с холодной жидкостью, падающей вниз, для конденсирования и поглощения С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых компонентов.
Часть паров дистилляции (поток 42) извлекается из промежуточной части поглощающей секции 20а, выше положения ввода расширенного потока 36а в нижней части поглощающей секции 20а. Этот паровой поток дистилляции 42 затем охлаждается от -101°Р [-74°С] до -124°Р [-86°С] и частично конденсируется (поток 42а) в теплообменнике 22 посредством теплообмена с холодным потоком из верхней части деметанизатора 38, покидающим верхнюю часть деметанизатора 20 при -128°Р [-89°С]. Холодный поток из верхней части деметанизатора слегка нагревается до -124°Р [-86°С] (поток 38а), когда он охлаждает и конденсирует по меньшей мере часть потока 42.
Рабочее давление в сепараторе флегмы 23 (448 фунт/кв.дюйм абс. [3,090 кПа(абс.)]) поддерживается чуть ниже рабочего давления деметанизатора 20. Это обеспечивает движущую силу, которая заставляет паровой поток дистилляции 42 протекать через теплообменник 22, а оттуда в сепаратор флегмы 23, где конденсированная жидкость (поток 44) отделяется от любых неконденсированных паров (поток 43). Затем поток 43 объединяется с подогретым потоком из верхней части деметанизатора 38а от теплообменника 22 с образованием холодного потока остаточного газа 45 при -124°Р [-86°С].
Жидкий поток 44 из сепаратора флегмы 23 подкачивается с помощью насоса 24 до давления чуть выше рабочего давления деметанизатора 20, и поток 44а затем подается как холодные исходные материалы из верхней части колонны (флегма) в деметанизатор 20 при -123°Р [-86°С]. Эта холодная жидкая флегма поглощает и конденсирует С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелы компоненты, восходящие в верхнюю часть ректификации поглощающей секции 20а деметанизатора 20.
В разделительной секции 20Ь деметанизатора 20 потоки исходных материалов отделяются от их метановых и более легких компонентов. Полученный жидкий продукт (поток 41) покидает нижнюю часть колонны 20 при 113°Р [45°С]. Паровой поток дистилляции, образующий поток из верхней части колонны (поток 38), нагревается в теплообменнике 22, когда он обеспечивает охлаждение потока дистилляции 42, как описано ранее, затем объединяется с паровым потоком 43 из сепаратора флегмы 23 с образованием холодного потока остаточного газа 45. Остаточный газ протекает противоточно к посту
- 8 018675 пающему исходному газу в теплообменник 15, где он нагревается до -38°Р [-39°С] (поток 45а), в теплообменник 13, где он нагревается до -4°Р [-20°С] (поток 45Ь), и в теплообменник 10, где он нагревается до 80°Р [27°С] (поток 45с), когда он обеспечивает охлаждение, как описано ранее. Затем остаточный газ повторно сжимается в двух ступенях, в компрессоре 18, приводимом в действие расширительной машиной 17, и в компрессоре 25, приводимом в действие с помощью вспомогательного источника энергии. После охлаждения потока 45е до 120°Р [49°С] в выходном охладителе 26, остаточный газовый продукт (поток 45ί) протекает в коммерческий газовый трубопровод при 1015 фунт/кв.дюйм абс. [6,998 кПа(абс.)].
Сводка скоростей потоков и потребления энергии для способа, иллюстрируемого на фиг. 3, приводится в табл. III.
Поток
Извлечение*
Этан
Таблица III
Сводка скоростей потока - фунт-моль/ч [кг-моль/ч]
Метан Этан Пропан Бутан+ В целом
53,228 6,192 3,070 2,912 65,876
49,340 4,702 1,672 831 56,962
3,888 1,490 1,398 2,081 8,914
47,289 4,040 1,179 404 53,301
2,051 662 493 427 3,661
17,828 1,523 444 152 20,094
29,461 2,517 735 252 33,207
49,103 691 19 0 50,103
4,946 285 8 0 5,300
3,990 93 1 0 4,119
956 192 7 0 1,181
53,093 784 20 0 54,222
135 5,408 3,050 2,912 11,654
87,33%
Пропан 99,36%
Бутан+ 99,99%
Энергия
Сжатие остаточного газа
Сжатие хладагента
Сжатие в целом
7,554 л.с. [ 12,419 кВт]
31,072 л.с. [51,082 кВт] * На основе неокругленных скоростей потоков
Сравнение табл. I, II и III показывает, что по сравнению с известным уровнем техники настоящее изобретение улучшает извлечение этана от 84,20% (для фиг. 1) и от 85,08% (для фиг. 2) до 87,33%, извлечение пропана от 98,58% (для фиг. 1) и от 99,20% (для фиг. 2) до 99,36% и извлечение бутана+ от 99,88% (для фиг. 1) и от 99,98% (для фиг. 2) до 99,99%. Кроме того, сравнение табл. I, II и III показывает, что улучшение выхода достигается с использованием чуть меньше энергии, чем при известном уровне техники. В терминах эффективности извлечения (определяемой по количеству этана, извлекаемого на единицу мощности) настоящее изобретение предоставляет 4% улучшение по сравнению со способом на фиг. 1 в соответствии с известным уровнем техники и 3% улучшение по сравнению со способом на фиг. 2 в соответствии с известным уровнем техники.
Улучшение в извлечении и эффективности извлечения, обеспечиваемое с помощью настоящего изобретения, по сравнению с параметрами способа на фиг. 1 в соответствии известным уровнем техники, вызывается вспомогательной ректификацией, обеспечиваемой потоком флегмы 44а, которая уменьшает количество С2 компонентов, С3 компонентов и С4+ компонентов, содержащихся в исходном газе на входе, которые теряются в остаточном газе. Хотя расширенный, по существу, конденсированный поток ис
- 9 018675 ходных материалов 35Ь, подаваемый в поглощающую секцию 20а деметанизатора 20, обеспечивает объемное извлечение С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, содержащихся в расширенных исходных материалах 36а и в парах, восходящих из разделительной секции 20Ь, он не может захватить все С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты из-за равновесных эффектов, поскольку поток 35Ь сам содержит С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты. Однако поток флегмы 44а по настоящему изобретению преимущественно представляет собой жидкий метан и содержит очень мало С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, так что только малое количество флегмы в верхней части ректификации в поглощающей секции 20а достаточно для захвата большинства С2 компонентов и почти всех С3 компонентов, и более тяжелых углеводородных компонентов. В результате, в дополнение к улучшению в извлечении этана, почти 100% пропана и в основном все более тяжелые углеводородные компоненты извлекаются в жидком продукте 41, покидающем нижнюю часть деметанизатора 20. Из-за объемного извлечения жидкости, обеспечиваемого расширенным, по существу, конденсированным потоком исходных материалов 35Ь, необходимое количество флегмы (поток 44а) является достаточно малым, так что холодные пары из верхней части деметанизатора (поток 38) могут обеспечить ожижение для генерирования этой флегмы без значительного влияния на охлаждение потока исходных материалов 35 в теплообменнике 15.
Ключевой особенностью настоящего изобретения по сравнению со способом на фиг. 2 в соответствии с известным уровнем техники является положение точки извлечения для парового потока дистилляции 42. В то время как точка извлечения для способа на фиг. 2 находится в верхней части разделительной секции 20Ь ректификационной колонны 20, настоящее изобретение извлекает паровой поток дистилляции 42 из промежуточной части поглощающей секции 20а, выше положения ввода расширенного потока 36а. Пары в этой промежуточной части поглощающей секции 20а уже подвергаются частичной ректификации с помощью холодных жидкостей, находящихся в потоке флегмы 44а и в расширенном, по существу, конденсированном потоке 35Ь. В результате, паровой поток дистилляции 42 по настоящему изобретению содержит значительно более низкие концентрации С2 компонентов, С3 компонентов и С4+ компонентов по сравнению с соответствующим потоком 42 способа на фиг. 2 в соответствии известным уровнем техники, как можно увидеть с помощью сравнения табл. II и III. Полученный поток флегмы 44а может ректифицировать пары в поглощающей секции 20а более эффективно, уменьшая необходимую величину потока флегмы 44а и как следствие, улучшая эффективность настоящего изобретения по сравнению с известным уровнем техники.
Поток флегмы 44а был бы еще более эффективным, если бы он содержал только метан и более летучие компоненты и не содержал С2+ компонентов. К сожалению, невозможно конденсировать достаточное количество такой флегмы из парового потока дистилляции 42, используя только сжижение, доступное в потоках способа, без повышения давления потока 42, если он не содержит, по меньшей мере, некоторых С2+ компонентов. Необходимо тщательно выбрать положение извлечения в поглощающей секции 20а, таким образом, чтобы получаемый паровой поток дистилляции 42 содержал количество С2+ компонентов, достаточное для легкого конденсирования, без уменьшения эффективности потока флегмы 44а, делая так, чтобы он содержал слишком много С2+ компонентов. Таким образом, положение для извлечения парового потока дистилляции 42 по настоящему изобретению должно оцениваться для каждого применения.
Пример 2.
Альтернативные средства для извлечения паров дистилляции из колонны показаны в другом варианте осуществления настоящего изобретения, как иллюстрируется на фиг. 4. Композиция исходного газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на фиг. 4, являются такими же, как на фиг. 1-3. Соответственно, фиг. 4 может сравниваться со способами на фиг. 1 и 2 для иллюстрации преимуществ настоящего изобретения и может подобным же образом сравниваться с вариантами осуществления, представленными на фиг. 3.
При моделировании способа на фиг. 4 входной газ поступает в установку, как поток 31, и охлаждается в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -4°Р [-20°С] (поток 45Ь), с жидкостями из нижних боковых ребойлеров деметанизатора при 35°Р [2°С] (поток 40) и с пропановым хладагентом. Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при 1°Р [-17°С] и 955 фунт/кв.дюйм абс. [6,584 кПа(абс)], где пары (поток 32) отделяются от конденсированной жидкости (поток 33). Жидкость из сепаратора (поток 33) расширяется до рабочего давления (приблизительно 451 фунт/кв.дюйм абс. [3,107 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 20 с помощью расширительного клапана 12, охлаждая поток 33а до -25°Р [-32°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 32) из сепаратора 11 дополнительно охлаждаются в теплообменнике 13 посредством теплообмена с холодным остаточным газом при -40°Р [-40°С] (поток 45а) и жидкостями из верхних боковых ребойлеров деметанизатора при -37°Р [-39°С] (поток 39). Охлажденный поток 32а поступает в сепаратор 14 при -32°Р [-35°С] и 950 фунт/кв.дюйм абс. [6,550 кПа(абс.)], где пары (поток 34) отделяются от конденсированной жидкости (поток 37). Жидкость из сепаратора (поток 37) расширяется до рабочего
- 10 018675 давления в колонне с помощью расширительного клапана 19, охлаждая поток 37а до -67°Р [-55°С] перед тем, как он подается в ректификационную колонну 20 во второй точке ввода в нижней половине колонны.
Пары (поток 34) из сепаратора 14 разделяются на два потока, 35 и 36. Поток 35, содержащий примерно 37% от паров в целом, проходит через теплообменник 15 в состоянии взаимного теплообмена с холодным остаточным газом при -123°Р [-86°С] (поток 45), где он охлаждается, по существу, до конденсации. Полученный, по существу, конденсированный поток 35а при -118°Р [-83°С] затем мгновенно расширяется через расширительный клапан 16 до рабочего давления ректификационной колонны 20. Во время расширения часть потока испаряется, что приводит к охлаждению потока в целом. В способе, иллюстрируемом на фиг. 4, расширенный поток 35Ь, покидающий расширительный клапан 16, достигает температуры -129°Р [-90°С] и подается в ректификационную колонну 20 в точке ввода в верхней половине колонны.
Остающиеся 63% паров из сепаратора 14 (поток 36) поступают в расширительную машину 17, в которой из этой части исходных материалов высокого давления извлекается механическая энергия. Расширительная машина 17 расширяет пары, по существу, изоэнтропически до рабочего давления в колонне, при этом рабочий цикл расширения охлаждает расширенный поток 36а до температуры приблизительно -86°Р [-66°С]. Частично конденсированный расширенный поток 36а подается после этого как исходный материал в ректификационную колонну 20 в третьей точке ввода в нижней половине колонны.
Первая часть паров дистилляции (поток 54) извлекается из промежуточной части поглощающей секции 20а, выше положения ввода расширенного потока 36а в нижней части поглощающей секции 20а. Вторая часть паров дистилляции (поток 55) извлекается из верхней части разделительной секции 20Ь, ниже положения ввода расширенного потока 36а. Первая часть при -105°Р [-76°С] объединяется со второй частью при -92°Р [-69°С] с образованием объединенного парового потока 42. Объединенный паровой поток 42 затем охлаждается от -102°Р [-74°С] до -124°Р [-87°С] и частично конденсируется (поток 42а) в теплообменнике 22 посредством теплообмена с холодным потоком из верхней части деметанизатора 38, покидающим верхнюю часть деметанизатора 20, при -129°Р [-90°С]. Холодный поток из верхней части деметанизатора слегка нагревается до -122°Р [-86°С] (поток 38а), когда он охлаждает и конденсирует по меньшей мере часть потока 42.
Рабочее давление в сепараторе флегмы 23 (447 фунт/кв.дюйм абс. [3,081 кПа(абс.)]) поддерживается чуть ниже рабочего давления деметанизатора 20. Это обеспечивает движущую силу, которая заставляет объединенный паровой поток 42 протекать через теплообменник 22, а оттуда в сепаратор флегмы 23, где конденсированная жидкость (поток 44) отделяется от любых неконденсированных паров (поток 43). Затем поток 43 объединяется с подогретым потоком из верхней части деметанизатора 38а из теплообменника 22 с образованием холодного остаточного газового потока 45 при -123°Р [-86°С].
Жидкий поток 44 из сепаратора флегмы 23 подкачивается с помощью насоса 24 до давления чуть выше рабочего давления деметанизатора 20, и затем поток 44а подается как холодные исходные материалы из верхней части колонны (флегма) в деметанизатор 20 при -124°Р [-86°С]. Эта холодная жидкая флегма поглощает и конденсирует С2 компоненты, Сз компоненты и более тяжелые компоненты, восходящие в верхнюю часть ректификации поглощающей секции 20а деметанизатора 20.
В разделительной секции 20Ь деметанизатора 20 потоки исходных материалов отделяются от содержащегося в них метана и более легких компонентов. Полученный жидкий продукт (поток 41) покидает нижнюю часть колонны 20 при 112°Р [44°С]. Паровой поток дистилляции, образующий газовую фазу в верхней части колонны (поток 38), нагревают в теплообменнике 22, поскольку он обеспечивает охлаждение потока дистилляции 42, как описано ранее, затем объединяется с паровым потоком 43 из сепаратора флегмы 23 с образованием холодного потока остаточного газа 45. Остаточный газ протекает противоточно к поступающему исходному газу в теплообменник 15, где он нагревается до -40°Р [-40°С] (поток 45а), в теплообменник 13, где он нагревается до -4°Р [-20°С] (поток 45Ь), и в теплообменник 10, где он нагревается до 80°Р [27°С] (поток 45с), когда он обеспечивает охлаждение, как описано ранее. Затем остаточный газ повторно сжимается в двух ступенях, в компрессоре 18, приводимом в действие расширительной машиной 17, и в компрессоре 25, приводимом в действие с помощью вспомогательного источника энергии. После охлаждения потока 45е до 120°Р [49°С] в выходном охладителе 26, продукт остаточного газа (поток 451) протекает в коммерческий газовый трубопровод при 1015 фунт/кв.дюйм абс. [6,998 кПа(абс.)].
- 11 018675
Сводка скоростей потоков и потребления энергии для способа, иллюстрируемого на фиг. 4, приводится в табл. IV.
Таблица IV
Сводка скоростей потока - фунт-моль/ч [кг-моль/ч]
Поток Метан Этан Пропан Бутан+ В целом
31 53,228 6,192 3,070 2,912 65,876
32 49,418 4,715 1,678 834 57,064
33 3,810 1,477 1,392 2,078 8,812
34 47,253 4,016 1,162 393 53,213
37 2,165 699 516 441 3,851
35 17,436 1,482 429 145 19,636
36 29,817 2,534 733 248 33,577
38 47,821 652 16 0 48,759
54 4,888 241 7 0 5,200
55 1,576 104 6 1 1,700
42 6,464 345 13 1 6,900
43 5,271 116 1 0 5,434
44 1,193 229 12 1 1,466
45 53,092 768 17 0 54,193
41 136 5,424 3,053 2,912 11,683
Извлечение*
Этан 87,59%
Пропан 99,43%
Бутан+ 99,99%
Энергия
Сжатие остаточного газа
Сжатие хладоагента
Сжатие в целом
23,612 л.с. [38,818 кВт]
7,470 л.с. [12,281 кВт]
31,082 л.с. [51,099 кВт] * На основе неокругленных скоростей потоков
Сравнение табл. III и IV показывает, что по сравнению с вариантом осуществления настоящего изобретения на фиг. 3 вариант осуществления на фиг. 4 дополнительно улучшает извлечение этана от 87,33 до 87,59% и извлечение пропана от 99,36 до 99,43%. Сравнение табл. III и IV дополнительно показывает, что улучшение выхода достигается с использованием в основном одинакового количества энергии. В терминах эффективности извлечения (определяемой по количеству этана, извлекаемого на единицу мощности) вариант осуществления настоящего изобретения на фиг. 4 поддерживает 4% улучшение по сравнению со способом известного уровня техники на фиг. 1 и 3% улучшение по сравнению со способом сравнению известного уровня техники на фиг. 2.
Улучшение извлечения для варианта осуществления настоящего изобретения на фиг. 4 по сравнению с вариантом осуществления на фиг. 3 вызвано увеличением величины потока флегмы 44а для варианта осуществления на фиг. 4. Как можно увидеть с помощью сравнения табл. III и IV, скорость потока для потока флегмы 44а для варианта осуществления на фиг. 4 на 24% выше. Более высокая скорость флегмы улучшает вспомогательную ректификацию в верхней части поглощающей секции 20а, которая уменьшает количество С2 компонентов, С3 компонентов и С4+ компонентов, содержащихся в газообраз ных исходных материалах на входе, которые теряются в остаточном газе.
Эта более высокая скорость флегмы является возможной, потому что объединенный паровой поток 42 варианта осуществления на фиг. 4 конденсируется легче, чем паровой поток дистилляции 42 для варианта осуществления на фиг. 3. Необходимо отметить, что часть (поток 55) объединенного парового пото- 12 018675 ка 42 извлекается из дистилляционной колонны 20 ниже положения ввода в средней части колонны для расширенного потока 36а. Как таковой, поток 55 подвергается меньшей ректификации, чем другая часть (поток 54), которая извлекается выше положения ввода в средней части колонны для расширенного потока 36а, и таким образом он имеет более высокие концентрации С2+ компонентов. В результате, объединенный паровой поток 42 варианта осуществления на фиг. 4 имеет чуть более высокие концентрации С3+ компонентов, чем паровой поток дистилляции 42 варианта осуществления на фиг. 3, делая возможной конденсацию большей части потока, когда он охлаждается с помощью потока из верхней части колонны 38.
В основном, извлечение частей паров дистилляции в различных положениях на дистилляционной колонне позволяет конструировать композицию объединенного парового потока 42 для оптимизации получения флегмы для данного набора рабочих условий. Необходимо тщательно выбирать положения извлечения в поглощающей секции 20а и разделительной секции 20Ь, а также относительные количества, извлекаемые в каждом положении, таким образом, чтобы получаемый в результате объединенный паровой поток 42 содержал достаточное количество С2+ компонентов, для легкой конденсации, без уменьшения эффективности потока флегмы 44а, делая так, чтобы он содержал слишком много С2+ компонентов. Увеличение извлечения для этого варианта осуществления по сравнению с вариантом осуществления на фиг. 3 должно оцениваться для каждого применения по отношению к небольшому увеличению капитальных затрат, ожидаемого для варианта осуществления фиг. 4, по сравнению с вариантом осуществления на фиг. 3.
Другие варианты осуществления
В соответствии с настоящим изобретением является, как правило, предпочтительным конструирование поглощающей (ректификационной) секции деметанизатора, чтобы она содержала множество теоретических ступеней разделения. Однако преимущества настоящего изобретения могут достигаться даже при двух теоретических ступенях. Например, вся перекачиваемая конденсированная жидкость (поток 44а), покидающая сепаратор флегмы 23, или ее часть и весь расширенный, по существу, конденсированный поток 35Ь из расширительного клапана 16 или его часть могут объединяться (например, в трубопроводе, соединяющем расширительный клапан с деметанизатором), и если они тщательно перемешаны, пары и жидкости будут смешиваться вместе и разделяться в соответствии с относительными летучестями различных компонентов объединенных потоков в целом. Такое перемешивание двух потоков, объединенных при контакте по меньшей мере с частью расширенного потока 36а, будет рассматриваться для целей настоящего изобретения как составляющее поглощающую секцию.
Фиг. 3-6 изображают ректификационные колонны, сконструированные в одной емкости. Фиг. 7 и 8 изображают ректификационные колонны, сконструированные в двух емкостях, в абсорберной (ректификационной) колонне 27 (контактное и разделительное устройство) и в разделительной (дистилляционной) колонне 20. В таких случаях, часть паров дистилляции (поток 54) извлекается из нижней секции абсорберной колонны 27 и направляется в конденсор флегмы 22 (необязательно, объединяется с частью, потоком 55, парового потока из верхней части колонны 50 из разделительной колонны 20) с генерированием флегмы для абсорберной колонны 27. Оставшаяся часть (поток 51) парового потока из верхней части колонны 50 из разделительной колонны 20 протекает в нижнюю секцию абсорберной колонны 27, чтобы вступить в контакт с потоком флегмы 52 и расширенным, по существу, конденсированным потоком 35Ь. Насос 28 используют для направления жидкостей (поток 47) из нижней части абсорберной колонны 27 в верхнюю часть разделительной колонны 20 таким образом, чтобы две колонны эффективно функционировали как одна дистилляционная система. Решение о том, конструировать ли ректификационную колонну как одну емкость (такую как деметанизатор 20 на фиг. 3-6) или как множество емкостей, будет зависеть от ряда факторов, таких как размер установки, расстояние до производственного оборудования и т.п.
Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать смешиванию оставшейся части парового потока дистилляции 42а с потоком из верхней части 38, из ректификационной колонны 20 (фиг. 6) или абсорберной колонны 27 (фиг. 8), подавая затем смешанный поток в теплообменник 22 для обеспечения охлаждения потока дистилляции 42 или объединенного парового потока 42. Как показано на фиг. 6 и 8, смешанный поток 45, получаемый при объединении паров из сепаратора флегмы (поток 43) с потоком из верхней части 38, направляется в теплообменник 22.
Как описано ранее, паровой поток дистилляции 42 или объединенный паровой поток 42 частично конденсируется, и получаемый конденсат используют для поглощения ценных С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых компонентов из паров, восходящих через поглощающую секцию 20а деметанизатора 20 или через абсорберную колонну 27. Однако настоящее изобретение не ограничивается этим вариантом осуществления. Может быть преимущественным, например, обрабатывать таким образом только часть этих паров или использовать как поглотитель только часть конденсата, в случаях, когда другие конструкционные соображения указывают, что части паров или конденсата должны направляться в обход поглощающей секции 20а деметанизатора 20 или абсорберной колонны 27. Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать полной конденсации, вместо частичной конденсации парового потока дистилляции 42 или объединенного парового потока 42, в теплообменнике 22. Другие обстоятельства
- 13 018675 могут благоприятствовать тому, чтобы паровой поток дистилляции 42 представлял собой полный паровой боковой поток от ректификационной колонны 20, вместо частичного бокового парового потока. Необходимо также быть отметить, что в зависимости от композиции исходного газового потока может быть преимущественным использование внешнего сжижения для обеспечения частичного охлаждения парового потока дистилляции 42 или объединенного парового потока 42 в теплообменнике 22.
Условия исходного газа, размер установки, доступное оборудование или другие факторы могут указывать, что является возможным устранение расширительной машины 17 или ее замена альтернативным расширительным устройством (таким как расширительный клапан). Хотя изображается отдельное расширение потоков в отдельных расширительных устройствах, могут использоваться альтернативные средства расширения, по потребности. Например, условия могут обеспечивать расширение, по существу, конденсированной части потока исходных материалов (поток 35а).
Когда входной газ является более обедненным, сепаратор 11 на фиг. 3 и 4 может не устанавливаться. В таких случаях, охлаждение исходного газа, осуществляемое в теплообменниках 10 и 13, на фиг. 3 и 4, может осуществляться без промежуточного сепаратора, как показано на фиг. 5-8. Решение о том, охлаждать ли и разделять ли исходный газ на множестве стадий или нет, будет зависеть от обогащенности исходного газа, размера установки, доступного оборудования, и тому подобное. В зависимости от количества более тяжелых углеводородов в исходном газе и от давления исходного газа, охлажденный поток исходных материалов 31а, покидающий теплообменник 10, на фиг. 3-8, и/или охлажденный поток 32а, покидающий теплообменник 13, на фиг. 3 и 4, может не содержать никакой жидкости (поскольку он выше его точки росы или потому, что он выше его крикондербары), так что сепаратор 11, показанный на фиг. 3-8, и/или сепаратор 14, показанный на фиг. 3 и 4, не нужны.
Жидкости высокого давления (поток 37 на фиг. 3 и 4 и поток 33 на фиг. 5-8) не должны расширяться и вводиться в точке ввода в средней части дистилляционной колонны. Вместо этого, вся она или ее часть может объединяться с частью паров из сепаратора (поток 35 на фиг. 3 и 4 и поток 34 на фиг. 5-8), протекающей в теплообменник 15 (это показано с помощью прерывистой линии как поток 46 на фиг. 58). Любая остающаяся часть жидкости может расширяться с помощью соответствующего расширяющего устройства, такого как расширительный клапан или расширительная машина, и вводиться в точке ввода в средней части колонны на дистилляционной колонне (поток 37а на фиг. 5-8). Поток 33 на фиг. 3 и 4 и поток 37 на фиг. 3-8 также могут использоваться для охлаждения входного газа или другого применения при теплообмене до или после стадии расширения перед протеканием в деметанизатор.
В соответствии с настоящим изобретением, использование внешнего сжижения для облегчения охлаждения, доступного для входного газа от других потоков способа, может использоваться, например, в случае обогащенного входного газа. Использование и распределение жидкостей из сепаратора и боковых потоков жидкости из деметанизатора для теплообмена в способе и конкретное расположение теплообменников для охлаждения входного газа должно оцениваться для каждого конкретного применения, также как и выбор потоков в способе для конкретных применений при теплообмене.
Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать использованию части холодной жидкости от дистилляции, покидающей поглощающую секцию 20а или абсорберную колонну 27 для теплообмена, например, показанного прерывистой линией потока 49 на фиг. 5-8. Хотя только часть жидкости из поглощающей секции 20а или абсорберной колонны 27 может использоваться для теплообмена в способе без уменьшения извлечения этана в деметанизаторе 20 или разделительной колонне 20, от этих жидкостей иногда можно получить больше пользы, чем от жидкостей из разделительной секции 20Ь или из разделительной колонны 20. Это происходит потому, что жидкости в поглощающей секции 20а деметанизатора 20 (или в абсорберной колонне 27) доступны при более холодной температуре, чем жидкости из разделительной секции 20Ь (или из разделительной колонны 20).
Как показано с помощью изображенного прерывистой линией потока 53 на фиг. 5-8, в некоторых случаях может быть преимущественным разделение жидкого потока от насоса для флегмы 24 (поток 44а), по меньшей мере, на два потока. Часть (поток 53) может затем подаваться в разделительную секцию ректификационной колонны 20 (фиг. 5 и 6) или в верхнюю часть разделительной колонны 20 (фиг. 7 и 8) для увеличения потока жидкости в эту часть системы дистилляции и улучшения ректификации, уменьшая тем самым концентрацию С2+ компонентов в потоке 42. В таких случаях, остальная часть (поток 52) подается в верхнюю часть поглощающей секции 20а (фиг. 5 и 6) или в абсорберную колонну 27 (фиг. 7 и 8).
В соответствии с настоящим изобретением разделение паров исходных материалов может осуществляться несколькими способами. В способах на фиг. 3-8 разделение паров осуществляется после охлаждения и отделения любых жидкостей, которые могут образовываться. Однако газ высокого давления может разделяться перед любым охлаждением входного газа или после охлаждения газа и перед любыми ступенями разделения. В некоторых вариантах осуществления разделение паров может осуществляться в сепараторе.
Будет также видно, что относительное количество исходных материалов, находящихся в каждой ветви разделенных паров исходных материалов, будет зависеть от нескольких факторов, включая давление газа, композицию исходного газа, количество тепла, которое может быть экономично извлечено из
- 14 018675 исходных материалов, и количество доступных лошадиных сил. Увеличение количества исходных материалов в верхней части колонны может увеличить извлечение, уменьшая при этом энергию, извлекаемую из детандера, тем самым увеличивая потребность в лошадиных силах для повторного сжатия. Увеличение количество исходных материалов, вводимых в нижней части колонны, уменьшает потребление лошадиных сил, но может также уменьшить извлечение продукта. Относительные положения точек ввода в средней части колонны могут изменяться в зависимости от входной композиции или других факторов, таких как желаемые уровни извлечения и количество жидкости, образующейся во время охлаждения входного газа. Более того, два или более потока исходных материалов, или их части, могут объединяться в зависимости от относительных температур и величин индивидуальных потоков, а объединенный поток затем вводится в положение ввода в средней части колонны.
Настоящее изобретение обеспечивает улучшенное извлечение С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов на величину потребления для оборудования, необходимую для работы способа. Улучшение потребления для оборудования, необходимого для работы способа с деметанизатором, может проявляться в форме уменьшения потребления энергии для сжатия или повторного сжатия, уменьшения потребления энергии для внешнего сжижения, уменьшения потребления энергии для ребойлеров колонны или их сочетания.
Хотя описываются, как предполагается, предпочтительные варианты осуществления настоящего изобретения, специалисты в данной области увидят, что другие и дополнительные его модификации могут быть проделаны, например, для адаптирования настоящего изобретения к различным условиям, типам исходных материалов или другим требованиям, без отклонения от духа настоящего изобретения, как определяется следующей далее формулой изобретения.

Claims (3)

    ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
  1. (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) конденсированный поток разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части;
    (1) второй паровой поток из верхней части дистилляционной колонны разделяют на второй паровой поток дистилляции и третий паровой поток дистилляции, который подают в контактное и разделительное устройство во втором положении ввода в его нижней части;
    (1) второй паровой поток из верхней части дистилляционной колонны разделяют на второй паровой поток дистилляции и третий паровой поток дистилляции, который подают в контактное и разделительное устройство во втором положении ввода в его нижней части;
    (1) второй паровой поток дистилляции извлекают из части дистилляционной колонны ниже положения ввода расширенного второго потока;
    (1) второй паровой поток дистилляции извлекают из части дистилляционной колонны ниже положения ввода расширенного второго потока;
    (1) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства объединяют с остаточным паровым потоком с образованием объединенного парового потока;
    (1) паровой поток из верхней части колонны объединяют с остаточным паровым потоком с образованием объединенного парового потока;
    (1) газовый поток под давлением охлаждают с получением охлажденного частично конденсированного потока, который разделяют с получением парового потока и по меньшей мере одного жидкого потока;
    (1) газовый поток под давлением охлаждают с получением охлажденного частично конденсированного потока, который разделяют с получением парового потока и по меньшей мере одного жидкого потока;
    (1) газовый поток под давлением охлаждают с получением охлажденного частично конденсированного потока, который разделяют с получением парового потока и по меньшей мере одного жидкого потока;
    (1) газовый поток под давлением охлаждают с получением охлажденного частично конденсированного потока, который разделяют с получением парового потока и по меньшей мере одного жидкого потока;
    1. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором газовый поток охлаждают под давлением с получением охлажденного потока, который разделяют на первый и второй потоки; и (1) первый поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
  2. (2) первую часть подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в верхней части;
    (2) первую часть подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части.
    20. Способ по п.12, при котором:
    (2) первую часть подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части.
    19. Способ по п.11, при котором:
    (2) первую часть подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части.
    18. Способ по п.8, при котором:
    (2) первую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны, при этом положение ввода в средней части колонны представляет собой, по существу, ту же часть, где извлекают второй паровой поток дистилляции.
    17. Способ по пп.4, 5 или 6, при котором:
    (2) первую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны, при этом положение ввода в средней части колонны представляет собой, по существу, ту же часть, где извлекают второй паровой поток дистилляции.
    16. Способ по п.10, при котором:
    (2) первую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны ниже положения ввода расширенного второго потока.
    15. Способ по п.9, при котором:
    (2) первую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны ниже положения ввода расширенного второго потока.
    14. Способ по п.7, при котором:
    (2) паровой поток дистилляции объединяют со вторым паровым потоком дистилляции с образованием объединенного потока дистилляции;
    (3) объединенный поток дистилляции охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (4) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства объединяют с остаточным паровым потоком с образованием объединенного парового потока;
    (5) объединенный паровой поток приводят в состояние взаимного теплообмена с объединенным потоком дистилляции для охлаждения объединенного потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого объединенного парового потока как фракцию летучего остаточного газа.
    13. Способ по пп.1, 2 или 3, при котором:
    (2) паровой поток дистилляции объединяют со вторым паровым потоком дистилляции с образова
    - 18 018675 нием объединенного потока дистилляции;
    (3) объединенный поток дистилляции охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (4) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства приводят в состояние взаимного теплообмена с объединенным потоком дистилляции для охлаждения объединенного потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого первого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа.
    12. Способ по пп.4, 5 или 6, при котором:
    (2) паровой поток дистилляции объединяют со вторым паровым потоком дистилляции с образованием объединенного потока дистилляции;
    (3) объединенный поток дистилляции охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (4) паровой поток из верхней части колонны объединяют с остаточным паровым потоком с образованием объединенного парового потока;
    (5) объединенный паровой поток приводят в состояние взаимного теплообмена с объединенным потоком дистилляции для охлаждения объединенного потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого объединенного парового потока как фракцию летучего остаточного газа.
    11. Способ по пп.4, 5 или 6, при котором:
    (2) паровой поток дистилляции объединяют со вторым паровым потоком дистилляции с образованием объединенного потока дистилляции;
    (3) объединенный поток дистилляции охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (4) паровой поток из верхней части колонны приводят в состояние взаимного теплообмена с объединенным потоком дистилляции для охлаждения объединенного потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа.
    10. Способ по пп.1, 2 или 3, при котором:
    (2) объединенный паровой поток приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения парового потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого объединенного парового потока как фракции летучего остаточного газа.
    9. Способ по пп.1, 2 или 3, при котором:
    (2) объединенный паровой поток приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения парового потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого объединенного парового потока как фракцию летучего остаточного газа.
    8. Способ по пп.4, 5 или 6, при котором:
    (2) паровой поток после этого разделяют на первый и второй потоки;
    (3) первый поток объединяют по меньшей мере с частью по меньшей мере одного жидкого потока с образованием объединенного потока и объединенный поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
    (4) расширенный охлажденный объединенный поток после этого подают в положении ввода в
    - 17 018675 средней части контактного и разделительного устройства, которое формирует первый паровой поток из верхней части указанного устройства и жидкий поток из нижней части указанного устройства, который подают в дистилляционную колонну;
    (5) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в контактное и разделительное устройство в первом положении ввода в его нижней части;
    (6) любую оставшуюся часть по меньшей мере одного жидкого потока расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны;
    (7) второй паровой поток извлекают из верхней части дистилляционной колонны и подают в контактное и разделительное устройство во втором положении ввода в его нижней части;
    (8) паровой поток дистилляции извлекают из части контактного и разделительного устройства выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (9) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в его верхней части;
    (10) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения первого потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого первого парового потока из верхней части контактного и разделительного устройства как фракцию летучего остаточного газа;
    (11) количества и температуры потоков исходных материалов в контактном и разделительном устройстве являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе верхней части контактного и разделительного устройства, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
    7. Способ по пп.1, 2 или 3, при котором:
    (2) паровой поток после этого разделяют на первый и второй потоки;
    (3) первый поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
    (4) расширенный охлажденный первый поток после этого подают в положении ввода в средней части контактного и разделительного устройства, которое формирует первый паровой поток из верхней части указанного устройства и жидкий поток из нижней части указанного устройства, который подают в дистилляционную колонну;
    (5) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в контактное и разделительное устройство в первом положении ввода в его нижней части;
    (6) по меньшей мере часть по меньшей мере одного жидкого потока расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну в положении ввода в средней части колонны;
    (7) второй паровой поток извлекают из верхней части дистилляционной колонны и подают в контактное и разделительное устройство во втором положении ввода в его нижней части;
    (8) паровой поток дистилляции извлекают из части контактного и разделительного устройства выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (9) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в его верхней части;
    (10) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения парового потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого первого парового потока из верхней части контактного и разделительного устройства как фракцию летучего остаточного газа;
    (11) количество и температуры потоков исходных материалов в контактном и разделительном устройстве являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе верхней части контактного и разделительного устройства, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
    6. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором:
    (2) расширенный охлажденный первый поток после этого подают в положении ввода в средней части контактного и разделительного устройства, которое формирует первый паровой поток из верхней части указанного устройства и жидкий поток из нижней части указанного устройства, который подают в дистилляционную колонну;
    (3) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в контактное и разделительное устройство в первом положении ввода в его нижней части;
    (4) второй паровой поток извлекают из верхней части дистилляционной колонны и подают в кон
    - 16 018675 тактное и разделительное устройство во втором положении ввода в его нижней части;
    (5) паровой поток дистилляции извлекают из части контактного и разделительного устройства выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (6) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в контактное и разделительное устройство в положении ввода в его верхней части;
    (7) первый паровой поток из верхней части контактного и разделительного устройства приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения парового потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого первого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа;
    (8) количества и температуры потоков исходных материалов в контактном и разделительном устройстве являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе верхней части контактного и разделительного устройства, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
    5. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором:
    (2) паровой поток после этого разделяют на первый и второй потоки;
    (3) первый поток объединяют по меньшей мере с частью по меньшей мере одного жидкого потока с образованием объединенного потока, и объединенный поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
    (4) расширенный охлажденный объединенный поток после этого подают в первом положении ввода в средней части колонны в дистилляционную колонну;
    (5) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну во втором положении ввода в средней части колонны;
    (6) любую оставшуюся часть по меньшей мере одного жидкого потока расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну в третьем положении ввода в средней части колонны;
    (7) паровой поток дистилляции извлекают из части дистилляционной колонны выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (8) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (9) паровой поток из верхней части колонны извлекают из верхней части дистилляционной колонны и приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения парового потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа;
    (10) количества и температуры потоков исходных материалов в дистилляционной колонне являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе верхней части дистилляционной колонны, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
    4. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором газовый поток под давлением охлаждают с получением охлажденного потока, который разделяют на первый и второй потоки; и (1) первый поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
    (2) паровой поток после этого разделяют на первый и второй потоки;
    (3) первый поток охлаждают для полной, по существу, его конденсации и после этого расширяют до более низкого давления, при этом он дополнительно охлаждается;
    (4) расширенный охлажденный первый поток после этого подают в дистилляционную колонну в первом положении ввода в средней части колонны;
    - 15 018675 (5) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну во втором положении ввода в средней части колонны;
    (6) по меньшей мере часть по меньшей мере одного жидкого потока расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну в третьем положении ввода в средней части колонны;
    (7) паровой поток дистилляции извлекают из части дистилляционной колонны выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (8) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части;
    (9) паровой поток из верхней части колонны извлекают из верхней части дистилляционной колонны и приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения первого потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа;
    (10) количества и температуры потоков исходных материалов в дистилляционной колонне являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе верхней части дистилляционной колонны, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
    3. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором:
    2. Способ разделения газового потока, содержащего метан, С2 компоненты, С3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на фракцию летучего остаточного газа и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть С2 компонентов, С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или С3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, при котором:
    (2) расширенный охлажденный первый поток после этого подают в дистилляционную колонну в первом положении ввода в средней части колонны;
    (3) второй поток расширяют до более низкого давления и подают в дистилляционную колонну во втором положении ввода в средней части колонны;
    (4) паровой поток дистилляции извлекают из части дистилляционной колонны выше положения ввода расширенного второго потока и охлаждают достаточно для конденсации по меньшей мере его части, при этом образуются остаточный паровой поток и конденсированный поток;
    (5) по меньшей мере часть конденсированного потока подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части колонны;
    (6) паровой поток из верхней части колонны извлекают из верхней части дистилляционной колонны и приводят в состояние взаимного теплообмена с паровым потоком дистилляции для охлаждения первого потока дистилляции, а затем высвобождают по меньшей мере часть нагретого парового потока из верхней части колонны как фракцию летучего остаточного газа;
    (7) при этом количества и температуры потоков исходных материалов в дистилляционной колонне являются эффективными для поддержания такой температуры в газовой фазе в верхней части дистилляционной колонны, при которой извлекают основную часть компонентов относительно менее летучей фракции.
  3. (3) вторую часть подают в дистилляционную колонну в положении ввода в верхней части.
EA201070487A 2007-10-18 2008-10-15 Переработка газообразных углеводородов EA018675B1 (ru)

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US98083307P 2007-10-18 2007-10-18
US2591008P 2008-02-04 2008-02-04
US12/206,230 US8919148B2 (en) 2007-10-18 2008-09-08 Hydrocarbon gas processing
PCT/US2008/079984 WO2009052174A1 (en) 2007-10-18 2008-10-15 Hydrocarbon gas processing

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA201070487A1 EA201070487A1 (ru) 2010-10-29
EA018675B1 true EA018675B1 (ru) 2013-09-30

Family

ID=40562086

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA201070487A EA018675B1 (ru) 2007-10-18 2008-10-15 Переработка газообразных углеводородов

Country Status (18)

Country Link
US (1) US8919148B2 (ru)
JP (1) JP5667445B2 (ru)
KR (1) KR20100085980A (ru)
CN (1) CN101827916B (ru)
AR (1) AR068915A1 (ru)
AU (1) AU2008312570B2 (ru)
BR (1) BRPI0817779B1 (ru)
CA (1) CA2703052C (ru)
CL (1) CL2008003094A1 (ru)
CO (1) CO6270264A2 (ru)
EA (1) EA018675B1 (ru)
MX (1) MX339928B (ru)
MY (1) MY165412A (ru)
NZ (1) NZ584220A (ru)
PE (1) PE20090946A1 (ru)
TW (1) TWI453366B (ru)
WO (1) WO2009052174A1 (ru)
ZA (1) ZA201002337B (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2753698C2 (ru) * 2016-08-26 2021-08-19 Юоп Ллк Переработка углеводородного газа

Families Citing this family (58)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7777088B2 (en) 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
JP5688784B2 (ja) * 2008-07-31 2015-03-25 千代田化工建設株式会社 加熱モジュール
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2010144172A1 (en) * 2009-06-11 2010-12-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
EA022672B1 (ru) * 2009-02-17 2016-02-29 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Обработка углеводородного газа
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
AR076506A1 (es) * 2009-06-11 2011-06-15 Sme Products Lp Procesamiento de gases de hidrocarburos
AU2010259046A1 (en) * 2009-06-11 2012-02-23 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
AU2010259129A1 (en) * 2009-06-11 2012-02-23 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9476639B2 (en) * 2009-09-21 2016-10-25 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
EP2319833A1 (en) * 2009-10-16 2011-05-11 Lonza Ltd. Methods and devices for the production of aqueous solutions of cyanopyridines
US9021832B2 (en) * 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2011123278A1 (en) * 2010-03-31 2011-10-06 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
KR101714102B1 (ko) * 2010-03-31 2017-03-08 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 탄화수소 가스 처리방법
JP5870085B2 (ja) * 2010-03-31 2016-02-24 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガス処理
AU2011233590B2 (en) * 2010-03-31 2015-02-26 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CA2800699C (en) * 2010-06-03 2016-01-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8528361B2 (en) * 2010-10-07 2013-09-10 Technip USA Method for enhanced recovery of ethane, olefins, and heavier hydrocarbons from low pressure gas
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
US10852060B2 (en) 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
KR101318136B1 (ko) * 2011-12-21 2013-10-16 한국에너지기술연구원 천연가스로부터 천연가스액을 회수하는 방법 및 그 장치
US9726426B2 (en) 2012-07-11 2017-08-08 Butts Properties, Ltd. System and method for removing excess nitrogen from gas subcooled expander operations
JP5692709B2 (ja) * 2013-05-01 2015-04-01 千代田化工建設株式会社 冷却モジュール
KR102099798B1 (ko) 2013-09-11 2020-04-13 유오피 엘엘씨 탄화수소 가스 처리
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
AU2014318270B2 (en) 2013-09-11 2018-04-19 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN104263402A (zh) * 2014-09-19 2015-01-07 华南理工大学 一种利用能量集成高效回收管输天然气中轻烃的方法
MX2017003628A (es) * 2014-09-30 2017-07-13 Dow Global Technologies Llc Proceso para aumentar el rendimiento de etileno y propileno de una planta de propileno.
US10077938B2 (en) 2015-02-09 2018-09-18 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an NGL recovery process for low pressure rich feed gas
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
MX2019001888A (es) 2016-09-09 2019-06-03 Fluor Tech Corp Metodos y configuracion para readaptacion de planta liquidos de gas (ngl) para alta recuperacion de etano.
US10520250B2 (en) 2017-02-15 2019-12-31 Butts Properties, Ltd. System and method for separating natural gas liquid and nitrogen from natural gas streams
US11428465B2 (en) * 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11543180B2 (en) * 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
MX2020003412A (es) 2017-10-20 2020-09-18 Fluor Tech Corp Implementacion de fase de plantas de recuperacion de liquido de gas natural.
US11320196B2 (en) 2017-12-15 2022-05-03 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US20210095921A1 (en) * 2018-05-22 2021-04-01 Fluor Technologies Corporation Integrated methods and configurations for propane recovery in both ethane recovery and ethane rejection
US11015865B2 (en) 2018-08-27 2021-05-25 Bcck Holding Company System and method for natural gas liquid production with flexible ethane recovery or rejection
US11473837B2 (en) * 2018-08-31 2022-10-18 Uop Llc Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane
MX2021010986A (es) 2019-03-11 2021-10-13 Uop Llc Procesamiento de gases de hidrocarburos.
CN110118468B (zh) * 2019-05-10 2020-02-11 西南石油大学 一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN112760132B (zh) * 2019-11-04 2022-04-08 中国石化工程建设有限公司 一种油气回收的方法和装置
RU2758754C1 (ru) * 2021-03-10 2021-11-01 Андрей Владиславович Курочкин Способ реконструкции установки низкотемпературной сепарации газа для повышения выхода газового конденсата (варианты)
US11884621B2 (en) 2021-03-25 2024-01-30 Enerflex Us Holdings Inc. System, apparatus, and method for hydrocarbon processing

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US20060032269A1 (en) * 2003-02-25 2006-02-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing

Family Cites Families (78)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NL240371A (ru) 1958-06-23
US3292380A (en) 1964-04-28 1966-12-20 Coastal States Gas Producing C Method and equipment for treating hydrocarbon gases for pressure reduction and condensate recovery
US3837172A (en) 1972-06-19 1974-09-24 Synergistic Services Inc Processing liquefied natural gas to deliver methane-enriched gas at high pressure
GB1475475A (en) 1974-10-22 1977-06-01 Ortloff Corp Process for removing condensable fractions from hydrocarbon- containing gases
US4171964A (en) 1976-06-21 1979-10-23 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4140504A (en) 1976-08-09 1979-02-20 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4157904A (en) 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4251249A (en) 1977-01-19 1981-02-17 The Randall Corporation Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4185978A (en) 1977-03-01 1980-01-29 Standard Oil Company (Indiana) Method for cryogenic separation of carbon dioxide from hydrocarbons
US4278457A (en) 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4445917A (en) 1982-05-10 1984-05-01 Air Products And Chemicals, Inc. Process for liquefied natural gas
USRE33408E (en) 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4525185A (en) 1983-10-25 1985-06-25 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction with staged compression
US4545795A (en) 1983-10-25 1985-10-08 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
DE3414749A1 (de) 1984-04-18 1985-10-31 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung hoeherer kohlenwasserstoffe aus einem kohlenwasserstoffhaltigen rohgas
FR2571129B1 (fr) 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4707170A (en) 1986-07-23 1987-11-17 Air Products And Chemicals, Inc. Staged multicomponent refrigerant cycle for a process for recovery of C+ hydrocarbons
US4710214A (en) 1986-12-19 1987-12-01 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
US4755200A (en) 1987-02-27 1988-07-05 Air Products And Chemicals, Inc. Feed gas drier precooling in mixed refrigerant natural gas liquefaction processes
US4854955A (en) 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4869740A (en) 1988-05-17 1989-09-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4851020A (en) 1988-11-21 1989-07-25 Mcdermott International, Inc. Ethane recovery system
US4889545A (en) 1988-11-21 1989-12-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4895584A (en) 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US5114451A (en) 1990-03-12 1992-05-19 Elcor Corporation Liquefied natural gas processing
FR2681859B1 (fr) 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const Procede de liquefaction de gaz naturel.
JPH06299174A (ja) 1992-07-24 1994-10-25 Chiyoda Corp 天然ガス液化プロセスに於けるプロパン系冷媒を用いた冷却装置
JPH06159928A (ja) 1992-11-20 1994-06-07 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
FR2714722B1 (fr) 1993-12-30 1997-11-21 Inst Francais Du Petrole Procédé et appareil de liquéfaction d'un gaz naturel.
US5615561A (en) 1994-11-08 1997-04-01 Williams Field Services Company LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
WO1996040604A1 (en) 1995-06-07 1996-12-19 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
MY117899A (en) 1995-06-23 2004-08-30 Shell Int Research Method of liquefying and treating a natural gas.
US5600969A (en) 1995-12-18 1997-02-11 Phillips Petroleum Company Process and apparatus to produce a small scale LNG stream from an existing NGL expander plant demethanizer
US5755115A (en) 1996-01-30 1998-05-26 Manley; David B. Close-coupling of interreboiling to recovered heat
ID15984A (id) 1996-02-29 1997-08-21 Shell Int Research Pengurangan jumlah komponen yang memiliki titik didih yang rendah pada gas alam yang mencair
US5799507A (en) * 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5755114A (en) 1997-01-06 1998-05-26 Abb Randall Corporation Use of a turboexpander cycle in liquefied natural gas process
JPH10204455A (ja) 1997-01-27 1998-08-04 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
US5983664A (en) 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
TW366411B (en) 1997-06-20 1999-08-11 Exxon Production Research Co Improved process for liquefaction of natural gas
CA2294742C (en) 1997-07-01 2005-04-05 Exxon Production Research Company Process for separating a multi-component gas stream containing at least one freezable component
US5890377A (en) 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process
DZ2671A1 (fr) 1997-12-12 2003-03-22 Shell Int Research Processus de liquéfaction d'un produit alimenté gazeux riche en méthane pour obtenir un gaz natural liquéfié.
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
US6119479A (en) 1998-12-09 2000-09-19 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant cycle for gas liquefaction
MY117548A (en) 1998-12-18 2004-07-31 Exxon Production Research Co Dual multi-component refrigeration cycles for liquefaction of natural gas
US6125653A (en) 1999-04-26 2000-10-03 Texaco Inc. LNG with ethane enrichment and reinjection gas as refrigerant
US6336344B1 (en) 1999-05-26 2002-01-08 Chart, Inc. Dephlegmator process with liquid additive
US6324867B1 (en) 1999-06-15 2001-12-04 Exxonmobil Oil Corporation Process and system for liquefying natural gas
US6347532B1 (en) 1999-10-12 2002-02-19 Air Products And Chemicals, Inc. Gas liquefaction process with partial condensation of mixed refrigerant at intermediate temperatures
US6308531B1 (en) 1999-10-12 2001-10-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hybrid cycle for the production of liquefied natural gas
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
US6453698B2 (en) * 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
WO2001088447A1 (en) 2000-05-18 2001-11-22 Phillips Petroleum Company Enhanced ngl recovery utilizing refrigeration and reflux from lng plants
US20020166336A1 (en) 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
CA2423699C (en) 2000-10-02 2008-11-25 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6367286B1 (en) 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
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
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6526777B1 (en) 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6742358B2 (en) 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
US7069743B2 (en) 2002-02-20 2006-07-04 Eric Prim System and method for recovery of C2+ hydrocarbons contained in liquefied natural gas
US6945075B2 (en) 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
US7219513B1 (en) 2004-11-01 2007-05-22 Hussein Mohamed Ismail Mostafa Ethane plus and HHH process for NGL recovery
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20080078205A1 (en) 2006-09-28 2008-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8590340B2 (en) 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US20060032269A1 (en) * 2003-02-25 2006-02-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2753698C2 (ru) * 2016-08-26 2021-08-19 Юоп Ллк Переработка углеводородного газа

Also Published As

Publication number Publication date
BRPI0817779A2 (pt) 2015-03-24
MY165412A (en) 2018-03-21
TW200923301A (en) 2009-06-01
CL2008003094A1 (es) 2009-10-16
AR068915A1 (es) 2009-12-16
AU2008312570B2 (en) 2014-01-16
TWI453366B (zh) 2014-09-21
JP5667445B2 (ja) 2015-02-12
US8919148B2 (en) 2014-12-30
CN101827916A (zh) 2010-09-08
US20090100862A1 (en) 2009-04-23
MX339928B (es) 2016-06-17
EA201070487A1 (ru) 2010-10-29
ZA201002337B (en) 2010-12-29
MX2010003951A (es) 2010-05-17
CN101827916B (zh) 2013-08-21
KR20100085980A (ko) 2010-07-29
BRPI0817779B1 (pt) 2018-02-06
CO6270264A2 (es) 2011-04-20
AU2008312570A1 (en) 2009-04-23
PE20090946A1 (es) 2009-07-13
JP2011500923A (ja) 2011-01-06
CA2703052C (en) 2016-02-09
CA2703052A1 (en) 2009-04-23
NZ584220A (en) 2012-04-27
WO2009052174A1 (en) 2009-04-23

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA018675B1 (ru) Переработка газообразных углеводородов
JP5793145B2 (ja) 炭化水素ガス処理
JP4571934B2 (ja) 炭化水素ガス処理
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
CN113557401B (zh) 烃类气体处理方法和设备
CA2901741C (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

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 TM RU