EP1352203B1 - Procede de refrigeration de gaz liquefie et installation mettant en oeuvre celui-ci - Google Patents

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EP1352203B1
EP1352203B1 EP01271522A EP01271522A EP1352203B1 EP 1352203 B1 EP1352203 B1 EP 1352203B1 EP 01271522 A EP01271522 A EP 01271522A EP 01271522 A EP01271522 A EP 01271522A EP 1352203 B1 EP1352203 B1 EP 1352203B1
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    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/62—Separating low boiling components, e.g. He, H2, N2, Air
    • 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
    • F25J2240/30—Dynamic liquid or hydraulic expansion with extraction of work, e.g. single phase or two-phase turbine
    • 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
    • F25J2240/40—Expansion without extracting work, i.e. isenthalpic throttling, e.g. JT valve, regulating valve or venturi, or isentropic nozzle, e.g. Laval
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/04—Internal refrigeration with work-producing gas expansion loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/12—External refrigeration with liquid vaporising loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/18—External refrigeration with incorporated cascade loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/42—Quasi-closed internal or closed external nitrogen refrigeration cycle
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/66—Closed external refrigeration cycle with multi component refrigerant [MCR], e.g. mixture of hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2280/00—Control of the process or apparatus
    • F25J2280/02—Control in general, load changes, different modes ("runs"), measurements
    • 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
    • F25J2290/80—Retrofitting, revamping or debottlenecking of existing plant

Definitions

  • the present invention relates, in a general manner and according to a first aspect, to the gas industry, and in particular to a process for refrigerating pressurized gas containing methane and C2 hydrocarbons and higher, with a view to their separation.
  • the invention relates to a method according to the preamble of claim 1.
  • Refrigeration processes of this type are well known to those skilled in the art and have been in use for many years, particularly in the document US 3646652 .
  • the refrigeration process of liquefied natural gas (LNG) according to the preamble above is used in a known manner in order to eliminate the nitrogen sometimes present in large quantities in natural gas.
  • the fuel gas obtained by this process is enriched with nitrogen, whereas the refrigerated liquefied natural gas is depleted of nitrogen.
  • Natural gas liquefaction plants have well-defined technical characteristics and limitations imposed by the capacity of the elements of production constituting them. As a result, a liquefied natural gas production facility is limited by its maximum production capacity under normal operating conditions. The only way to increase production is to build a new production unit.
  • LNG liquefied natural gas
  • a first object of the invention is to propose a method, moreover in accordance with the generic definition given in the preamble above, which allows the increase of the capacity of an LNG production unit. , without resorting to the construction of another LNG production unit.
  • the subject of the invention is a method according to claim 1 and an installation according to claim 4.
  • a first merit of the invention is to have found that a production unit operating at 100% of its capacity, producing a certain flow of liquefied natural gas at a temperature of -160 ° C and a pressure of around 50 bar all other operating parameters being constant, can only increase its flow, and therefore its production, by an increase in the production temperature of the liquefied natural gas.
  • the GNI is stored at about -160 ° C at low pressure (less than 1.1 bar absolute), and an increase in its storage temperature would result in an increase in its storage pressure, which represented prohibitive costs, but especially transport difficulties, because of the very large quantities of GEL produced.
  • the LNG is prepared at a temperature of -160 ° C prior to storage.
  • a second merit of the invention is to present an elegant solution to these production limitations by the use of a process of LNG refrigeration that can adapt to a pre-existing LNG production process, not requiring the use of material and financial resources for the implementation of this process.
  • This solution includes the production, by a pre-existing LNG production unit, of LNG at a temperature above approximately -1.60 ° C, then its refrigeration at about -160 ° C by the process according to the invention.
  • a third merit of the invention is to have modified a nitrogen-rich liquefied natural gas refrigeration process known and in accordance with the preamble above, and to have allowed its use both with nitrogen-rich LNG and with LNG that is low in nitrogen. In the latter case, the fuel gas obtained by this process contains very little nitrogen, and therefore has a composition close to that of liquefied natural gas deficient in nitrogen.
  • the method according to the invention may have one or more of the features of claims 2 to 3
  • the plant according to the invention may comprise one or more of the features of claims 5 to 11
  • the plant shown is intended to treat, in known manner, a dried natural gas, desulfurized and decarbonated 100, to obtain liquefied natural gas 1, generally available at a temperature below minus 120 ° C.
  • This LNG liquefaction facility has two independent refrigeration circuits.
  • a first refrigerant circuit 101 corresponding to a propane cycle, makes it possible to obtain a primary cooling at approximately minus 30 ° C. in an exchanger E3 by expansion and vaporization of liquid propane.
  • the heated and expanded vapor propane is then compressed in a second stage.
  • compressor K2 then the compressed gas obtained 102 is then cooled and liquefied in water coolers 103, 104 and 105.
  • a second refrigerant circuit 106 generally corresponding to a cycle using a mixture of nitrogen, methane, ethane and propane, allows a significant cooling of the natural gas to be treated in order to obtain liquefied natural gas 1.
  • the fluid coolant present in the second refrigerant cycle is compressed in a third compressor K3 and cooled in water exchangers 118 and 119, and then cooled in a water cooler 114, to obtain a fluid 107.
  • the latter is then cooled and liquefied in the exchanger E3 to provide a cooled and liquefied stream 108.
  • the latter is then separated into a vapor phase 109 and a liquid phase 110 which are both introduced into the lower part of a cryogenic heat exchanger 111.
  • the liquid phase 110 After cooling the liquid phase 110 then leaves the exchanger 111 to be expanded in a turbine X2 coupled to an electric generator.
  • the expanded fluid 112 is then introduced into the cryogenic exchanger 111 above its lower part, where it is used to cool the fluids flowing in the lower part of the exchanger, by spraying on conduits carrying fluids. to cool, by means of spray bars.
  • the vapor phase 109 circulates in the lower part of the cryogenic exchanger 111 to be cooled and liquefied, then is further cooled by circulation in an upper part of the cryogenic exchanger 111.
  • this fraction 109 cooled and liquefied is relaxed in a valve 115, and is used to cool the fluids circulating in the upper part of the cryogenic exchanger 111, by spraying on conduits carrying fluids to be cooled.
  • the refrigerant liquids sprayed inside the cryogenic exchanger 111, are then collected at the bottom of the latter to provide the flow 106 which is sent to the compressor K3.
  • the dried, desulphurized and decarbonated natural gas 100 is cooled in a propane heat exchanger 113 and then subjected to a desiccation treatment, which may be, for example, a passage over a molecular sieve, for example a zeolite, and a demercurization treatment, for example by passing on a silver foam or other mercury scavenger, in a chamber 116 to supply a purified natural gas 117.
  • the latter is then cooled and partially liquefied in the heat exchanger E3, circulates in the lower part, then in the upper part of the cryogenic exchanger 111 to provide a liquefied natural gas 1.
  • the latter is usually obtained at a temperature below minus 120 ° C.
  • the installation shown is intended to treat, as a known mason, a liquefied natural gas 1 rich in nitrogen, for obtaining, on the one hand, a liquefied natural gas that is cooled and poor in nitrogen 4, and on the other hand of a compressed first fraction 5 which is a nitrogen-rich compressed fuel gas.
  • LNG 1 is first expanded and cooled in an X3 expansion turbine which is regulated by a controller LNG flow circulating in the pipe 1, then is again expanded and cooled in a valve 18 whose opening depends on the pressure of the LNG at the output of compressor X3, to provide a stream of liquefied natural gas expanded 2.
  • the latter is then separated into a relatively more volatile first head fraction 3 and a relatively less volatile first foot fraction 4 in a V1 flask.
  • the first bottom fraction 4 consisting of refrigerated liquefied natural gas is collected and pumped into a pump P1, circulates in a valve 19 whose opening is regulated by a liquid level controller in the bottom of the tank V1, and then leaves the tank. installation and be stored.
  • the first head fraction 3 is heated in a first heat exchanger E1 and is then introduced into a low pressure stage 15 of a compressor K1 coupled to a gas turbine GT.
  • This compressor K1 comprises a plurality of compression stages 15, 14, 11 and 30, at progressively high pressures, and a plurality of water coolers 31, 32, 33 and 34.
  • the compressed gases are cooled by passing through a heat exchanger, preferably with water.
  • the first head fraction 3 provides, at the end of the compression and cooling steps, the nitrogen-rich compressed fuel gas 5. This combustible gas is then collected and leaves the installation.
  • a small portion of the fuel gas 5 is taken which corresponds to a stream 6.
  • This stream 6 is refrigerated in the exchanger E1 by yielding its heat to the first head fraction 3, to give a cooled flow 22.
  • This cooled flow 22 flows then in a valve 23 whose opening is controlled by a flow controller at the outlet of the exchanger E2.
  • the stream 22 is finally mixed with the expanded liquefied natural gas stream 2.
  • the installation shown is intended to treat, in known manner, a liquefied natural gas 1 rich in nitrogen, to obtain, on the one hand, a cooled, nitrogen-poor liquefied natural gas 4, and on the other hand, a compressed first fraction 5 which is a nitrogen-rich compressed fuel gas.
  • the separation tank V1 was replaced by a distillation column C1 and a heat exchanger E2.
  • the LNG 1 is first expanded and cooled in an expansion turbine X3 whose speed is regulated by an LNG flow controller flowing in the pipe 1, then is cooled in the heat exchanger E2, to provide a cooled flow 20
  • the latter circulates in a valve 21, whose opening is controlled by a pressure controller located on the pipe 20, upstream of said valve 21, to provide a stream of liquefied natural gas expanded 2.
  • the flow of liquefied natural gas relaxed 2 is then separated into a relatively more volatile first head fraction 3 and a relatively less volatile first foot fraction 4 in column C1.
  • the first bottom fraction 4 consisting of refrigerated liquefied natural gas is collected and pumped into a pump P1, circulates in a valve 19 whose opening is regulated by a liquid level controller in the bottom of the tank V1, and then leaves the tank. installation and be stored.
  • Column C1 comprises a bottom reboiler 16 which uses liquid contained on a plate 17.
  • the flow flowing in the reboiler 16 is heated in the heat exchanger E2 and then introduced into the bottom of the column C1.
  • the first top fraction 3 follows the same treatment as presented on the figure 2 , to obtain a first compressed gas fraction 5, which is a nitrogen-rich compressed fuel gas, and a second compressed fraction 6 which is a compressed fuel gas sampling fraction. Similarly, this last fraction is heated in the exchanger E1 to This stream 22 is also mixed with the expanded liquefied natural gas stream 2.
  • the installation shown is intended to treat, using a device according to the method of the invention, a liquefied natural gas 1 rich in nitrogen, for obtaining on the one hand, a liquefied natural gas cooled and low in nitrogen 4, and secondly, a nitrogen-rich compressed fuel gas 5.
  • This installation has elements common to the figure 3 , in particular the expansion and cooling of the LNG 1 to obtain the expanded LNG stream 2. Similarly, the separation into the first top fraction 3 and the first bottom fraction 4 is carried out similarly in the column C1. Finally, the flow of fuel gas 5 is obtained, as previously, by successive compression and cooling. Unlike the process presented on the figure 3 a second compressed fraction 6 taken from the first fraction of compressed gas 5 feeds a compressor XK1 coupled to an expansion turbine X1 to obtain a third compressed fraction 7. This is cooled in a water cooler 24 , then separated into a compressed fourth fraction 8 and a compressed fifth fraction 9.
  • the fourth compressed fraction 8 is cooled in the heat exchanger E1 to provide a fraction 25 which is expanded in the turbine X1.
  • the turbine X1 provides a relaxed flow 10 which is heated in the exchanger E1 to give a heated expanded flow 26.
  • This heated expanded flow 26 is introduced at a medium pressure stage 11 of the compressor K1.
  • the fifth compressed fraction 9 is cooled in the heat exchanger E1 to provide a fraction 22 which is expanded in a valve 23 and is then mixed with the expanded LNG fraction 2.
  • the regulator X1 comprises an inlet guide valve 27, allowing, by varying the angle of introduction of the flow 25 on the blades of the turbine X1, to vary the speed of rotation of the latter, and consequently to vary the power delivered to the compressor XK1.
  • the installation shown is intended to treat, using a device according to the method of the invention, a liquefied natural gas 1 preferably rich in nitrogen, for obtaining, on the one hand, a gas Liquefied natural gas cooled and poor in nitrogen 4, and secondly, a nitrogen-rich compressed fuel gas 5, in the case where liquefied natural gas 1 contains it.
  • This installation has elements common to the figure 4 , especially the production, by a distillation column C1 of a first head fraction 3, and a first foot fraction 4.
  • the first head fraction 3 is compressed in a compressor K1 and cooled in refrigerants 31-34 for obtaining a first compressed fraction 5.
  • a second sampling fraction 6 is withdrawn from the first compressed fraction 5 to be compressed in a compressor XK1 coupled to an expansion turbine X1, which produces an output of third compressed fraction 7.
  • the latter is separated into a compressed fourth fraction 8 and a compressed fifth fraction 9.
  • the fourth compressed fraction 8 is cooled in the heat exchanger E1 to provide a fraction 25 which is expanded in the turbine X1.
  • the turbine X1 provides a relaxed flow 10 which is heated in the exchanger E1 to give a heated expanded flow 26.
  • This heated expanded flow 26 is introduced at a medium pressure stage 11 of the compressor K1.
  • the fifth compressed fraction 9 is cooled in the heat exchanger E1 to provide a fraction 22 which is expanded in a valve 23 and is then mixed with the relaxed LNG fraction 2.
  • the regulator X1 comprises an inlet guide valve 27, the function of which has been defined in the description of the figure 4 .
  • the installation represented on the figure 5 further comprises a separator tank V2 in which the expanded natural gas stream 2 is separated into a second top fraction 12 and a second bottom fraction 13.
  • the second head fraction 12 is heated in the exchanger E1 and is introduced into a medium pressure stage 14 of the compressor K1, at an intermediate pressure between the inlet pressure of the low pressure stage 15 and that of the stage medium pressure 11.
  • the second bottom fraction 13 is cooled in an exchanger E2 to produce a fraction of cooled LNG 20.
  • the latter fraction is expanded and cooled in a valve 28 to produce a fraction of cooled and cooled LNG 29.
  • the opening of the valve 28 is controlled by a liquid level controller contained in the balloon V2.
  • the stream 29 is then introduced into the column C1 to be separated into the first top fraction 3 and the first bottom fraction 4.
  • Column C1 comprises a reboiler 16, which takes liquid contained on a plate 17 of the column C1 to heat it in the exchanger E2 by heat exchange with the flow 13, and introduce it at the bottom of the column.
  • the first foot fraction 4 is pumped by a pump P1 and passes through a valve 19 whose opening is controlled by a liquid level controller present in the bottom of the column C1.
  • the installation shown is intended to treat, using a device according to the method of the invention, a liquefied natural gas 1 preferably low in nitrogen, for obtaining, on the one hand, a liquefied natural gas cooled and deficient in nitrogen 4, and on the other hand, a nitrogen-rich compressed gas fuel 5, in the case of the use LNG 1 rich in nitrogen.
  • This installation has elements common to the figure 2 and to figures 4 and 5 .
  • the figure 6 is structurally similar to the figure 4 , except column C1, which has been replaced by a separating balloon V1, and the exchanger E2 which has been omitted, because of the absence of a reboiler when using a separating balloon .
  • the expanded LNG stream 2 is then introduced directly into the separator tank V1 to be separated into a first head fraction 3 and a first bottom fraction 4.
  • the installation shown is intended to treat, using a device according to the method of the invention, a liquefied natural gas 1, preferably low in nitrogen, for obtaining, on the one hand, a cooled liquefied natural gas 4, and secondly, a compressed combustible gas 5.
  • a liquefied natural gas 1 preferably low in nitrogen
  • This installation has elements common to the figure 2 and to figures 4 , 5 and 6 .
  • the figure 7 is structurally similar to the figure 5 , with the exception of column C1 which has been replaced by a balloon. separator V1, and the exchanger E2 which has been removed, because of the absence of reboiler when using a separating balloon.
  • the expanded LNG stream 2 is then introduced directly into the separator tank V2 to be separated into a second head fraction 12 and a second bottom fraction 13.
  • the second head fraction 12 is heated in an exchanger E1 and is introduced into a compressor K1 at a medium pressure stage 14, intermediate between a low pressure stage 15 and a medium pressure stage 11, in the same way as described for the figure 5 .
  • Power on a shaft line represents the power available on a General Electric GESD, GE6 and GE7 gas turbine shaft. Turbines of this type are coupled to the compressors K1, K2 and K3 represented on the Figures 1-7 .
  • the reject temperature will be taken as 310.15 K (37 ° C).
  • State 1 will be gas natural at 37 ° C and 51 bar and state 2 will be LNG at T2 temperature and at 50 bar.
  • Table 2 shows the evolution of the theoretical work for the liquefaction of natural gas A and B as a function of the LNG temperature at the end of the liquefaction process.
  • the capacity of the LNG unit is 125.5% of its capacity at -160 ° C, which is considerable.
  • the propane cycle has 4 stages and the refrigeration of the MCR (multicomponent refrigerant, stream 106, fig.1 ) and propane (stream 102, fig.1 ) is performed in the heat exchanger E3, which is a brazed aluminum plate heat exchanger.
  • the new use of the known liquefaction process makes it possible to increase the temperature of the LNG 1 obtained at the outlet of the production unit while allowing a substantial increase in the quantity produced, which can be up to about 40% to -130. ° C.
  • LNG 1 obtained at the output of a production unit previously described for the figure 1 can be denoted in a unit of denitration as represented on the figure 2 or on the figure 3 .
  • This denitrogenation operation is necessary when the natural gas extracted the deposit contains nitrogen in a relatively large proportion, for example from about more than 0.100 mol% to about 5 to 10 mol%.
  • the installation schematically represented on the figure 2 is a denitrogen unit of LNG, with final flash.
  • the flash is obtained at the time of separation of the expanded LNG 2 into a relatively more volatile, nitrogen-rich first head fraction 3 and a relatively less volatile, nitrogen-poor first foot fraction 4. This separation takes place in a flask V1, as previously described.
  • the LNG 1 of composition "B" containing nitrogen, produced at -150 ° C. and 48 bar is expanded in the hydraulic turbine X3 at a pressure of approximately 4 bar and then in a valve 18 at a pressure of 1.15 bar.
  • the two-phase mixture obtained 2 is separated in the separator tank V1 on the one hand into the nitrogen-rich flash gas 3, and on the other hand into the refrigerated LNG 4.
  • the refrigerated LNG is sent to the storage, as described above. .
  • the flash gas 3, which constitutes the first gaseous fraction is heated in the exchanger E1 to -70 ° C before being compressed to 29 bar in the compressor K1.
  • the compressor K1 produces a first compressed fraction 5 which constitutes the fuel gas enriched in nitrogen.
  • the installation schematically represented on the figure 3 is a unit of denitrogenation of LNG to column of denitrogenation.
  • the replacement of the flash in the balloon V1 by a denazotation column C1 allows a significant improvement in the extraction efficiency of the nitrogen contained in the LNG 1.
  • the LNG 1 at -145.5 ° C is expanded to 5 bar in the expansion hydraulic turbine X3, and is cooled from -146.2 ° C to -157 ° C in the E2 exchanger by heat exchange with the liquid circulating in the bottom reboiler 16 to obtain a flow of cooled and expanded LNG 20.
  • the flow 20 undergoes a second expansion at 1.15 bar in a valve 21 and feeds the column of denitrogenation C1 mixed with LNG - 22 from the partial recycling of the compressed fuel gas 5.
  • the LNG contains 0.06% nitrogen, whereas the nitrogen content of the LNG using a final flash was 1.38% ( fig.2 and Table 5).
  • This bottom of the column LNG is pumped by a pump P1 and represents a cooled fraction of LNG 4 which is sent to storage.
  • the fuel gas 3, which is the first top fraction from the column C1, is warmed to -75 ° C in the exchanger E1, then is compressed to 29 bar in the compressor K1 and cooled by the water coolers 31. 34 to provide a compressed combustible gas 5.
  • a stream 6, which represents 23% of the compressed gas 5 is recycled to the column C1 after heating the stream 3 in the exchanger E1.
  • the fuel gas produced which represents 1032 GJ / h in the case of the use of a GE6 turbine and a GE7, is substantially identical in total calorific value to that of the final flash unit of the fig.2 . The same is true when using larger LNG production units (2 or 3 GE7).
  • compressors which represent a significant investment, both in terms of purchase and from the point of view of energy consumption.
  • compressors that require a power of the order of several tens of thousands of kW must be reliable and can be used under optimal performance conditions over a load range as large as possible.
  • this remark also applies to the means used to make them work.
  • These means being usually here gas turbines, because of the range of commercially available powers.
  • Gas turbines to be effective, must be used at full capacity.
  • the gas turbine driving the compressor K1 must have a maximum power adapted to the power required by the compressor, in order to obtain the most favorable compression performance possible.
  • the method according to the invention proposes in particular to use all of the power available to drive the compressor K1.
  • the method according to the invention also makes it possible to increase the temperature at the outlet of the liquefaction process to obtain the flow of LNG 1, and to use the surplus power available on the gas turbine driving K 1 in order to cool the LNG at minus 160 ° C.
  • the process according to the invention makes it possible, by virtue of the possibility of increasing the temperature of the LNG 1 produced for example according to the APCI process, to increase the flow rate of LNG cooled to -160 ° C. to a large extent, in some cases, up to about 40%.
  • the method of the invention has the merit of being able to be implemented easily, because of the simplicity of the means necessary for its realization.
  • LNG 1 is produced at -140.5 ° C by the APCI process shown in FIG. figure 1 .
  • This process was implemented using two GE7 gas turbines for the drive of compressors K2 and K3.
  • This LNG 1 enters the installation presented on the figure 4 . It is expanded to 6.1 bar in the X3 hydraulic expansion turbine driving an electricity generator, then cooled from -141.2 to -157 ° C in a heat exchanger E2 by heat exchange with a liquid circulating in a bottom reboiler 16, to provide a cooled LNG 21.
  • the latter is expanded to 1.15 bar in a valve 21 to obtain a relaxed flow 2 which feeds a column C1 mixed with a stream 22, as indicated above in the description of the figures.
  • the flow of LNG 4, withdrawn at the bottom of column C1, comprises 0.00% nitrogen.
  • the fuel gas 3 is heated to -34 ° C in the exchanger E1 and is compressed to 29 bar in the compressor K1 to supply a fuel gas network.
  • a first difference with the known method comes from the amount of compressed gas 6 taken from the flow of fuel gas 5: it now amounts to about 73%.
  • This compressed gas 6 is compressed at 38.2 bar in the compressor XK1 to provide a fraction 7.
  • the latter is cooled to 37 ° C in a water exchanger 24 and is separated into two streams 8 and 9.
  • the stream 9 which is a minority, which represents 30% of the stream 7, is liquefied and cooled to -160 ° C. and returns to the denitrogenation column C1.
  • the fuel gas produced represents 1400 GJ / h, it is identical in total calorific value to that of the final flash unit.
  • the use of the denitrogenation technique and the process of the invention made it possible to increase the capacity of the liquefaction train by 11.74%, for a reasonable additional cost.
  • the method according to the invention also has a considerable interest for the regulation of the amount of fuel gas produced. Indeed, it is therefore possible to have a sustained production of fuel gas, as shown by a numerical example in Table 8, below: Table 8 Unit 2 GE7 LNG 1 temperature ° C -135 debit kg / h 641176 Refrigerated LNG 4 debit kg / h 546088 specific low thermal value kJ / kg 49454 nitrogen content mol% 0.00 LNG production 4, low thermal value GJ / h 27006 % 113.39 Fuel gas 5 debit kg / h 95092 specific low thermal value kJ / kg 29361 fuel gas production 5, value specific low thermal GJ / h 2792 Unit of denunciation K1 compressor power kW 23900 power of the regulator X1 kW 802 performances Specific output power of LNG 4 kJ / kg 1014 Power ratio of K1 / LNG production 4 0.0205 Additional LNG production kg / h 54103 GJ / h 3188
  • FIG. 5 Another embodiment according to the method of the invention, implementing a denitrogenation column C1, is presented on the figure 5 , described above. To the difference from the figure 4 this embodiment involves a separator balloon V2.
  • LNG 1 composition "B” obtained at -140.5 ° C, at a pressure of 48.0 bar with a flow rate of 33294 kmol / h, is expanded to 6.1 bar and minus 141.25 ° C in the hydraulic turbine X3, then is again expanded to 5.1 bar and -143.39 ° C in the valve 18, to provide the expanded flow 2.
  • Stream 2 (33294 kmol / h) is mixed with stream 35 (2600 kmol / h) to obtain stream 36 (35894 kmol / h) at -146.55 ° C.
  • Stream 35 is composed of 42.97% nitrogen, 57.02% methane and 0.01% ethane.
  • Stream 36 which is composed of 6.79% nitrogen, 85.83% methane, 4.97% ethane, 1.71% propane, 0.27% isobutane and 0.44% % n-butane, is separated in the flask V2 in the second top fraction 12 (1609 kmol / h), and in the second foot fraction 13 (34285 kmol / h).
  • the stream 12 (45.58% of nitrogen, 54.4% of methane and 0.02% of ethane) is heated up to 33 ° C. in the exchanger E1, to provide a stream 37 which supplies, at 4.9 bar, compressor K1 on the medium pressure stage 14.
  • Stream 13 (4.97% nitrogen, 87.30% methane, 5.20% ethane, 1.79% propane, 0.28% isobutane and 0.46% n- butane) is cooled in the heat exchanger E2 to provide the stream at -157 ° C and 4.6 bar.
  • the latter is expanded in the valve 28 to obtain the stream 29 at -165.21 ° C and 1.15 bar, which is introduced into the column C1.
  • the column C1 is equipped with the bottom reboiler 16, which cools the stream 13 to obtain the stream 20.
  • the compressor K1 produces the compressed stream 5 at 37 ° C and 29 bar with a flow rate of 11341 kmol / h.
  • This flow of combustible gas (42.90% nitrogen and 57.09% methane) is separated into a stream 40, which represents 3041 kmol / h, which leaves the installation, and in a stream 6, which represents 8300 kmol / h, which is compressed in the compressor XK1.
  • the compressor XK1 produces the compressed stream 7. at 68.18 ° C and 39.7 bar.
  • the stream 7 is cooled to 37 ° C in the water exchanger 24, and is separated into the streams 8 and 9.
  • Stream 8 (5700 kmol / h) is cooled in exchanger E1 to give the stream at -74 ° C and 38.9 bar.
  • Stream 9 (2600 kmol / h) is cooled in exchanger E1 to give stream 22 at -155 ° C and 38.4 bar. The latter is then expanded in the valve 23 to provide the flow at -168 ° C and 5.1 bar.
  • Stream 25 is expanded in the expansion turbine X1 which produces fraction 10 at a temperature of -139.7 ° C and a pressure of 8.0 bar. This fraction is then reheated in exchanger E1 which produces fraction 26 at a temperature of 32 ° C. and a pressure of 7.8 bar.
  • Fraction 26 feeds the compressor K1 on the medium-pressure stage 11.
  • the compressor K1 and the expander X1 have the following performances: Unit of denunciation K1 compressor power 22007 kW power of the regulator X1 2700 kW
  • V2 balloon allows a kid about 2000 kW on the power of the compressor K1.
  • the LNG can then be produced directly at -160 ° C and shipped to the storage after expansion in a hydraulic turbine, for example similar to X3: This is the technique of deep subcooling.
  • the method according to the invention achieves this goal. It makes it possible to increase the temperature of the LNG at the end of the liquefaction process and consequently to increase the flow rate of cooled LNG 4, produced for storage purposes.
  • the LNG 1 at a temperature of -147 ° C. is expanded to 2.7 bar in the hydraulic turbine X3 driving an electric generator, then undergoes a second expansion at 1.15 bar in the valve 18, and supplies the flash ball V1 mixed with LNG from the liquefaction of the compressed fuel gas 5.
  • the fuel gas 3, which is the first head fraction, is heated up to 32 ° C in the exchanger E1 before being compressed to 29 bar in the compressor K1 to possibly feed the fuel gas network.
  • all of the fuel gas is sent into the compressor XK1 to provide the compressed stream 7 at 41.5 bar.
  • This stream is then cooled to 37 ° C in the water exchanger 24, then is divided into two streams 8 and 9.
  • the stream 8, which represents 79% of the stream 7, is cooled to -60 ° C. before supplying the turbine X1 coupled to the compressor XK1.
  • the turbine X1 provides the expanded gas 10 at a pressure of 9 bar and a temperature of -127 ° C.
  • This flow 10 is heated in the exchanger E1 to obtain a heated flow 26 at 32 ° C, then feeds the compressor K1 on the suction of its third stage.
  • the stream 9, which represents 21% of the stream 7, is liquefied and cooled to -141 ° C. in the exchanger E1 and returns to the flash tank V1.
  • FIG. 7 Another embodiment according to the method of the invention, implementing a denitrogenation column C1, is presented on the figure 7 , described above. To the difference from the figure 6 this embodiment involves a separator balloon V2.
  • composition "A” obtained at -147 ° C. under a pressure of 48.0 bar with a flow rate of 30885 kmol / h, is expanded to 2.7 bar and minus 147.63 ° C. in the hydraulic turbine X3, then is again expanded to 2.5 bar and minus 148.33 ° C in the valve 18, to provide the expanded flow 2.
  • Stream 2 (30885 kmol / h) is mixed with stream 35 (3127 kmol / h) to obtain stream 36 (34012 kmol / h) at -149.00 ° C.
  • the stream is composed of 3.17% nitrogen, 96.82% methane and 0.01% ethane.
  • Stream 36 which is composed of 0.38% nitrogen, 91.90% methane, 4.09% ethane, 2.27% propane, 0.54% isobutane and 0.82% % n-butane, is separated in the flask V2 in the second top fraction 12 (562 kmol / h), and in the second foot fraction 13 (33450 kmol / h).
  • the stream 12 (5.41% nitrogen, 94.57% methane and 0.02% ethane) is heated up to 34 ° C in the exchanger E1, to provide a stream 37 which feeds, at 2.4 bar, compressor K1 on medium pressure stage 14.
  • Stream 13 (0.03% nitrogen, 91.85% methane, 4.16% ethane, 2.31% propane, 0.55% isobutane and 0.83% n butane) is expanded in the valve 28 to obtain the stream 29 at -159,17 ° C and 1.15 bar, which is introduced into the separator tank V1.
  • the flask V1 produces at its head the first top fraction 3 (2564 kmol / h) at -159.17 ° C.
  • Fraction 3 (2.72% nitrogen, 97.27% methane and 0.01% ethane) is reheated in exchanger E1 to give stream 41 at minus 32.21 ° C and 1.05. bar.
  • the flow 41 supplies the low pressure suction 15 of the compressor K1.
  • the V1 flask produces the first foot fraction 4 at -159.17 ° C and 1.15 bar with a flow rate of 30886 kmol / h.
  • This fraction 4 (0.10% nitrogen, 91.40% methane, 4.50% ethane, 2.50% propane, 0.60% isobutane and 0.90% n- butane) is pumped by the pump P1 to provide a fraction 39 at 4.15 bar and -159.02 ° C, and then leaves the installation.
  • the compressor K1 produces the compressed stream 5 at 37 ° C and 29 bar with a flow rate of 13426 kmol / h.
  • This flow of fuel gas (3.18% nitrogen, 96.81% methane and 0.01% ethane) is completely compressed in the compressor XK1, without production of fuel gas 40.
  • the XK1 compressor produces the compressed stream 7 at 72.51 ° C and 42.7 bar.
  • the stream 7 is cooled to 37 ° C in the water exchanger 24, and is separated into the streams 8 and 9.
  • Stream 8 (10300 kmol / h) is cooled in exchanger E1 to give the stream at -56 ° C and 41.9 bar.
  • Stream 9 (3126 kmol / h) is cooled in exchanger E1 to give stream 22 at -141 ° C and 41.4 bar. The latter is then expanded in the valve 23 to provide the flow at -152.37 ° C and 2.50 bar.
  • Stream 25 is expanded in the expansion turbine X1 which produces fraction 10 at a temperature of -129.65 ° C and a pressure of 8.0 bar. This fraction 10 is then reheated in exchanger E1 which produces fraction 26 at a temperature of 34 ° C. and a pressure of 7.8 bar.
  • Fraction 26 feeds the compressor K1 on the suction of the medium-pressure stage 11.
  • the compressor K1 and the expander X1 have the following performances: K1 denazaction unit K1 compressor power 23034 kW power of the regulator X1 2700 kW
  • the use of the balloon V2 allows a gain of about 1000 kW on the power of the compressor K1.

Description

  • La présente invention concerne, de façon générale et selon un premier de ses aspects, l'industrie gazière, et en particulier un procédé de réfrigération de gaz sous pression contenant du méthane et des hydrocarbures en C2 et supérieure, en vue de leur séparation.
  • Plus précisément, l'invention concerne un procédé selon le préambule de la revendication 1.
  • Des procédés de réfrigération de ce type sont bien connus de l'homme de l'art et utilisés depuis de nombreuses années, en particulier dans le document US 3646652 .
  • Le procédé de réfrigération de gaz naturel liquéfié (GNL) conforme au préambule ci-dessus est utilisé de façon connue dans le but d'éliminer l'azote présent parfois en grande quantité dans le gaz naturel. Dans ce cas, le gaz combustible obtenu par ce procédé est enrichi en azote, alors que le gaz naturel liquéfié réfrigéré est appauvri en azote.
  • Les installations de liquéfaction de gaz naturel ont des caractéristiques techniques bien définies et des limitations imposées par la capacité des éléments de production les constituant. Par conséquent, une installation de production de gaz naturel liquéfier est limitée par sa capacité maximale de production, dans les conditions habituelles de fonctionnement. La seule solution pour augmenter la production consiste à construire une nouvelle unité de production.
  • Compte tenu des coûts que représentent un tel investissement, il est nécessaire de s'assurer que l'augmentation de production souhaitée sera durable, afin d'en faciliter l'amortissement.
  • Actuellement, il n'existe pas de solution pour augmenter, même temporairement, la production d'une unité de production de gaz naturel liquéfié, lorsqu'elle fonctionnel au maximum de ses capacités, sans avoir recours à un investissement lourd et coûteux consistant en la construction d'une autre unité de production.
  • La capacité de production de gaz naturel liquéfié (GNL) dépend essentiellement de la puissance des compresseurs utilisés pour permettre la réfrigération et la liquéfaction du gaz naturel.
  • Dans ce contexte, un premier but de l'invention est de proposer un procédé, par ailleurs conforme à la définition générique qu'en donne le préambule ci-dessus, qui permette l'augmentation de la capacité d'une unité de production de GNL, sans avoir recours à la construction d'une autre unité de production de GNL.
  • L'invention a pour objet un procédé selon la revendication 1, et une installation selon la revendication 4.
  • Un premier mérite de l'invention est d'avoir trouve qu'une unité de production fonctionnant à 100% de ses capacités, produisant un certain débit de gaz naturel liquéfie à une température de -160°C et à une pression voisiné de 50 bar, tous les autres paramètres de fonctionnement étant constante, ne peut augmenter son débit, et donc sa production, que par une augmentations de la température de production du gaz naturel liquéfié.
  • Cependant, le GNI, est stocké à environ -160°C à basse pression (moins de 1,1 bar absolus), et une augmentation de sa température de stockage entraînerait une augmentation de sa pression de stockage, ce qui représentée des coûts prohibitifs, mais surtout des difficultés de transport, du fait des très grandes quantités de GEL produites.
  • Par conséquent, il est habituel que le GNL soit préparé à une température voisine de -160°C préalablement à son stockage.
  • Un second mérite de l'invention est de présenter une solution élégante à ces limitations de production par l'utilisation d'un procécé de réfrigération de GNL pouvant s'adapter à un procédé de production de GNL préexistait, ne nécessitant pas l'utilisation de moyens matériels et financiers importantes pour la mise en oeuvre de ce procédé. Cette solution comprend la production, par une unité de production de GNL préexistante, de GNL à une température supérieure à environ -1.60°C, puis sa réfrigération à environ -160°C par le procédé conforme à l'invention.
    Un troisième mérite de l'invention est d'avoir modifié un, procédé de réfrigération de gaz naturel liquéfié riche en azote connu et conforme au préambule ci-dessus, et d'avoir permis son utilisation aussi bien avec du GNL riche en azote qu'avec du GNL pauvre en azote. Dans ce dernier cas, le gaz combustible obtenu par ce procédé contient très peu d'azote, et a donc une composition proche de celle du gaz naturel liquéfié pauvre en azote.
  • Le procédé selon l'invention peut présenter l'une ou plusieurs des caractéristiques des revendications 2 à 3
  • L'installation selon invention peut comprendre l'une ou plusieurs des caractéristiques des revendications 5 à 11
  • L'invention sera mieux comprise et d'autres buts, caractéristiques, détails et avantages de celle-ci apparaîtront plus clairement au cours de la description qui va suivre en se référant aux dessins schématiques annexés, donnés iniquement à titre d'exemple non limitatif et dans lesquels :
    • La figure 1 représente un schéma synoptique fonctionnel d'une installation de liquéfaction de gaz naturel conforme à un mode de réalisation de l'art antérieur;
    • La figure 2 représente un schéma synoptique fonctionnel d'une installation de déazotation à gaz naturel liquéfié conforme a un premier mode de réalisation de l'art antérieur;
    • La figure 3 représente un schéma synoptique fonctionnel d'une installation de déazotation de gaz naturel liquéfié conforme à un deuxième mode de réalisation de l'art antérieur;
    • Les figures 4, 5, 6 et 7 représentent des schémas synoptiques fonctionnels d'installations éventuellement de déazotation de gaz naturel liquéfié conforme à des modes de réalisation préférés de l'invention.
  • Sur ces sept figures, on peut notamment livre les symboles « FC. » qui signifie « contrôleur de débit », « GT » qui signifie « turbine à gaz », « GE » qui signifie « générateur électrique », « LC » qui signifie « contrôleur de niveau de liquide », « PC » qui signifie « contrôleur de pression », « SC » qui signifie « contrôleur de vitesse » et « TC » qui signifie « contrôleur de température ».
  • Par souci de clarté et de concision, les conduites utilisées dans les installations des figures 1 à 7 seront reprises par les mêmes signes de référence que les fractions gazeuses qui y circulent.
  • En se rapportant à la figure 1, l'installation représentée est destinée à traiter, de façon connue, un gaz naturel séché, désulfuré et décarbonaté 100, pour l'obtention de gaz naturel liquéfié 1, en général disponible à une température inférieure à moins 120°C.
  • Cette installation de liquéfaction de GNL présente deux circuits de réfrigération indépendants. Un premier circuit réfrigérant 101, correspondant à un cycle propane, permet l'obtention d'un refroidissement primaire à environ moins 30°C dans un échangeur E3 par détente et vaporisation de propane liquide le propane vapeur réchauffé et détendu est ensuite compressé dans un deuxième compresseur K2, puis le gaz comprimé obtenu 102 est ensuite refroidi et liquéfié dans des réfrigérants à eau 103, 104 et 105.
  • Un second circuit réfrigérant 106, correspondant en général à un cycle utilisant un mélange d'azote, de méthane, d'éthane et de propane, permet un refroidissement important du gaz naturel à traiter pour l'obtention de gaz naturel liquéfié 1. Le fluide caloporteur présent dans le second cycle réfrigérant est comprimé dans un troisième compresseur K3 et refroidi dans des échangeurs à eau 118 et 119, puis est refroidi dans un réfrigérant à eau 114, pour l'obtention d'un fluide 107. Ce dernier est ensuite refroidi et liquéfié dans l'échangeur E3 pour fournir un flux refroidi et liquéfié 108. Ce dernier est alors séparé en une phase vapeur 109 et une phase liquide 110 qui sont toutes les deux introduites dans la partie inférieure d'un échangeur cryogénique 111. Après refroidissement, la phase liquide 110 quitte ensuite l'échangeur 111 pour être détendue dans une turbine X2 couplée à un générateur électrique. Le fluide détendu 112 est ensuite introduit dans l'échangeur cryogénique 111 au dessus de sa partie inférieure, où il est utilisé pour refroidir les fluides circulant dans la partie inférieure de l'échangeur, par pulvérisation sur des conduites transportant des fluides à refroidir, au moyen de rampes de pulvérisation. La phase vapeur 109 circule dans la parte inférieure de l'échangeur cryogénique 111 pour y être refroidie et liquéfiée, puis est encore refroidie par circulation dans une partie supérieure de l'échangeur cryogénique 111. Enfin, cette fraction 109 refroidie et liquéfiée est détendue dans une vanne 115, puis est utilisée pour refroidir les fluides circulant dans la partie supérieure de l'échangeur cryogénique 111, par pulvérisation sur des conduites transportant des fluides à refroidir. Les liquides réfrigérants pulvérisés à l'intérieur de l'échangeur cryogénique 111, sont ensuite collectés en pied de ce dernier pour fournir le flux 106 qui est envoyé vers le compresseur K3.
  • Le gaz naturel séché, désulfuré et décarbonaté 100, est refroidi dans un échangeur thermique à propane 113, puis est soumis à un traitement de dessiccation, qui peut être, par exemple, un passage sur un tamis moléculaire, par exemple en zéolithe, et à un traitement de démercurisation, par exemple par passage sur une mousse d'argent ou de tout autre piégeur de mercure, dans une enceinte 116 pour fournir un gaz naturel purifié 117. Ce dernier est ensuite refroidi et partiellement liquéfié dans l'échangeur thermique E3, circule dans la partie inférieure, puis dans la partie supérieure de l'échangeur cryogénique 111 pour fournir un gaz naturel liquéfié 1. Ce dernier est habituellement obtenu à une température inférieure à moins 120°C.
  • En se rapportant maintenant à la figure 2, l'installation représentée est destinée à traiter, de maçon connue, un gaz naturel liquéfié 1 riche en azote, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi et pauvre en azote 4, et d'autre part d'une première fraction comprimée 5 qui est un gaz combustible comprimé riche en azote.
  • Le GNL 1 est d'abord détendu et refroidi dans une turbine de détente X3 qui est régulée par un contrôleur de débit de GNL circulant dans la conduite 1, puis est à nouveau détendu et refroidi dans une vanne 18 dont l'ouverture dépend de la pression du GNL en sortie de compresseur X3, pour fournir un flux de gaz naturel liquéfié détendu 2. Ce dernier est alors séparé en une première fraction de tête 3 relativement plus volatile, et une première fraction de pied 4 relativement moins volatile dans un ballon V1. La première fraction de pied 4 constituée de gaz naturel liquéfié réfrigéré est collectée et pompée dans une pompe P1, circule dans une vanne 19 dont l'ouverture est régulée par un contrôleur de niveau de liquide dans le fond du ballon V1, pour ensuite quitter l'installation et être stockée.
  • La première fraction de tête 3 est réchauffée dans un premier échangeur thermique E1, puis est introduite dans un étage à basse pression 15 d'un compresseur K1 couplé à une turbine à gaz GT. Ce compresseur K1 comprend une pluralité d'étages de compression 15, 14, 11 et 30, à des pressions progressivement élevées, et une pluralité de réfrigérants à eau 31, 32, 33 et 34. Après chaque étape de compression, les gaz compressés sont refroidis par passage dans un échangeur thermique, de préférence à eau. La première fraction de tête 3 fournit, à l'issue des étapes de compression et de refroidissement, le gaz combustible comprimé riche en azote 5. Ce gaz combustible est alors collecté et quitte l'installation.
  • On prélève une petite partie du gaz combustible 5 qui correspond à un flux 6. Ce flux 6 est réfrigéré dans l'échangeur E1 en cédant sa chaleur à la première fraction de tête 3, pour donner un flux refroidi 22. Ce flux refroidi 22 circule ensuite dans une vanne 23 dont l'ouverture est commandée par un contrôleur de débit en sortie de l'échangeur E2. Le flux 22 est finalement mélangé au flux de gaz naturel liquéfié détendu 2.
  • En se rapportant maintenant à la figure 3, l'installation représentée est destinée à traiter, de façon connue, un gaz naturel liquéfié 1 riche en azoté, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi et pauvre en azote 4, et d'autre part, d'une première fraction comprimée 5 qui est un gaz combustible comprimé riche en azote. Dans cette installation, le ballon de séparation V1 a été remplacé par une colonne de distillation C1 et un échangeur thermique E2.
  • Le GNL 1 est d'abord détendu et refroidi dans une turbine de détente X3 dont la vitesse est régulée par un contrôleur de débit de GNL circulant dans la conduite 1, puis est refroidi dans l'échangeur thermique E2, pour fournir un flux refroidi 20. Ce dernier circule dans une vanne 21, dont l'ouverture est commandée par un contrôleur de pression situé sur la conduite 20, en amont de ladite vanne 21, pour fournir un flux de gaz naturel liquéfié détendu 2. Le flux de gaz naturel liquéfié détendu 2 est alors séparé en une première fraction de tête 3 relativement plus volatile, et une première fraction de pied 4 relativement moins volatile dans la colonne C1. La première fraction de pied 4 constituée de gaz naturel liquéfié réfrigéré est collectée et pompée dans une pompe P1, circule dans une vanne 19 dont l'ouverture est régulée par un contrôleur de niveau de liquide dans le fond du ballon V1, pour ensuite quitter l'installation et être stockée.
  • La colonne C1 comporte un rebouilleur de fond de colonne 16 qui utilise du liquide contenu sur un plateau 17. Le flux circulant dans le rebouilleur 16 est réchauffé dans l'échangeur thermique E2 pour être ensuite introduit dans le fond de la colonne C1.
  • La première fraction de tête 3 suit le même traitement que présenté sur la figure 2, pour l'obtention d'une première fraction de gaz comprimé 5, qui est un gaz combustible comprimé riche en azote, et d'une deuxième fraction comprimée 6 qui est une fraction de prélèvement de gaz combustible comprimé. De façon similaire, cette dernière fraction est réchauffée dans l'échangeur E1 pour donner un flux refroidi 22. Ce flux 22 est également mélangé au flux de gaz naturel liquéfié détendu 2.
  • En se rapportant maintenant à la figure 4, l'installation représentée est destinée à traiter, à l'aide d'un dispositif conforme au procédé de l'invention, un gaz naturel liquéfié 1 riche en azote, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi et pauvre en azote 4, et d'autre part, d'un gaz combustible comprimé riche en azote 5.
  • Cette installation comporte des éléments communs à la figure 3, notamment la détente et le refroidissement du GNL 1 pour l'obtention du flux de GNL détendu 2. De même, la séparation en la première fraction de tête 3 et en la première fraction de pied 4 s'effectue de manière similaire dans la colonne C1. Enfin, le flux de gaz combustible 5 est obtenu, comme précédemment, par compressions et refroidissements successifs. A la différence du procédé présenté sur la figure 3, une deuxième fraction comprimée 6, prélevée sur la première fraction de gaz comprimé 5 alimente un compresseur XK1 couplé à une turbine de détente X1 pour l'obtention d'une troisième fraction comprimée 7. Celle-ci est refroidie dans un réfrigérant à eau 24, puis est séparée en une quatrième fraction comprimée 8 et en une cinquième fraction comprimée 9.
  • La quatrième fraction comprimée 8 est refroidie dans l'échangeur thermique E1 pour fournir une fraction 25 qui est détendue dans la turbine X1. La turbine X1 fournit un flux détendu 10 qui est réchauffé dans l'échangeur E1 pour donner un flux détendu réchauffé 26. Ce flux détend réchauffé 26 est introduit à un étage à moyenne pression 11 du compresseur K1.
  • La cinquième fraction comprimée 9 est refroidie dans l'échangeur thermique E1 pour fournir une fraction 22 qui est détendue dans une vanne 23 puis est mélangée à la fraction de GNL détendue 2.
  • Le détendeur X1 comporte une vanne de guidage d'entrée 27, permettant, par la variation de l'angle d'introduction du flux 25 sur les aubes de la turbine X1, de faire varier la vitesse de rotation de cette dernière, et par conséquent de faire varier la puissances délivrée au compresseur XK1.
  • En se rapportant maintenant à la figure 5, l'installation représentée est destinée à traiter, à l'aide d'un dispositif conforme au procédé de l'invention, un gaz naturel liquéfié 1 de préférence riche en azote, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi et pauvre en azote 4, et d'autre part, d'un gaz combustible comprimé 5 riche en azote, dans le cas où le gaz naturel liquéfié 1 en contient.
  • Cette installation comporte des éléments communs à la figure 4, notamment la production, par une colonne de distillation C1 d'une première fraction de tête 3, et d'une première fraction de pied 4. De façon similaire, la première fraction de tête 3 est comprimée dans un compresseur K1 et refroidie dans des réfrigérants 31-34 pour l'obtention d'une première fraction comprimée 5. Une deuxième fraction de prélèvement 6 est soutirée de la première fraction comprimée 5 pour être comprimée dans un compresseur XK1 couplé à une turbine de détente X1, qui produit en sortie une troisième fraction comprimée 7. Cette dernière est séparée en une quatrième fraction comprimée 8 et en une cinquième fraction comprimée 9.
  • La quatrième fraction comprimée 8 est refroidie dans l'échangeur thermique E1 pour fournir une fraction 25 qui est détendue dans la turbine X1. La turbine X1 fournit un flux détendu 10 qui est réchauffé dans l'échangeur E1 pour donner un flux détendu réchauffé 26. Ce flux détendu réchauffé 26 est introduit à un étage à moyenne pression 11 du compresseur K1.
  • La cinquième fraction comprimée 9 est refroidie dans l'échangeur thermique E1 pour fournir une fraction 22 qui est détendue dans une vanne 23 puis est mélangée à la fraction de GNL détendue 2.
  • Le détendeur X1 comporte une vanne de guidage d'entrée 27, dont la fonction a été définie dans la description de la figure 4.
  • A la différence de la figure 4, l'installation représentée sur la figure 5 comporte en outre un ballon séparateur V2 dans lequel le flux de gaz naturel détendu 2 est séparé en une deuxième fraction de tête 12 et une deuxième fraction de pied 13.
  • La deuxième fraction de tête 12 est réchauffée dans l'échangeur E1 puis est introduite dans un étage à moyenne pression 14 du compresseur K1, à une pression intermédiaire entre la pression d'entrée de l'étage basse pression 15 et celle de l'étage moyenne pression 11.
  • La deuxième fraction de pied 13 est refroidie dans un échangeur E2 pour produire une fraction de GNL refroidi 20. Cette dernière fraction est détendue et refroidie dans une vanne 28 pour produire une fraction de GNL détendu et refroidi 29. L'ouverture de la vanne 28 est commandée par un contrôleur de niveau de liquide contenu dans le ballon V2. Le flux 29 est alors introduit dans la colonne C1 pour y être séparé en la première fraction de tête 3 et en la première fraction de pied 4.
  • Comme indiqué lors de la description de la figure 4, la colonne C1 comporte un rebouilleur 16, qui prélève du liquide contenu sur un plateau 17 de la colonne C1 pour le réchauffer dans l'échangeur E2 par échange de chaleur avec le flux 13, et l'introduire en pied de colonne. De même, la première fraction de pied 4 est pompée par une pompe P1 et traverse une vanne 19 dont l'ouverture est commandée par un contrôleur de niveau de liquide présent dans le fond de la colonne C1.
  • En se rapportant maintenant à la figure 6, l'installation représentée est destinée à traiter, à l'aide d'un dispositif conforme au procédé de l'invention, un gaz naturel liquéfié 1 de préférence pauvre en azote, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi et pauvre en azote 4, et d'autre part, d'un gaz combustible comprimé 5 riche en azote, dans le cas de l'utilisation d'un GNL 1 riche en azote.
  • Cette installation comporte des éléments communs à la figure 2 et aux figures 4 et 5.
  • De manière simplifiée, la figure 6 est structurellement semblable à la figure 4, à l'exception de la colonne C1 qui a été remplacée par un ballon de séparation V1, et de l'échangeur E2 qui a été supprimé, du fait de l'absence de rebouilleur lors de l'utilisation d'un ballon de séparation. Le flux de GNL détendu 2 est alors directement introduit dans le ballon séparateur V1 pour être séparé en une première fraction de tête 3 et en une première fraction de pied 4.
  • Le remplacement de la colonne C1 par le ballon V1 ne modifie pas le déroulement des étapes du procédé tel qu'il a été décrit pour la figure 5. En revanche, du fait d'une moins bonne performance de séparation du ballon V1 par rapport à la colonne C1, le GNL réfrigéré 4 contiendra normalement plus d'azote dans le cas de l'utilisation d'un dispositif conforme à la figure 6 que dans le cas de l'utilisation d'un dispositif conforme à la figure 5. Bien entendu, le GNL 1 utilisé dans les deux cas est identique physiquement et chimiquement et contient au moins un peu d'azote.
  • En se rapportant à la figure 7, l'installation représentée est destinée à traiter, à l'aide d'un dispositif conforme au procédé de l'invention, un gaz naturel liquéfié 1, de préférence pauvre en azote, pour l'obtention d'une part, d'un gaz naturel liquéfié refroidi 4, et d'autre part, d'un gaz combustible comprimé 5.
  • Cette installation comporte des éléments communs à la figure 2 et aux figures 4, 5 et 6.
  • De manière simplifiée, la figure 7 est structurellement semblable à la figure 5, à l'exception de la colonne C1 qui a été remplacée par un ballon. séparateur V1, et de l'échangeur E2 qui a été supprimé, du fait de l'absence de rebouilleur lors de l'utilisation d'un ballon de séparation. Le flux de GNL détendu 2 est alors directement introduit dans le ballon séparateur V2 pour être séparé en une deuxième fraction de tête 12 et en une deuxième fraction de pied 13.
  • La deuxième fraction de tête 12 est réchauffée dans un échangeur E1 puis est introduite dans un compresseur K1 à un étage à moyenne pression 14, intermédiaire entre un étage basse pression 15 et un étage à moyenne pression 11, de la même façon que décrit pour la figure 5.
  • Le remplacement de la colonne C1 par le ballon V1 ne modifie pas le déroulement des étapes du procédé tel qu'il a été décrit pour la figure 5. En revanche, du fait d'une moins bonne performance de séparation du ballon V1 par rapport à la colonne C1, le GNL réfrigéré 4 contiendra normalement plus d'azote dans le cas de l'utilisation d'un dispositif conforme à la figure 6 que dans le cas de l'utilisation d'un dispositif conformé à la figure 5. Bien entendu, afin de permettre une bonne comparaison, le GNL 1 utilisé dans les deux cas est identique physiquement et chimiquement.
  • Afin de permettre une appréciation concrète des performances d'une installation fonctionnant selon un procédé conforme à l'invention, des exemple chiffrés sont maintenant présentés, aux fins d'illustration et non de limitation.
  • Ces exemples sont donnés sur la base de deux gaz naturels différents «A» et « B » dont la composition est donnée ci-après dans le tableau 1 : Tableau 1
    Composant Gaz naturel A Gaz naturel B
    Composition molaire (%) Composition massique (%) Composition molaire (%) Composition, massique (%)
    Azote 0,100 0,155 3,960 6,127
    Méthane 91,400 81,378 88,075 78,039
    Ethane 4,500 7,510 5,360 8,902
    Propane 2,500 6,118 1,845 4,493
    i-Butane 0,600 1,935 0,290 0,931
    n-Butane 0,900 2,903 0,470 1,509
    Total 100,000 100,000 100,000 100,000
  • Ces gaz sont volontairement exempts d'hydrocarbures en C5 et supérieurs, afin de ne pas alourdir les calculs.
  • Les autres conditions opératoires sont identiques et conformes à ce qui suit (les chiffres de référence se rapportent à la fig.1):
    • Température du gaz naturel humide 100 : 37°C
    • Pression du gaz naturel humide 100 : 54 bar
    • Pré-refroidissement par le réfrigérant 113 avant séchage : 23°C
    • Température du gaz sec après passage dans l'enceinte 116 : 23,5°C
    • Pression du gaz sec : 51 bar
    • Température d'eau de refroidissement : 30°C
    • Température en sortie d'échangeur à eau : 37°C
    • Température de condensation du propane : 47°C.
    • Rendement des compresseurs centrifuges K1, K2 et K3 : 82 %
    • Rendement de la turbine de détente X2: 85 %
    • Rendement du compresseur axial XK1: 86 %
    • Puissance sur une ligne d'arbre GE6 : 31570 kW
    • Puissance sur une ligne d'arbre GE7 : 63140 kW
    • Puissance sur une ligne d'arbre GE5D : 24000 kW
  • La puissance sur une ligne d'arbre représente la puissance disponible sur un arbre de turbine à gaz Général Electric de référence GESD, GE6 et GE7. Des turbines de ce type sont couplées aux compresseurs K1, K2 et K3 représentés sur les figures 1-7.
  • Les débits de gaz naturel à liquéfier seront choisis de façon à saturer les puissances disponibles sur les lignes d'arbre. Les trois cas suivants sont envisagés (pour un procédé de liquéfaction décrit en figure 1):
    • Utilisation pour l'entraînement d'une turbine GE6 et d'une turbine GE7, ce qui correspond à un débit de GNL produit à -160°C d'environ 3 millions de tonnes par an.
    • Utilisation pour l'entraînement de deux turbines GE7, ce qui correspond à un débit de GNL produit à -160°C d'environ 4 millions de tonnes par an.
    • Utilisation pour l'entraînement de trois turbines GE7, ce qui correspond à un débit de GNL produit à -160°C d'environ 6 millions de tonnes par an.
  • Une des voies qui permet de calculer facilement l'influence d'un paramètre sans entrer dans le détail d'un procédé est celle de la notion de Travail Théorique associée à celle d'Exergie.
  • Le travail théorique qu'il faut fournir à un système pour qu'il passe d'un état 1 à un état 2 est donné par l'équation suivante :
    • W1-2 = T0 × (S1 - S2) - (H1 - H2) avec :
      • W1-2: travail théorique (kJ/kg)
      • T0 : température de rejet de la chaleur (K)
      • S1 : entropie dans l'état 1 (kJ/(K.kg))
      • S2 : entropie dans l'état 2 (kJ/(K.kg))
      • H1 : enthalpie dans l'état 1 (kJ/kg)
      • H2 : enthalpie dans l'état 2 (kJ/kg)
  • Dans le cas présent, la température de rejet sera prise égale à 310,15 K (37°C). L'état 1 sera le gaz naturel à 37°C et 51 bar et l'état 2 sera le GNL à la température T2 et à 50 bar.
  • Le tableau 2 ci-dessous montre l'évolution du travail théorique pour la liquéfaction des gaz naturels A et B en fonction de la température du GNL en sortie du procédé de liquéfaction. Lorsque la puissance des compresseurs de réfrigération est constante, la diminution du travail théorique se traduit par une augmentation possible de la capacité du cycle de liquéfaction. Tableau 2
    Température du GNL 1 (°C) Gaz naturel A
    Travail théorique (kJ/kg) Travail théorique (%) Capacité possible (%)
    -130 356,63 71,19 140,46
    -135 376,93 75,25 132,90
    -140 398,45 79,54 125,72
    -145 421,57 84,16 118,82
    -150 446,24 89,08 112,26
    -155 472,64 94,35 105,99
    -160 500,93 100,00 100,00
    *************** Gaz naturel B
    -130 355,89 71,35 140,16
    -135 376,04 75,39 132,65
    -140 397,43 79,67 125,51
    -145 420,23 84,24 118,70
    -150 444,56 89,12 112,21
    -155 470,74 94,37 105,97
    -160 498,82 100,00 100,00
  • On observe que les chiffres obtenus avec les gaz A et B sont très proches. L'augmentation possible de la capacité est d'environ 1,14 % par °C de température du GNL 1 obtenu en sortie d'unité de liquéfaction présentée sur la figure 1.
  • La capacité C1 pour une température T1 du GNL produit s'exprime en fonction de la capacité C0 à la température T0, selon l'équation suivante : C ⁢ 1 = C ⁢ 0 × 1 , 0114 T ⁢ 1 - T ⁢ 0
    Figure imgb0001
  • Avec :
    • C1 : capacité de production de GNL à T1 (kg/h)
    • C0 : capacité de production de GNL de référence à T0 (kg/h)
    • T1 : Température de production de GNL (°C)
    • T2 : Température de production de GNL de référence (°C)
  • I1 en résulte qu'à -140°C, la capacité de l'unité de production de GNL est de 125, 5% de sa capacité à -160°C, ce qui est considérable.
  • Le travail réel d'une unité de production de GNL sera évidemment fonction du procédé choisi. Le procédé présenté sur la figure 1, qui est connu sous le nom MCR®, est un procédé bien connu et largement employé qui a été développé par la société APCI.
  • Ce procédé est mis en oeuvre ici d'une façon particulière qui le rend très performant : le cycle propane comporte 4 étages et la réfrigération du MCR (réfrigérant à composants multiples, flux 106, fig.1) et du propane (flux 102, fig.1) s'effectue dans l'échangeur thermique E3, qui est un échangeur à plaques en aluminium brasé.
  • Les résultats obtenus sont présentés sur le tableau 3 : Tableau 3
    Température du GNL 1 (°C) Gaz naturel A
    Travail réel (kJ/kg) Travail réel (%) Capacité possible (%)
    -130 702,77 72,23 138,45
    -135 739,93 76,05 131,50
    -140 781,25 80,29 124,54
    -145 820,56 84,33 118,58
    -150 867,88 89,20 112,11
    -155 917,44 94,29 106,05
    -160 972,99 100,00 100,00
    *************** Gaz naturel B
    -130 688,86 71,24 140,37
    -135 728,22 75,31 132,78
    -140 772,16 79,86 125,23
    -145 814,34 84,22 118,74
    -150 861,75 89,12 112,21
    -155 94,37 105,97
    -160 100,00 100,00
  • On observe que ces résultats corroborent parfaitement ceux qui ont été obtenus avec les calculs de travail théorique présentés dans le tableau 1.
  • Le rendement du procédé de liquéfaction peut être calculé à partir du travail réel et du travail théorique. Celui-ci est sensiblement constant et se situe aux environs de 51,5 %, comme cela peut être observé à partir des résultats présentés sur le tableau 4 : Tableau 4
    Température du GNL 1 (°C) Gaz naturel A
    Travail théorique (kJ/kg) Travail réel (%) Efficacité (%)
    -130 356,63 702,77 50,75
    -135 376,93 739,93 50,94
    -140 398,45 781,25 51,00
    -145 421,57 820,56 51,38
    -150 446,24 867,88 51,42
    -155 472,64 917,44 51,52
    -160 500,93 972,99 51,48
    *************** Gaz naturel B
    -130 355,89 688,86 51,66
    -135 376,04 728,22 51,64
    -140 397,43 772,16 51,47
    -145 420,23 814,34 51,60
    -150 444,56 861,75 51,59
  • Ce résultat est particulièrement satisfaisant. L'utilisateur du procédé sera toujours assuré de tirer le meilleur parti du procédé de liquéfaction, quelle que soit la température de production de GNL choisie. On constate également que la composition du gaz naturel à liquéfier n'a pas d'importance.
  • Ainsi, l'utilisation nouvelle du procédé de liquéfaction connu permet d'augmenter la température du GNL 1 obtenu en sortie d'unité de production tout en permettant une augmentation substantielle de la quantité produite, pouvant aller jusqu'à environ 40 % à -130°C.
  • Le GNL 1 obtenu en sortie d'unité de production décrite précédemment pour la figure 1, peut être déazoté dans une unité de déazotation telle que représentée sur la figure 2 ou sur la figure 3. Cette opération de déazotation est nécessaire lorsque le gaz naturel extrait du gisement contient de l'azote en proportion relativement importante, par exemple d'environ plus de 0,100 %mol à environ 5 à 10 %mol.
  • L'installation représentée schématiquement sur la figure 2 est une unité de déazotation de GNL, à flash final. Le flash est obtenu au moment de la séparation du GNL détendu 2 en une première fraction de tête 3 relativement plus volatile, riche en azote, et en une première fraction de pied 4 relativement moins volatile, pauvre en azote. Cette séparation s'effectue dans un ballon V1, comme décrit précédemment.
  • Selon un mode de fonctionnement, le GNL 1 de composition « B » contenant de l'azote, produit à -150°C et 48 bar est détendu dans la turbine hydraulique X3 à une pression d'environ 4 bar puis dans une vanne 18 à une pression de 1,15 bar. Le mélange biphasique obtenu 2 est séparé dans le ballon séparateur V1 d'une part en le gaz de flash riche en azote 3, et d'autre part en le GNL réfrigéré 4. Le GNL réfrigéré est envoyé vers le stockage, comme décrit plus haut. Le gaz de flash 3, qui constitue la première fraction gazeuse, est réchauffé dans l'échangeur E1 jusqu'à -70°C avant d'être comprimé jusqu'à 29 bar dans le compresseur K1. Le compresseur K1 produit une première fraction comprimée 5 qui constitue le gaz combustible enrichi en azote.
  • Environ 23 % de la première fraction comprimée 5 est recyclée sous la forme d'une fraction 6. Cette dernière est refroidie dans l'échangeur E1 par échange de chaleur avec le gaz de flash 3, puis est mélangée au flux de GNL refroidi et détendu 2.
  • Cette disposition permet de liquéfier une partie du gaz de flash (environ 23%) et de réduire la quantité de gaz combustible produite. Les performances d'une unité de déazotation selon ce schéma 2 sont présentées dans le tableau 5 ci-après, dans lequel la colonne intitulée « 1 GE6 + 1 GE7 » correspond à une unité de production de GNL 1 selon le schéma 1, utilisant 1 turbine à gaz GE6 et 1 turbine à gaz GE7 pour les compresseurs K2 et K3, « 2 GE7 » correspond à l'utilisation de 2 turbines GE7 pour la production de GNL 1, et « 3 GE7 » pour l'utilisation de 3 turbines : Tableau 5
    Unité 1 GE7 + 1 GE6 2 GE7 3 GE7
    GNL 1
    température °C -150 -150 -150
    débit kg/h 406665 542219 813330
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 368990 491985 737980
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 48412 48412 48412
    contenu en azote %mol 1,38 1,38 1,38
    production de GNL 4, valeur thermique basse GJ/h 17864 23818 35727
    % 100 100 100
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 37676 50235 75352
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 27492 27492 27492
    production de gaz combustible 5, valeur thermique basse spécifique GJ/h 1036 1381 2072 .
    Unité de déazotation
    puissance du compresseur K1 kW 7037 9383 14074
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL kJ/kg 1019 1019 1019
    rapport Puissance de K1/Production de GNL 4 0,0210 0,0210 0,0210
  • L'installation représentée schématiquement sur la figure 3 est une unité de déazotation de GNL à colonne de déazotation. Le remplacement du flash dans le ballon V1 par une colonne de déazotation C1 permet une amélioration sensible du rendement d'extraction de l'azote contenu dans le GNL 1.
  • Dans cette installation, le GNL 1 à -145,5°C est détendu jusqu'à 5 bar dans la turbine hydraulique de détente X3, pus est refroidi de -146,2°C à -157°C dans l'échangeur E2 par échange de chaleur avec le liquide circulant dans le rebouilleur de fond de colonne 16 pour l'obtention d'un flux de GNL détendu et refroidi 20. Le flux 20 subit une seconde détente à 1,15 bar dans une vanne 21 et alimente la colonne de déazotation C1 en mélange avec du GNL- 22 provenant du recyclage partiel du gaz combustible comprimé 5.
  • En fond de colonne de déazotation C1, le GNL comporte 0,06 % d'azote, alors que la teneur en azote du GNL en utilisant un flash final était de 1,38 % (fig.2 et tableau 5). Ce GNL de fond de colonne est pompé par une pompe P1 et représente une fraction de GNL refroidi 4 qui est expédiée vers le stockage.
  • Le gaz combustible 3, qui est la première fraction de tête issue de la colonne C1, est réchauffée à -75°C dans l'échangeur E1, puis est comprimée à 29 bar dans le compresseur K1 et refroidie par les réfrigérants à eau 31-34 pour fournir un gaz combustible comprimé 5.
  • Un flux 6, qui représente 23 % du gaz comprimé 5 est recyclée vers la colonne C1 après avoir réchauffé le flux 3 dans l'échangeur E1.
  • Le gaz combustible produit, qui représente 1032 GJ/h dans le cas de l'utilisation d'une turbine GE6 et d'une GE7, est sensiblement identique en pouvoir calorifique total à celui de l'unité de flash final de la fig.2. Il en est de même lors de l'utilisation d'unités de production de GNL plus importantes (2 ou 3 GE7).
  • L'utilisation de la technique de déazotation par colonne a permis d'augmenter de 5,62 % la capacité du train de liquéfaction, pour un surcoût mineur.
  • Il faut comprendre que c'est l'association de l'utilisation d'une colonne de déazotation C1 et du recyclage de gaz combustible qui mène à ce résultat très encourageant.
  • La puissance du compresseur de gaz combustible K1 dépend de la taille de l'unité. Elle sera de :
    • 8087 kW pour une unité de GNL utilisant 1 GE6 associée à 1 GE7,
    • 10783 kW pour une unité de GNL utilisant 2 GE7,
    • 16174 kW une unité de GNL utilisant 3 GE7.
  • Les puissances de ces machines et les problèmes de démarrage font qu'il est souhaitable d'utiliser une turbine à gaz pour entraîner le compresseur de gaz combustible K1. Les autres performances du procédé sont présentées sur le tableau 6 : Tableau 6
    Unité 1 GE7 + 1 GE6 2 GE7 3 GE7
    GNL 1
    température °C -145,5 -145,5 -145,5
    débit kg/h 428175 570899 856350
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 381659 508877 763318
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49434 49434 49434
    contenu en azote %mol 0,06 0,06 0,06
    production de GNL 4, valeur thermique basse GJ/h 18867 25156 37734
    % 105,62 105,62 105,62
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 46517 62023 93034
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 22191 22191 22191
    production de gaz combustible 5, valeur thermique basse spécifique GJ/h 1032 1376 2065
    Unité de déazotation
    puissance du compresseur K1 kW 8087 10783 16174
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL kJ/kg 995 995 995
    rapport Puissance de K1/ Production de GNL 4 0,0201 0,0201 0,0201
    Production supplémentaire de GNL kg/h 12669 16892 25338
    GJ/h 1003 1338 2007
  • Un des problèmes principaux rencontrés dans les installations industrielles de traitement et de liquéfaction de gaz a trait notamment à l'utilisation optimale des appareils de compression, qui représentent un investissement important, tant du point de vue de l'achat, que du point de vue de la consommation d'énergie. En effet, des compresseurs qui nécessitent une puissance de l'ordre de plusieurs dizaines de milliers de kW se doivent d'être fiables et de pouvoir être utilisés dans des conditions de rendement optimal sur une plage de charge aussi grande que possible. Bien entendu, cette remarque s'applique aussi aux moyens mis en oeuvre pour les faire fonctionner. Ces moyens étant habituellement ici des turbines à gaz, en raison de la gamme de puissances disponibles commercialemént.
  • Les turbines à gaz, pour être efficaces, doivent être utilisées à pleine capacité. En prenant pour exemple une unité de déazotation fonctionnant selon l'un quelconque des modes de réalisation décrit dans les figures 2 et 3, la turbine à gaz entraînant le compresseur K1 devra avoir une puissance maximale adaptée à la puissance requise par le compresseur, afin d'obtenir un rendement de compression le plus favorable possible.
  • Cependant, il peut arriver qu'une turbine à gaz travaille dans des conditions telles que la puissance délivrée au compresseur soit nettement en dessous de ses capacités.
  • C'est le cas par exemple lorsqu'une turbine à gaz GE5d, ayant une puissance de 24000 kW est couplée au compresseur K1 lors de la déazotation par flash final ou par séparation dans une colonne. La conséquence de cette sous-utilisation de la turbine est une diminution du rendement énergétique de la compression relativement à la consommation en énergie de la turbine.
  • Bien entendu, la puissance compresseur K1 varie en fonction de la taille de l'unité, comme cela a été expliqué plus haut. Ainsi, l'utilisation d'une turbine GE5d permet de bénéficier d'un excédent de puissance qui s'élève à :
    • 15913 kW pour une unité de GNL utilisant 1 turbine GE6 associée à 1 turbine GE7,
    • 13217 kW pour une unité de GNL utilisant 2 turbines GE7,
    • 7826 kW pour une unité de GNL utilisant 3 turbines GE7.
  • Il est donc souhaitable d'utiliser cet excédant d'énergie disponible. Le procédé conforme à l'invention propose notamment d'utiliser la totalité de la puissance disponible pour entraîner le compresseur K1.
  • Le procédé selon l'invention permet aussi d'augmenter la température en sortie du procédé de liquéfaction pour l'obtention du flux de GNL 1, et d'utiliser l'excédent de puissance disponible sur la turbine à gaz entraînant K1 afin de refroidir le GNL à moins 160°C.
  • En outre, le procédé conforme à l'invention permet, du fait de la possibilité d'augmenter la température du GNL 1 produit par exemple selon le procédé APCI, d'augmenter le débit de GNL refroidi à -160°C de façon importante, pouvant aller dans certains cas jusqu'à environ 40 %.
  • Le procédé de l'invention a le mérite de pouvoir être mis en oeuvre de façon aisée, en raison de la simplicité des moyens nécessaires à sa réalisation.
  • Un mode de réalisation conforme au procédé de l'invention, mettant en oeuvre une colonne de déazotation C1, est présenté sur la figure 4, décrite plus haut. Pour une même puissance de turbine entraînant le compresseur K1, les conditions opératoires vont dépendre de la capacité de l'unité de liquéfaction de gaz naturel.
  • Un GNL 1 est produit à -140,5°C par le procédé APCI représenté sur la figure 1. Ce procédé a été mis en oeuvre en utilisant deux turbines à gaz GE7 pour l'entraînement des compresseurs K2 et K3. Ce GNL 1 entre dans l'installation présentée sur la figure 4. Il est détendu jusqu'à 6,1 bar dans la turbine de détente hydraulique X3 entraînant un générateur d'électricité, puis il est refroidi de -141,2 à -157°C dans un échangeur thermique E2 par échange de chaleur avec un liquide circulant dans un rebouilleur de fond de colonne 16, pour fournir un GNL refroidi 21. Ce dernier est détendu à 1,15 bar dans une vanne 21 pour l'obtention d'un flux détendu 2 qui alimente une colonne C1 en mélange avec un flux 22, comme indiqué plus haut dans la description des figures.
  • Le flux de GNL 4, soutiré en pied de colonne C1, comporte 0,00% d'azote.
  • Le gaz combustible 3, est réchauffé à -34°C dans l'échangeur E1 puis est comprimé à 29 bar dans le compresseur K1 pour alimenter un réseau de gaz combustible.
  • Une première différence avec le procédé connu provient de la quantité de gaz comprimé 6 prélevé du flux de gaz combustible 5 : elle s'élève maintenant à environ 73 %. Ce gaz comprimé 6 est comprimé à 38,2 bar dans le compresseur XK1 pour fournir une fraction 7. Cette dernière est refroidie à 37°C dans un échangeur à eau 24 puis est séparée en deux courants 8 et 9.
  • Le courant 8, majoritaire, qui représente 70 % du flux 7, est refroidi à -82°C par passage dans l'échangeur E1, puis alimente la turbine X1, couplée au compresseur XK1. Le flux détendu en sortie de turbine 10, à une pression de 9 bar et une température de -138°C est réchauffé dans l'échangeur E1 à 32°C, puis alimente le compresseur K1 à un étage à moyenne pression 11 qui est le troisième étage.
  • Le courant 9, minoritaire, qui représente 30 % du flux 7, est liquéfié et refroidi jusqu'à -160°C et retourne à la colonne de déazotation C1.
  • Le gaz combustible produit représente 1400 GJ/h, il est identique en pouvoir calorifique total à celui de l'unité de flash final. L'utilisation de la technique de déazotation et du procédé de l'invention a permis d'augmenter de 11,74 % la capacité du train de liquéfaction, pour un surcoût raisonnable.
  • Il faut comprendre que c'est l'association d'une utilisation d'une colonne de déazotation, du recyclage de gaz combustible comprimé et du cycle à turbine de détente qui mène à ce résultat très surprenant.
  • Pour les autres tailles d'unité de production de GNL, les résultats sont présentés dans le tableau 7 : Tableau 7
    Unité 1 GE7
    +
    1 GE6    		 2 GE7 3 GE7
    GNL 1
    température °C -138,5 -140,5 -143,5
    débit kg/h 462359 602827 875470
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 413619 537874 781438
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49479 49479 49474
    contenu en azote %mol 0,00 0,00 0,00
    production de GNL 4, valeur thermique basse GJ/h 20465 26613 38661
    % 114,57 111,74 108,21
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 48713 64994 94055
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 21008 21535 21521
    production de gaz - combustible 5, valeur thermique basse spécifique GJ/h 1023 1400 2024
    Unité de déazotation
    puissance du compresseur K1 kW 23963 23970 23990
    puissance du détendeur X1 kW 2835 2058 1175
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL kJ/kg 1056 1030 983
    rapport Puissance de K1/ Production de GNL 4 0,0213 0,0208 0,0199
    Production supplémentaire de GNL kg/h 44629 45889 43458
    GJ/h 2602 2795 2934
  • On observe que les augmentations de capacité sont de :
    • 14,2 % pour une unité de GNL utilisant une turbine GE7 associée à une turbine GE6,
    • 11,7 % pour une unité de GNL utilisant deux turbines GE7,
    • 8,21 % pour une unité de GNL utilisant trois turbines GE7.
  • Le procédé selon l'invention présente en outre un intérêt considérable pour la régulation de la quantité de gaz combustible produite. En effet, il est dès lors possible d'avoir une production soutenue de gaz combustible, comme cela est montré par un exemple chiffré dans le tableau 8, ci-après : Tableau 8
    Unité 2 GE7
    GNL 1
    température °C -135
    débit kg/h 641176
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 546088
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49454
    contenu en azote %mol 0,00
    production de GNL 4, valeur thermique basse GJ/h 27006
    % 113,39
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 95092
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 29361
    production de gaz combustible 5, valeur
    thermique basse spécifique    		 GJ/h 2792
    Unité de déazotation
    puissance du compresseur K1 kW 23900
    puissance du détendeur X1 kW 802
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL 4 kJ/kg 1014
    rapport Puissance de K1/Production de GNL 4 0,0205
    Production supplémentaire de GNL kg/h 54103
    GJ/h 3188
  • On constate que lorsque la quantité de gaz combustible passe de 1400 à 2800 GJ/h, il est alors possible d'augmenter la capacité de 13,39 %, c'est à dire que 1,65 % d'augmentation de capacité (13,39 % moins 11,74 %) sont dus à l'augmentation de production de gaz combustible.
  • Un autre mode de réalisation conforme au procédé de l'invention, mettant en oeuvre une colonne de déazotation C1, est présenté sur la figure 5, décrite plus haut. A la différence de la figure 4, ce mode de réalisation met en jeu un ballon séparateur V2.
  • Le GNL 1, de composition « B » obtenu à -140,5°C, sous une pression de 48,0 bar avec un débit de 33294 kmol/h, est détendu à 6,1 bar et moins 141,25°C dans la turbine hydraulique X3, puis est à nouveau détendu à 5,1 bar et -143,39°C dans la vanne 18, pour fournir le flux détendu 2.
  • Le flux 2 (33294 kmol/h) est mélangé au flux 35 (2600 kmol/h) pour l'obtention du flux 36 (35894 kmol/h), à -146,55°C.
  • Le flux 35 est composé de 42,97 % d'azote, de 57,02 % de méthane et de 0,01 % d'éthane.
  • Le flux 36, qui est composé de 6,79 % d'azote, 85,83 % de méthane, 4,97 % d'éthane, 1,71 % de propane, 0,27 % d'isobutane et de 0,44 % de n-butane, est séparé dans le ballon V2 en la deuxième fraction de tête 12 (1609 kmol/h), et en la deuxième fraction de pied 13 (34285 kmol/h).
  • Le flux 12 (45,58 % d'azote, 54,4 % de méthane et 0,02 % d'éthane) est réchauffé jusqu'à 33°C dans l'échangeur E1, pour fournir un flux 37 qui alimente, à 4,9 bar, le compresseur K1 à l'étage à moyenne pression 14.
  • Le flux 13 (4,97 % d'azote, 87,30 % de méthane, 5,20 % d'éthane, 1,79 % de propane, 0,28 % d'isobutane et de 0,46 % de n-butane) est refroidi dans l'échangeur thermique E2 pour fournir le flux 20 à -157°C et 4,6 bar. Ce dernier est détendu dans la vanne 28 pour l'obtention du flux 29 à -165,21°C et 1,15 bar, qui est introduit dans la colonne C1.
  • La colonne C1 produit en tête la première fraction de tête 3 (4032 kmol/h) à -165,13°C. La fraction 3 (41,73 % d'azote et 58,27 % de méthane) est réchauffée dans l'échangeur E1 pour donner le flux 41 à -63,7°C et 1,05 bar. Le flux 41 alimente l'aspiration basse pression 15 du compresseur K1.
  • La colonne C1 produit la première fraction de pied 4 à -159,01°C et 1,15 bar avec un débit de 30253 kmol/h. Cette fraction 4 (0,07 % d'azote, 91,17 % de méthane, 5,90 % d'éthane, 2,03 % de propane, 0,32 % d'isobutane et de 0,52 % de n-butane) est pompée par la pompe P1 pour fournir une fraction 39 à 4,15 bar et -158,86°C, puis quitte l'installation.
  • La colonne C1 est équipée du rebouilleur de fond de colonne 16, qui refroidit le flux 13 pour l'obtention du flux 20.
  • Le compresseur K1 produit le flux compressé 5 à 37°C et 29 bar avec un débit de 11341 kmol/h. Ce flux de gaz combustible 5 (42,90 % d'azote et 57,09 % de méthane) est séparé en un flux 40, qui représente 3041 kmol/h, qui quitte l'installation, et en un flux 6, qui représente 8300 kmol/h, qui est compressé dans le compresseur XK1.
  • Le compresseur XK1 produit le flux comprimé 7. à 68,18°C et 39,7 bar. Le flux 7 est refroidi à 37°C dans l'échangeur à eau 24, puis est séparé en les flux 8 et 9.
  • Le flux 8 (5700 kmol/h) est refroidi dans l'échangeur E1 pour donner le flux 25 à -74°C et 38,9 bar.
  • Le flux 9 (2600 kmol/h) est refroidi dans l'échangeur E1 pour donner le flux 22 à -155°C et 38,4 bar. Ce dernier est ensuite détendu dans la vanne 23 pour fournir le flux 35 à -168°C et 5,1 bar.
  • Le flux 25 est détendu dans la turbine de détente X1 qui produit la fraction 10 à une température de -139,7°C et une pression de 8,0 bar. Cette fraction 10 est ensuite réchauffée dans l'échangeur E1 qui produit la fraction 26 à une température de 32°C et une pression de 7,8 bar.
  • La fraction 26 alimente le compresseur K1 sur l'étage à moyenne pression 11. Le compresseur K1 et le détendeur X1 ont les performances suivantes :
    Unité de déazotation
    puissance du compresseur K1 22007 kW
    puissance du détendeur X1 2700 kW
  • L'utilisation du ballon V2 permet un gamin d'environ 2000 kW sur la puissance du compresseur K1.
  • De ces études sur le gaz B, riche en azote, il découle du procédé conforme à l'invention que :
    • l'augmentation de la température du GNL en sortie du procédé de liquéfaction permet d'obtenir une augmentation de capacité de production de GNL de 1,2 % par °C,
    • l'utilisation d'une colonne de déazotation associée à une liquéfaction d'une partie du gaz combustible produit est beaucoup plus efficace qu'un flash final,
    • la saturation de la puissance de la turbine à gaz attelée au compresseur K1 par l'utilisation du nouveau procédé permet d'obtenir un gain important de capacité de production de GNL,
    • l'augmentation de la quantité de gaz combustible produit permet d'obtenir une augmentation supplémentaire de la capacité de production de GNL,
    • l'ajout du ballon séparateur V2 permet d'améliorer la charge du compresseur K1 et de baisser le coût de son utilisation.
  • L'étude suivante concerne l'utilisation du gaz A pauvre en azote, dans laquelle l'unité de flash final ne produit pas de gaz combustible.
  • De façon connue, du gaz naturel contenant très peu d'azote ne nécessite pas l'utilisation d'un flash final.
  • Le GNL peut alors être produit directement à -160°C et être expédié vers le stockage après détente dans une turbine hydraulique, par exemple semblable à X3 : Il s'agit de la technique du sous-refroidissement poussé.
  • Lorsqu'on choisit le sous refroidissement poussé, les sources de gaz combustible peuvent être d'origines diverses :
    • gaz de tête de déméthaniseur,
    • gaz de tête de colonne de stabilisation des condensats,
    • gaz d'évaporation des bacs de stockage,
    • gaz de régénération des sécheurs de gaz naturel, etc.
  • Il n'est alors plus possible d'ajouter une source de gaz combustible sans créer un risque d'excédent de gaz combustible. Si on désire augmenter la capacité de la ligne de production de GNL en augmentant la température du GNL produit par le procédé de liquéfaction, il faut mettre en place un procédé qui ne produise pas ou peu de gaz combustible.
  • Le procédé conforme à l'invention permet d'atteindre ce but. Il permet d'augmenter la température du GNL en sortie de procédé de liquéfaction et par conséquent d'augmenter le débit de GNL refroidi 4, produit à des fins de stockage.
  • Ce procédé est présenté à la figure 6, et a été décrit plus haut. Pour une même puissance de turbine attelée au compresseur K1, les conditions opératoires vont dépendre de la capacité de l'unité de liquéfaction. Le cas d'une utilisation de GNL 1 provenant d'une unité de production de GNL comportant 2 turbines GE7 est décrit ci-après à titre d'exemple :
  • Le GNL 1 à une température de -147°C est détendu à 2,7 bar dans la turbine hydraulique X3 entraînant un générateur électrique, puis subit une seconde détente à 1,15 bar dans la vanne 18, et alimente le ballon de flash V1 en mélange avec du GNL provenant de la liquéfaction du gaz combustible comprimé 5.
  • En fond de ballon V1, le GNL est à -159, 2°C et 1,15 bar. Il quitte alors l'installation pour être stocké.
  • Le gaz combustible 3, qui est la première fraction de tête, est réchauffé jusqu'à 32°C dans l'échangeur E1 avant d'être comprimé à 29 bar dans le compresseur K1 pour alimenter éventuellement le réseau de gaz combustible. Dans le cas présent, la totalité du gaz combustible est envoyé dans le compresseur XK1 pour fournir le flux comprimé 7 à 41,5 bar. Ce flux est ensuite refroidi à 37°C dans l'échangeur à eau 24, puis est partagé en deux courants 8 et 9.
  • Le flux 8, qui représente 79 % du flux 7, est refroidi jusqu'à -60°C avant d'alimenter la turbine X1 attelée au compresseur XK1. La turbine X1 fournit le gaz détendu 10, à une pression de 9 bar et une température de -127°C. Ce flux 10 est réchauffé dans l'échangeur E1 pour l'obtention d'un flux réchauffé 26, à 32°C, puis alimente le compresseur K1 sur l'aspiration de son troisième étage.
  • Le flux 9, qui représente 21 % du flux 7, est liquéfié et refroidi jusqu'à -141°C dans l'échangeur E1 et retourne dans le ballon de flash V1.
  • L'utilisation du nouveau procédé a permis d'augmenter de 15,82 % la capacité du train de liquéfaction, pour un surcoût raisonnable.
  • Il faut comprendre que c'est l'association du recyclage de gaz combustible comprimé et du cycle à turbine de détente qui mène à ce résultat très surprenant.
  • Pour des unités de production de GNL de taille différente, les résultats sont présentés dans :
    • le tableau 9, qui correspond aux caractéristiques d'une unité fonctionnant selon le mode de réalisation du procédé de l'invention tel que présenté sur la figure 6,
    • le tableau 10, donné à titre de comparaison, qui présente les caractéristiques d'une unité de réfrigération de GNL par la technique du sous refroidissement poussé.
    Tableau 9
    Unité 1 GE7 + 1 GE6 2 GE7 3 GE7
    GNL 1
    température °C -144 -147 -151
    débit kg/h 430862 556506 799127
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 430862 556506 799127
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49334 49334 49334
    contenu en azote %mol 0,10 0,10 0,10
    production de GNL 4, valeur GJ/h 21256 27455 39424
    thermique basse % 100 115,82 115,82
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 0 0 0
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 0 0 0
    production de gaz combustible 5, valeur thermique basse spécifique GJ/h 0 0 0
    Unité de flash final
    puissance du compresseur K1 kW 24000 24000 23543
    puissance du détendeur X1 kW 4719 4719 4850
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL 4 kJ/kg 1014 995 984
    rapport Puissance de K1/Production de GNL 4 0,0206 0,0202 0,0199
    Production supplémentaire de kg/h 70489 76010 78381
    GNL GJ/h 3477 3749 3866
    Tableau 10
    Unité 1 GE7 + 1 GE6 2 GE7 3 GE7
    GNL 1
    température °C -160 -160 -160
    débit kg/h 360373 480496 720746
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 360373 480496 720746
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49334 49334 49334
    contenu en azote %mol 0,10 0,10 0,10
    production de GNL 4, valeur GJ/h 17779 23705 35558
    thermique basse % 100,00 100,00 100,00
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 0 0 0
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 0 0 0
    production de gaz combustible 5, valeur thermique basse spécifique GJ/h 0 0 0
    Unité de flash final
    puissance du compresseur K1 kW 0 0 0
    puissance du détendeur X1 kW 0 0 0
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL 4 kJ/kg 973 973 973
    rapport Puissance de K1/Production de GNL 4 0,0197 0,0197 0,0197
    Production supplémentaire de kg/h 0 0 0
    GNL GJ/h 0 0 0
  • Les augmentations de capacité pour l'utilisation d'une installation conforme au procédé de l'invention, par rapport à la technique du sous refroidissement poussé sont les suivantes :
    • 19,6 % pour une unité de GNL utilisant 1 turbine GE6 associée à une turbine GE7,
    • 15,8 % pour une unité de GNL utilisant 2 turbines GE7,
    • 10, 9 % pour une unité de GNL utilisant 3 turbines GE7.
  • Le mode de réalisation du procédé conforme à l'invention selon la figure 6 permet également la production de gaz combustible, lorsque cela est souhaité. Cette éventualité est illustrée par un exemple chiffré dans le tableau 11, ci-après : Tableau 11
    Unité 1 GE7 + 1 GE6
    GNL 1
    température °C -143
    débit kg/h 583534
    GNL réfrigéré 4
    débit kg/h 567402
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 49351
    contenu en azote %mol 0,06
    production de GNL 4, valeur thermique basse GJ/h 28002
    % 118,13
    Gaz combustible 5
    débit kg/h 16132
    valeur thermique basse spécifique kJ/kg 48659
    production de gaz combustible 5, valeur
    thermique basse spécifique    		 GJ/h 785
    Unité de flash final
    puissance du compresseur K1 kW 23888
    puissance du détendeur X1 kW 3520
    Performances
    puissance spécifique de production de GNL 4 kJ/kg 976
    rapport Puissance de K1/Production de GNL 4 0,0198.
    Production supplémentaire de GNL kg/h 86906
    GJ/h 4297
  • Lorsque la production de gaz combustible passe de 0 à 785 GJ/h, il est alors possible d'augmenter la capacité de 18,13 %, c'est à dire que 2,31 % d'augmentation de capacité (18,13 % moins 15,82 %) sont dus à la production de gaz combustible. Ce résultat est beaucoup plus net que celui obtenu avec une installation de déazotation.
  • Un autre mode de réalisation conforme au procédé de l'invention, mettant en oeuvre une colonne de déazotation C1, est présenté sur la figure 7, décrite plus haut. A la différence de la figure 6, ce mode de réalisation met en jeu un ballon séparateur V2.
  • Le GNL 1, de composition « A » obtenu à -147°C sous une pression de 48,0 bar avec un débit de 30885 kmol/h, est détendu à 2,7 bar et moins 147,63°C dans la turbine hydraulique X3, puis est à nouveau détendu à 2,5 bar et moins 148,33°C dans la vanne 18, pour fournir le flux détendu 2.
  • Le flux 2 (30885 kmol/h) est mélangé au flux 35 (3127 kmol/h) pour l'obtention du flux 36 (34012 kmol/h), à -149,00°C.
  • Le flux 35 est composé de 3,17 % d'azote, de 96,82 % de méthane et de 0,01 % d'éthane.
  • Le flux 36, qui est composé de 0,38 % d'azote, 91,90 % de méthane, 4,09 % d'éthane, 2,27 % de propane, 0,54 % d'isobutane et de 0,82 % de n-butane, est séparé dans le ballon V2 en la deuxième fraction de tête 12 (562 kmol/h), et en la deuxième fraction de pied 13 (33450 kmol/h).
  • Le flux 12 (5,41 % d'azote, 94,57 % de méthane et 0,02 % d'éthane) est réchauffé jusqu'à 34°C dans l'échangeur E1, pour fournir un flux 37 qui alimente, à 2,4 bar, le compresseur K1 à l'étage à moyenne pression 14.
  • Le flux 13 (0,03 % d'azote, 91,85 % de méthane, 4,16 % d'éthane, 2,31 % de propane, 0,55 % d'isobutane et de 0,83 % de n-butane) est détendu dans la vanne 28 pour l'obtention du flux 29 à -159,17°C et 1,15 bar, qui est introduit dans le ballon séparateur V1.
  • Le ballon V1 produit en tête la première fraction de tête 3 (2564 kmol/h) à -159,17°C. La fraction 3 (2,72 % d'azote, 97,27 % de méthane et 0,01 % d'éthane) est réchauffée dans l'échangeur E1 pour donner le flux 41 à moins 32,21°C et 1,05 bar. Le flux 41 alimente l'aspiration basse pression 15 du compresseur K1.
  • Le ballon V1 produit la première fraction de pied 4 à -159,17°C et 1,15 bar avec un débit de 30886 kmol/h. Cette fraction 4 ( 0,10 % d'azote, 91,40 % de méthane, 4,50 % d'éthane, 2,50 % de propane, 0,60 % d'isobutane et de 0,90 % de n-butane) est pompée par la pompe P1 pour fournir une fraction 39 à 4,15 bar et -159,02°C, puis quitte l'installation.
  • Le compresseur K1 produit le flux compressé 5 à 37°C et 29 bar avec un débit de 13426 kmol/h. Ce flux de gaz combustible 5 (3,18 % d'azote, 96,81 % de méthane et 0,01 % d'éthane) est compressé en totalité dans le compresseur XK1, sans production de gaz combustible 40.
  • Le compresseur XK1 produit le flux comprimé 7 à 72,51°C et 42,7 bar. Le flux 7 est refroidi à 37°C dans l'échangeur à eau 24, puis est séparé en les flux 8 et 9.
  • Le flux 8 (10300 kmol/h) est refroidi dans l'échangeur E1 pour donner le flux 25 à -56°C et 41,9 bar.
  • Le flux 9 (3126 kmol/h) est refroidi dans l'échangeur E1 pour donner le flux 22 à -141°C et 41,4 bar. Ce dernier est ensuite détendu dans la vanne 23 pour fournir le flux 35 à -152,37°C et 2,50 bar.
  • Le flux 25 est détendu dans la turbine de détente X1 qui produit la fraction 10 à une température de -129,65°C et une pression de 8,0 bar. Cette fraction 10 est ensuite réchauffée dans l'échangeur E1 qui produit la fraction 26 à une température de 34°C et une pression de 7,8 bar.
  • La fraction 26 alimente le compresseur K1 sur l'aspiration de l'étage à moyenne pression 11. Le compresseur K1 et le détendeur X1 ont les performances suivantes :
    Unité de déazotation K1
    puissance du compresseur K1 23034 kW
    puissance du détendeur X1 2700 kW
  • L'utilisation du ballon V2 permet un gain d'environ 1000 kW sur la puissance du compresseur K1.
  • Enfin, de ces études sur le gaz A, pauvre en azote, il découle du procédé conforme à l'invention que :
    • l'augmentation de la température du GNL en sortie du procédé de liquéfaction permet d'obtenir une augmentation de capacité de production de GNL de 1,2 % par °C, ce résultat étant identique à celui obtenu avec le gaz A,
    • l'utilisation d'un flash final (ballon V1) et la saturation de la puissance de la turbine à gaz entraînant le compresseur K1 permet d'obtenir, grâce au procédé de l'invention, un gain important de capacité de production de GNL, sans produire de gaz combustible,
    • la production de gaz combustible permet d'obtenir une augmentation de la capacité de production de GNL. Ce gain est non négligeable et peut s'avérer un facteur décisif,
    • l'ajout du ballon séparateur V2 permet d'améliorer la charge du compresseur K1 et de réduire le coût de son utilisation.

Claims (11)

  1. Procédé de réfrigération d'un gaz naturel liquéfié (1) sous pression contenant du méthane et des hydrocarbures en C2 et supérieurs, comprenant une première étape (I) dans laquelle (Ia) on détend ledit gaz naturel liquéfié (1) sous pression pour fournir un flux de gaz naturel liquéfié détendu (2), dans laquelle (Ib) on sépare ledit gaz naturel liquéfié détendu (2) en une première fraction de tête (3) relativement plus volatile, et une première fraction de pied (4) relativement moins volatile, dans laquelle (Ic) la première fraction de pied (4) constituée de gaz naturel liquéfié réfrigéré est collectée, dans laquelle (Id) on réchauffe, on comprime dans un premier compresseur (K1) et on refroidit la première fraction de tête (3) pour fournir une première fraction comprimée (5) de gaz combustible qui est collectée, dans laquelle (Ie) on prélève de la première fraction comprimée (5) une deuxième fraction comprimée (6) qui est ensuite refroidie puis mélangée au flux de gaz naturel liquéfié détendu (2), caractérisé en ce qu'il comprend une deuxième étape (II) dans laquelle (IIa) la deuxième fraction comprimée (6) est comprimée dans un second compresseur (XK1) couplé à une turbine de détente (X1) pour fournir une troisième fraction comprimée (7), dans laquelle (IIb) la troisième fraction comprimée (7) est refroidie puis séparée en une quatrième fraction comprimée (8) et en une cinquième fraction comprimée (9), dans laquelle (IIc) la quatrième fraction comprimée (8) est refroidie et détendue dans la turbine de détente (X1) couplée au second compresseur (XK1) pour fournir une fraction détendue (10) qui est ensuite réchauffée puis introduite à un premier étage à moyenne pression (11) du compresseur (K1), et dans laquelle (IId) la cinquième fraction comprimée (9) est refroidie puis mélangée au flux de gaz naturel liquéfié détendu (2).
  2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le flux de gaz naturel liquéfié détendu (2) est séparé avant l'étape (Ib) en une deuxième fraction de tête (12) et en une deuxième fraction de pied (13), en ce que la deuxième fraction de tête (12) est réchauffée puis introduite dans le premier compresseur (K1) à un deuxième étage à moyenne pression (14) intermédiaire entre le premier étage à moyenne pression (11) et un étage à basse pression (15), et en ce que la deuxième fraction de pied (13) est séparée en la première fraction de tête (3) et en la première fraction de pied (4):
  3. Procédé selon la revendication 1 ou la revendication 2, caractérisé en ce que chaque étape de compression est suivie d'une étape de refroidissement.
  4. Installation de réfrigération d'un gaz naturel liquéfié (1) sous pression contenant du méthane et des hydrocarbures en C2 et supérieurs, comprenant des moyens pour effectuer une première étape (I) dans laquelle (Ia) on détend ledit gaz naturel liquéfié (1) sous pression pour fournir un flux de gaz naturel liquéfié détendu (2), dans laquelle (Ib) on sépare ledit gaz naturel liquéfie détendu (2) en une première fraction de tête (3) relativement plus volatile, et une première fraction de pied (4) relativement moins volatile, dans laquelle (Ic) la première fraction de pied (4) constituée de gaz naturel liquéfié réfrigéré est collectée, dans laquelle (Id) on réchauffe, on comprime dans un premier compresseur (K1) et on refroidit la première fraction de tête (3) pour fournir une première fraction comprimée (5) de gaz combustible qui est collectée, dans laquelle (Ie) on prélève de la première fraction comprimée (5) une deuxième fraction comprimée (6) qui est ensuite refroidie puis mélangée au flux de gaz naturel liquéfié détendu (2), caractérisée en ce qu'elle comprend des moyens pour effectuer une deuxième étape (II) dans laquelle (IIa) la deuxième fraction comprimée (6) est comprimée dans un second compresseur (XK1) couplé à une turbine de détente (X1) pour fournir une troisième fraction comprimée (7), dans laquelle (IIb) la troisième fraction comprimée (7) est refroidie puis séparée en une quatrième fraction comprimée (8) et en une cinquième fraction comprimée (9), dans laquelle (IIc) la quatrième fraction comprimée (8) est refroidie et détendue dans la turbine de détente (X1) couplée au second compresseur (XK1) pour fournir une fraction détendue (10) qui est ensuite réchauffée puis introduite à un premier étage à moyenne pression (11) du compresseur (K1), et dans laquelle (IId) la cinquième fraction comprimée (9) est refroidie puis mélangée au flux de gaz naturel liquéfié détendu (2).
  5. Installation selon la revendication 4. caractérisée en ce qu'elle comprend des moyens pour séparer le flux de gaz naturel liquéfié détendu (2) avant l'étape (Ib) en une deuxième fraction de tête (12) et en une deuxième fraction de pied (13), en ce qu'elle comprend des moyens pour réchauffer puis introduire la deuxième fraction de tête (12) dans le premier compresseur (K1) à un deuxième étage à moyenne pression (14) intermédiaire entre le premier étage à moyenne pression (11) et un étage à basse pression (15), et en ce qu'elle comprend des moyens pour séparer la deuxième fraction de pied (13) en la première fraction de tête (3) et en la première fraction de pied (4).
  6. Installation selon la revendication 4 ou la revendication 5, caractérisée en ce que la première fraction de tête (3) et la première fraction de pied (4) sont séparées dans un premier ballon séparateur (V1).
  7. Installation selon la revendication 4 ou la revendication 5, caractérisée en ce que la première fraction de tête (3) et la première fraction de pied (4) sont séparées dans une colonne de distillation (C1).
  8. installation selon l'une quelconque de revendications 4 à 7 caractérisée en ce que le flux de gaz naturel liquéfié détendu (2) est séparé en la deuxième fraction de tête (12) et en la deuxième fraction de pied (13) dans un deuxième ballon séparateur (V2).
  9. Installation selon la revendication 7. caractérisée en ce que la colonne de distillation (C1) comporte au moins un rebouilleur latéral et/ou de fond de colonne (16), en ce que du liquide prélevé sur un plateau (17) de la colonne de distillation (C1) circulant dans ledit rebouilleur (16) est réchauffé dans un échangeur thermique (E2) puis est réintroduit dans la colonne de distillation (C1) à un étage inférieur audit plateau (17), et en ce que le flux de gaz naturel liquéfié détendu (2) est refroidi dans ledit échangeur thermique (E2).
  10. Installation selon l'une quelconque des revendications 4 à 9, caractérisée en ce que le refroidissement de la première fraction de tête (3) et de la fraction détendue (10), et le réchauffement de la quatrième fraction comprimée (8) et de la cinquième fraction comprimée (9), s'effectue dans un seul premier échangeur thermique (E1).
  11. Installation selon l'une quelconque des revendications 4 à 10, en combinaison avec la revendication 5, caractérisée en ce que la deuxième fraction de tête (12) est réchauffée dans le premier échangeur thermique (E1).
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