EP1440283B1 - Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes - Google Patents

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EP1440283B1
EP1440283B1 EP02795307A EP02795307A EP1440283B1 EP 1440283 B1 EP1440283 B1 EP 1440283B1 EP 02795307 A EP02795307 A EP 02795307A EP 02795307 A EP02795307 A EP 02795307A EP 1440283 B1 EP1440283 B1 EP 1440283B1
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EP
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flow
expanded
distillation column
cooled
main
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    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons

Definitions

  • the present invention relates generally and in a first aspect to the methods of separation of a dry feed gas mainly comprising methane, ethane and propane, typically natural gas, and in a second aspect the industrial plants and the equipment for carrying out these methods.
  • the invention relates in a first aspect to a method of separating a dry feed gas, according to the preamble of claim 1.
  • the invention relates to an installation for separating a dry feed gas, according to the preamble of claim 8.
  • the distillation device used by these processes consists of a distillation column.
  • the secondary flow is introduced at the top of the column and plays the role of reflux and the main flow is introduced at an intermediate stage.
  • the first cooled foot stream is introduced at a lower floor than the main stream.
  • Another way of lowering this profile is to relax more strongly the flows feeding the column to be distilled, which cools these flows but also reduces the operating pressure of the column. The power needed to recompress the first product will therefore increase.
  • US Pat. No. 4,157,904 proposes diagrams making it possible to lower this profile by optimizing the energy efficiency, mainly by mixing a part of the first foot flow with the secondary flow before cooling, expansion and feeding into the distillation device, which makes physicochemical characteristics of these flows, makes it possible to reach lower column supply temperatures, without penalizing the operating pressure.
  • the reflux constituted by the mixing of a part of the first foot flow and the secondary flow, is richer in C2 hydrocarbons and more than the secondary flow alone, which penalizes the extraction of hydrocarbons in C2 and more. of the main flow in the upper zone of the column.
  • US-B1-6244070 discloses a method and a corresponding facility for separating a dry gas comprising methane, ethane and propane into a treated gas and a C2 plus cut, comprising (i) a cooling operation, (ii) an operation for separating and treating the cooled gas and (iii) a distillation operation in a distillation apparatus, comprising a reflux absorber operating at a pressure P1 and a distillation column operating at a pressure of pressure P2, the difference between P1 and P2 being between 5 and 25 bar.
  • the second head stream produced by this distillation device, constituting the second product of the process is constituted by the overhead flow of the column to be distilled.
  • the present invention aims to optimize both the extraction efficiency of ethane and propane and the energy efficiency of the process and the corresponding installation.
  • the invention according to a first aspect, relates to a method according to claim 1.
  • the method according to the invention may comprise one or more of the features which are the subject of claims 2 to 7.
  • the invention relates to an installation according to claim 8.
  • the installation according to the invention may comprise one or more of the features which are the subject of claims 9 to 14.
  • This process is fed by a stream of feed gas 1, typically natural gas, mainly containing methane, ethane and propane.
  • feed gas typically natural gas, mainly containing methane, ethane and propane.
  • This gas arrives dry, and typically has the following characteristics: pressure 73 bar absolute, temperature 40 ° C, flow 30000 kgmol / h.
  • the process generates two products: a first product 17, called treated gas, consisting mainly of methane and depleted in C2 hydrocarbons and more relative to the feed gas 1, in particular ethane and propane, and a second product 34, referred to as C2 plus, consisting mainly of ethane and propane, and containing most of the C2 hydrocarbons and more provided by the feed gas 1.
  • a first product 17, called treated gas consisting mainly of methane and depleted in C2 hydrocarbons and more relative to the feed gas 1
  • C2 plus consisting mainly of ethane and propane
  • the feed gas 1 undergoes a first cooling operation at a temperature of minus 50 ° C. in a cryogenic heat exchanger E1, to give a flow of cooled gas 2.
  • a fraction of the gas is condensed during this operation, approximately 10%, the less volatile components condensing in greater proportion than the more volatile components.
  • This cooled gas 2 then undergoes a second separation and treatment operation.
  • the cooled gas stream 2 is separated in a separator tank B1 in one first head stream 3 relatively depleted in C2 hydrocarbons and more, and a first foot flow 4 relatively enriched in C2 hydrocarbons and more.
  • the first head stream 3 is essentially gaseous, and the first foot stream is essentially liquid and their respective flow rates are about 27000 and 3000 kgmol / h.
  • the first foot stream 4 is then expanded to a pressure of 25 bar absolute, which causes cooling to minus 80 ° C and a partial vaporization of about 45% of the liquid, to form a cooled first foot stream 10.
  • the first head stream 3 is divided into a main stream 5 and a secondary stream 6, with respective flow rates 20000 and 7000 kgmol / h.
  • the main flow 5 is expanded at a pressure of 25 bar absolute in a turbine T1 coupled to a compressor K1 to form a main flow relaxed 7. This relaxation is accompanied by a cooling at minus 92 ° C and a partial condensation about 20% of the gas.
  • the secondary stream 6 is cooled and liquefied in a second cryogenic exchanger E2 at at least 99 ° C. to form a stream 8, this resulting stream 8 then being expanded at 25 bars absolute to a relaxed secondary stream 9. This expansion is accompanied by cooling to minus 103 ° C and a partial vaporization of about 6% of the liquid.
  • a distillation device C3 typically a distillation column in the prior art.
  • the expanded main flow 7 feeds the distillation device C3 to an intermediate stage, the expanded secondary flow 9 supplying the distillation device C3 to an overhead stage and constituting a reflux.
  • the first cooled foot stream 10 feeds the distillation device C3 to an intermediate stage located under the feed stage of the expanded main stream 7.
  • the distillation device C3 operates at 25 bar absolute and is typically equipped with two reboilers, constituted by zones of the cryogenic exchanger E1 in the embodiment shown in FIG.
  • the first reboiler is fed with a flow 18 with a flow rate of about 7000 kgmol / h and a temperature of less than 56 ° C., withdrawn at a stage S1 located under the feed stage of the first cooled foot stream 10, the heated stream constituting a temperature flow 19 minus 19 ° C which feeds a stage S2 located at a level lower than the stage S1.
  • the second reboiler is fed with a flow rate of 4000 kgmol / h and a temperature of 5 ° C., withdrawn at a stage S3 situated at a level below the stage S2, the heated stream constituting a temperature flow of 14 ° C. which supplies a stage S4 located at a level lower than the stage S3.
  • the distillation device C3 produces a second substantially gaseous head stream 11 and a second substantially liquid foot stream 22 of respective flow rates 27200 kgmol / h and 2800 kgmol / h.
  • the second head stream 11 is relatively depleted of C2 hydrocarbons and more, and the second bottom stream 22 is relatively enriched in C2 hydrocarbons and more.
  • the second foot stream 22, having a temperature of 14 ° C. and a pressure of 25 bars absolute, after compression at 35 bars absolute by a pump P1 in a flow 33 and heating to 32 ° C. in the exchanger E1 constitutes the second product 34.
  • the second head stream 11 gives part of its heat potential to the secondary flow 6 in the cryogenic exchanger E2 to form a stream 12 of temperature minus 73 ° C., then undergoes a second heating step at 33 ° C. in the exchanger cryogenic E1 to form a stream 13.
  • This stream 13 is compressed at 30 bar absolute in the compressor K1 coupled to the turbine T1 in a stream 14, and cooled to 40 ° C in a stream 15 by an exchanger E3.
  • This stream 15 undergoes a second compression at 75 bar absolute in a stream 16 by a compressor K2, which can for example be coupled to a GT gas turbine, then cooled to 45 ° C by the exchanger E4 and constitutes the first product 17 .
  • a refrigeration cycle provides the cryogenic heat exchanger E1 with the additional cooling capacity necessary to cool the feed gas 1.
  • a stream 51 of propane gas is compressed at 14 bar absolute by a compressor K4, typically equipped with an electric motor, to produce a flow 52, and then cooled to 40 ° C by a heat exchanger E5 in liquid flow.
  • the stream 53 is cooled to minus 20 ° C. in the cryogenic exchanger E1 and to form the stream 54 and then expanded to 4 bars absolute in a stream 55.
  • the stream 55 is vaporized in the cryogenic exchanger E1 to form the stream 51, of temperature minus 6 ° C.
  • the process is fed by a feed gas stream 1 having the same characteristics as that described above.
  • the first foot stream 4 is expanded to 20 bar absolute, which brings the temperature of the first foot stream cooled to minus 86 ° C.
  • the respective flow rates of the main stream 5 and secondary 6 are 26000 and 1000 kgmol / h.
  • the main stream 5 is expanded to 38.5 bar absolute, which brings the temperature of the expanded main stream 7 to minus 77 ° C.
  • the secondary stream 6 is cooled in the cryogenic exchanger E2 to minus 91 ° C and expanded to 38.5 bar absolute, which brings the temperature of the secondary stream expanded 9 to minus 92 ° C.
  • the distillation device C3 comprises first and second distillation columns C1 and C2 operating at respective pressures P1 and P2 of 38.5 and 20 bar absolute.
  • the first distillation column C1 produces a third head stream 11 and a third bottom stream 23, of respective flow rates 27300 and 8000 kgmol / h
  • the second distillation column C2 produces a fourth head stream 25 and a fourth flow of foot 22, flow rates 8310 and 2730 kgmol / h respectively.
  • the second distillation column C2 is fed by the first cooled foot flow 10 to an intermediate stage, and by a third expanded foot flow 24 to an upper stage.
  • the third relaxed foot flow 24 is produced by relaxing at 20 bar absolute and minus 98 ° C the third foot stream 23, which leaves at 38.5 bar absolute and minus 78 ° C of the first distillation column C1.
  • the fourth foot flow 22 leaves at 20 bar absolute and 5 ° C
  • This stream 26 is then reheated in the cryogenic exchanger E1 in a stream 27 at 38 ° C. and then compressed at 50 bar and 128 ° C. by a compressor K3 to form a stream 28.
  • the compressor K3 is typically equipped with an electric motor .
  • the stream 28 is then cooled to 40 ° C by an exchanger E6 to give a stream 29, undergoes a second cooling step in the cryogenic exchanger E1 in a stream 30 at least 50 ° C, this stream 30 undergoing a third stage of cooling in the cryogenic exchanger E2 in a flow 31 at minus 91 ° C.
  • the first distillation column C1 is also fed by the expanded main stream 7 on one floor lower, and by the expanded secondary flow 9, to an intermediate stage.
  • the third head stream 11 leaves the first distillation column C1 at minus 89 ° C. and 38.5 bars absolute and undergoes a treatment identical to the treatment described for the prior art.
  • Stream 11 is reheated to minus 69 ° C to form stream 12, stream 12 being reheated to 38 ° C to form stream 13.
  • This stream 13 undergoes two successive compressions by the compressors K1 and K2 at 44 bars absolute and 51 ° C and 75 bars absolute and 96 ° C, each compression being followed by a cooling respectively at 40 ° C and 45 ° C.
  • the fourth foot stream 22 is compressed and warmed to 35 ° C and 35 bar.
  • first and second products 17 and 34 are produced under the same conditions of temperature and pressure as for the process according to the prior art, which allows a comparison of the energy balances.
  • the second distillation column C2 is equipped with two reboilers, constituted by zones of the cryogenic exchanger E1 in the embodiment illustrated in FIG.
  • the first reboiler is fed by the flow 18 of flow 5700 kgmol / h and temperature minus 55 ° C, withdrawn at a stage S1 located under the feed stage of the first cooled foot stream 10, the heated stream constituting the temperature stream 19 minus 20 ° C which feeds a stage S2 located at a level lower than the stage S1.
  • the second reboiler is fed with the flow rate 3600 kgmol / h and temperature minus 3 ° C, withdrawn at a stage S3 located at a level lower than the stage S2, the heated stream constituting the temperature stream 21 5 ° C which feeds a stage S4 located at a level lower than the stage S3.
  • the auxiliary refrigeration cycle is used, the propane flow rate being about 550 kgmol / h in the loop.
  • the power saving achieved with the method according to the invention is of the order of 5000 kW compared to the prior art for the flow rates considered.
  • the operating pressure P1 of the distillation column C1 may vary from 30 to 45 bars and the operating pressure P2 of the distillation column C2 may vary from 15 to 30 bars.
  • the energy efficiency is better when the difference between P1 and P2 is between 5 and 25 bar.

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Abstract

L'invention concerne un procédé de séparation d'un gaz d'alimentation (1) sec, comprenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du propane, en un premier produit (17) relativement plus volatil, dit gaz traité, et un second produit (34) relativement moins volatil dénommé coupe C2 plus, comprenant: (i) une opération de refroidissement du gaz d'alimentation(1) en un gaz refroidi (2), (ii) une opération de séparation et de traitement du gaz refroidi (2) issu de l'opération (i), (iii) une opération de distillation dans un dispositif de distillation (C3), et l'installation correspondante. Selon l'invention, le dispositif de distillation (C3) comprend au moins des première et seconde colonnes à distiller (C1) et (C2) fonctionnant à des pressions différentes.

Description

  • La présente invention concerne de façon générale et selon un premier aspect les méthodes de séparation d'un gaz d'alimentation sec comprenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du propane, typiquement du gaz naturel, et dans un second aspect les installations industrielles et les équipements permettant de mettre en oeuvre ces procédés.
  • Plus précisément, l'invention concerne selon un premier aspect un procédé de séparation d'un gaz d'alimentation sec, selon le préambule de la revendication 1.
  • Selon un second aspect, l'invention concerne une installation de séparation d'un gaz d'alimentation sec, selon le préambule de la revendication 8.
  • Ce procédé et l'installation qui le met en oeuvre sont connus de l'art antérieur, en particulier par le brevet US 4 157 904. Ce brevet révèle plusieurs procédés et leurs installations correspondantes présentant les caractéristiques décrites ci-dessus, ces procédés prévoyants en plus de mélanger une partie du premier flux de pied au flux secondaire avant refroidissement, détente et alimentation dans le dispositif de distillation.
  • Le dispositif de distillation utilisé par ces procédés est constitué d'une colonne à distiller. Le flux secondaire est introduit en tête de colonne et joue le rôle de reflux et le flux principal est introduit à un étage intermédiaire. Le premier flux de pied refroidi est introduit à un étage inférieur au flux principal.
  • Le haut de la colonne, entre l'étage d'introduction du flux principal et l'étage d'introduction du flux secondaire, joue le rôle de zone d'extraction des hydrocarbures en C2 et plus du flux principal, et le bas de la colonne, en dessous de l'étage d'introduction du flux principal, joue le rôle de zone d'élimination.du méthane.
  • Les rendements d'extraction de l'éthane et du propane peuvent être augmentés en abaissant le profil de température de la colonne. Ceci est coûteux en énergie si on augmente simplement la puissance du cycle de réfrigération utilisé pour refroidir le gaz d'alimentation.
  • Une autre façon d'abaisser ce profil est de détendre plus fortement les flux alimentant.la colonne à distiller, ce qui refroidit ces flux mais diminue également la pression de fonctionnement de la colonne. La puissance nécessaire pour recomprimer le premier produit va donc augmenter.
  • Le brevet US 4 157 904 propose des schémas permettant d'abaisser ce profil en optimisant le rendement énergétique, principalement en mélangeant une partie du premier flux de pied au flux secondaire avant refroidissement, détente et alimentation dans le dispositif de distillation, ce qui, du fait des caractéristiques physico-chimiques de ces flux, permet d'atteindre des températures d'alimentation de la colonne à distiller plus basses, sans pénaliser la pression de fonctionnement.
  • En revanche, le reflux, constitué par le mélange d'une partie du premier flux de pied et du flux secondaire, est plus riche en hydrocarbures C2 et plus que le flux secondaire seul, ce qui pénalise l'extraction des hydrocarbures en C2 et plus du flux principal dans la zone haute de la colonne.
  • Le brevet US-B1-6 244 070 montre un procédé, et une installation correspondante, de séparation d'un gaz sec comprenant du méthane, de l'éthane et du propane en un gaz traité et une coupe C2 plus, comprenant (i) une opération de refroidissement, (ii) une opération de séparation et de traitement du gaz refroidi et (iii) une opération de distillation dans un dispositif de distillation, comprenant un absorbeur à reflux fonctionnant à une pression P1 et une colonne à distiller fonctionnant à une pression P2, la différence entre P1 et P2 étant entre 5 et 25 bars. Le second flux de tête produit par ce dispositif de distillation, constituant le second produit du procédé, est constitué par le flux de tête de la colonne à distiller.
  • Dans ce contexte, la présente invention vise à optimiser à la fois le rendement d'extraction de l'éthane et du propane et le rendement énergétique du procédé et de l'installation correspondante.
  • A cette fin, l'invention, selon un premier aspect, a pour objet un procédé selon la revendication 1.
  • Le procédé selon l'invention peut comprendre une ou plusieurs des caracteristiques qui font l'objet des revendications 2 à 7.
  • L'invention, selon un second aspect, a pour objet une installation selon la revendication 8.
  • L'installation selon l'invention peut comprendre une ou plusieurs des caracteristiques qui font l'objet des revendications 9 à 14.
  • D'autres caractéristiques et avantages de l'invention ressortiront clairement de la description qui en est faite ci-après, à titre indicatif et nullement limitatif, en références aux figures annexées, parmi lesquelles :
    • la figure 1 représente un schéma de principe d'une installation de séparation de gaz selon l'art antérieur
    • la figure 2 représente un schéma de principe d'une installation de séparation de gaz selon l'invention.
  • On décrira d'abord un procédé de séparation classique selon l'art antérieur, en référence à la figure 1.
  • Les valeurs de débits, de températures, de pressions et de compositions indiquées dans la description ci-dessous sont des valeurs obtenues par simulation numérique du procédé dans un mode de réalisation représenté à la figure 1.
  • Ce procédé est alimenté par un flux de gaz d'alimentation 1, typiquement du gaz naturel, contenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du propane. Ce gaz arrive sec, et présente typiquement les caractéristiques suivantes : pression 73 bars absolus, température 40°C, débit 30000 kgmol/h.
  • Les débits molaires approximatifs en kgmol/h des principaux composants du gaz d'alimentations sont indiqués dans le tableau ci-dessous.
    N2 CO2 Méthane Ethane Propane i-Butane
    1200 300 25800 1650 600 120
    n-Butane i-Pentane n-Pentane n-Hexane n-Heptane
    120 60 60 30 30
  • Le procédé génère deux produits: un premier produit 17, dit gaz traité, constitué principalement de méthane et appauvri en hydrocarbures en C2 et plus relativement au gaz d'alimentation 1, notamment en éthane et en propane, et un second produit 34, dénommé coupe C2 plus, constitué principalement d'éthane et de propane, et contenant la plus grande partie des hydrocarbures en C2 et plus apportés par le gaz d'alimentation 1.
  • Le gaz d'alimentation 1 subit une première opération de refroidissement à une température de moins 50°C dans un échangeur cryogénique E1, pour donner un flux de gaz refroidi 2. Une fraction du gaz est condensé pendant cette opération, environ 10%, les composants les moins volatils se condensant en plus grande proportion que les composants les plus volatils.
  • Ce gaz refroidi 2 subit ensuite une deuxième opération de séparation et de traitement. Le flux de gaz refroidi 2 est séparé dans un ballon séparateur B1 en un premier flux de tête 3 relativement appauvri en hydrocarbures en C2 et plus, et un premier flux de pied 4 relativement enrichi en hydrocarbures en C2 et plus.
  • Le premier flux de tête 3 est essentiellement gazeux, et le premier flux de pied est essentiellement liquide et leurs débits respectifs sont d'environ 27000 et 3000 kgmol/h.
  • Le premier flux de pied 4 subit ensuite une détente à une pression de 25 bars absolus, qui entraîne un refroidissement à moins 80°C et une vaporisation partielle d'environ 45% du liquide, pour former un premier flux de pied refroidi 10.
  • Le premier flux de tête 3 est divisé en un flux principal 5 et un flux secondaire 6, de débits respectifs 20000 et 7000 kgmol/h. Le flux principal 5 est détendu à une pression de 25 bars absolus dans une turbine T1 couplée à un compresseur K1 pour former un flux principal détendu 7. Cette détente s'accompagne d'un refroidissement à moins 92°C et d'une condensation partielle de 20% environ du gaz.
  • Le flux secondaire 6 est refroidi et liquéfié dans un second échangeur cryogénique E2 à moins 99°C pour former un flux 8, ce flux 8 résultant étant ensuite détendu à 25 bars absolus en un flux secondaire détendu 9. Cette détente s'accompagne d'un refroidissement à moins 103°C et d'une vaporisation partielle de 6% environ du liquide.
  • Les différents flux produits par l'opération de séparation et de traitement subissent ensuite une distillation dans un dispositif de distillation C3, typiquement une colonne à distiller dans l'art antérieur.
  • Le flux principal détendu 7 alimente le dispositif de distillation C3 à un étage intermédiaire, le flux secondaire détendu 9 alimentant le dispositif de distillation C3 à un étage de tête et constituant un reflux.
  • Le premier flux de pied refroidi 10 alimente le dispositif de distillation C3 à un étage intermédiaire situé sous l'étage d'alimentation du flux principal détendu 7.
  • Le dispositif de distillation C3 fonctionne sous 25 bars absolus et est typiquement équipé de deux rebouilleurs, constitués par des zones de l'échangeur cryogénique E1 dans le mode dé réalisation illustré sur la figure 1.
  • Le premier rebouilleur est alimenté par un flux 18 de débit 7000 kgmol/h environ et de température moins 56°C, soutiré à un étage S1 situé sous l'étage d'alimentation du premier flux de pied refroidi 10, le flux réchauffé constituant un flux 19 de température moins 19°C qui alimente un étage S2 situé à un niveau inférieur à l'étage S1.
  • Le second rebouilleur est alimenté par un flux 20 de débit 4000 kgmol/h et de température 5°C, soutiré à un étage S3 situé à un niveau inférieur à l'étage S2, le flux réchauffé constituant un flux 21 de température 14°C qui alimente un étage S4 situé à un niveau inférieur à l'étage S3.
  • Le dispositif de distillation C3 produit un second flux de tête 11 essentiellement gazeux et un second flux de pied 22 essentiellement liquide de débits respectifs 27200 kgmol/h et 2800 kgmol/h.
  • Le second flux de tête 11 est relativement appauvri en hydrocarbures en C2 et plus, et le second flux de pied 22 est relativement enrichi en hydrocarbures en C2 et plus.
  • Le second flux de pied 22, de température 14°C et de pression 25 bars absolus, après compression à 35 bars absolus par une pompe P1 en un flux 33 et réchauffement à 32°C dans l'échangeur E1 constitue le second produit 34.
  • Les opérations de traitement subséquentes du second courant 34, non couvertes par la présente invention et donc non décrites, imposent un rapport entre les hydrocarbures en C1 et les hydrocarbures en C2 voisin de 0.01 en moles dans ce second courant 34.
  • Le second flux de tête 11 cède une partie de son potentiel calorifique au flux secondaire 6 dans l'échangeur cryogénique E2 pour former un flux 12 de température moins 73°C, puis subit une seconde étape de réchauffement à 33°C dans l'échangeur cryogénique E1 pour former un flux 13.
  • Ce flux 13 est comprimé à 30 bars absolus dans le compresseur K1 couplé à la turbine T1 en un flux 14, et refroidi à 40°C en un flux 15 par un échangeur E3.
  • Ce flux 15 subit une seconde compression à 75 bars absolus en un flux 16 par un compresseur K2, qui peut par exemple être couplé à une turbine à gaz GT, puis refroidi à 45°C par l'échangeur E4 et constitue le premier produit 17.
  • Suivant les conditions de fonctionnement, un cycle de réfrigération apporte à l'échangeur cryogénique E1 la puissance frigorifique complémentaire nécessaire pour refroidir le gaz d'alimentation 1.
  • Ce cycle n'est pas utile dans les conditions de fonctionnement décrites ci-dessus, mais on en donne néanmoins ci-après la description.
  • Un flux 51 de propane gazeux est comprimé à 14 bars absolus par un compresseur K4, typiquement équipé d'un moteur électrique, pour produire un flux 52, puis refroidi à 40°C par un échangeur E5 en en flux 53 liquide.
  • Le flux 53 est refroidi à moins 20°C dans l'échangeur cryogénique E1 et pour former le flux 54 puis détendu à 4 bars absolus en un flux 55.
  • Le flux 55 est vaporisé dans l'échangeur cryogénique E1 pour former le flux 51, de température moins 6°C.
  • Les débits par composants des principaux flux du procédé sont indiqués dans le tableau ci-dessous, en kgmol/h :
    Flux : CO2 Méthane Ethane Propane
    7 190 17600 960 270
    9 66 6170 340 95
    10 49 2080 360 230
    17 77 25800 120 5
    34 220 15 1530 590
  • Le procédé selon l'invention va maintenant être décrit en référence à la figure 2. Seules les parties qui se différencient de l'art antérieur seront détaillées. Les flux jouant un rôle identique à celui joué dans le procédé selon l'art antérieur gardent la.même référence.
  • Le procédé est alimenté par un flux de gaz d'alimentation 1 présentant les mêmes caractéristiques que celui décrit plus haut.
  • Les opérations de refroidissement du gaz d'alimentation 1 et de séparation et de traitement du gaz refroidi 2 sont identiques à celles de l'art antérieur. Seules les conditions opératoires changent, comme on le décrira ci-dessous.
  • Le premier flux de pied 4 est détendu à 20 bars absolus, ce qui amène la température du premier flux de pied refroidi 10 à moins 86°C.
  • Les débits respectifs des flux principal 5 et secondaire 6 sont de 26000 et 1000 kgmol/h. Le flux principal 5 est détendu à 38.5 bars absolus, ce qui amène la température du flux principal détendu 7 à moins 77°C.
  • Le flux secondaire 6 est refroidi dans l'échangeur cryogénique E2 à moins 91°C et détendu à 38.5 bars absolus, ce qui amène la température du flux secondaire détendu 9 à moins 92°C.
  • Le dispositif de distillation C3 comprend des premières et secondes colonnes à distiller C1 et C2 fonctionnant sous des pressions respectives P1 et P2 de 38.5 et 20 bars absolus.
  • La première colonne à distiller C1 produit un troisième flux de tête 11 et un troisième flux de pied 23, de débits respectifs 27300 et 8000 kgmol/h, et la seconde colonne à distiller C2 produit un quatrième flux de tête 25 et un quatrième flux de pied 22, de débits respectifs 8310 et 2730 kgmol/h.
  • La seconde colonne à distiller C2 est alimentée par le premier flux de pied refroidi 10 à un étage intermédiaire, et par un troisième flux de pied détendu 24 à un étage supérieur. Le troisième flux de pied détendu 24 est produit en détendant à 20 bars absolus et moins 98°C le troisième flux de pied 23, qui sort à 38.5 bars absolus et moins 78°C de la première colonne à distiller C1.
  • Le quatrième flux de pied 22 sort à 20 bars absolus et 5°C,
  • Le quatrième flux de tête 25, de température moins 97°C et de pression 20 bars absolus, cède une partie de son potentiel frigorifique dans l'échangeur cryogénique E2 pour former un flux 26 à moins 60°C.
  • Ce flux 26 est ensuite réchauffé dans l'échangeur cryogénique E1 en un flux 27 à 38°C puis comprimé à 50 bars et 128°C par un compresseur K3 pour former un flux 28. Le compresseur K3 est typiquement équipé d'un moteur électrique.
  • Le flux 28 est ensuite refroidi à 40°C par un échangeur E6 pour donner un flux 29, subit une deuxième étape de refroidissement dans l'échangeur cryogénique E1 en un flux 30 à moins 50°C, ce flux 30 subissant une troisième étape de refroidissement dans l'échangeur cryogénique E2 en un flux 31 à moins 91°C.
  • Le flux 31, après détente à 38.5 bars absolus et moins 92°C, forme un flux 32 qui alimente un étage de tête de la première colonne à distiller C1.
  • La première colonne à distiller C1 est également alimentée par le flux principal détendu 7 à un étage inférieur, et par le flux secondaire détendu 9, à un étage intermédiaire.
  • Le troisième flux de tête 11 sort de la première colonne de distillation C1 à moins 89°C et 38.5 bars absolus et subit un traitement identique au traitement décrit pour l'art antérieur.
  • Le flux 11 est réchauffé à moins 69°C pour former le flux 12, le flux 12 étant réchauffé à 38°C pour former le flux 13.
  • Ce flux 13 subit deux compressions successives par les compresseurs K1 et K2 à 44 bars absolus et 51°C puis 75 bars absolus et 96°C, chaque compression étant suivie d'un refroidissement respectivement à 40°C et 45°C.
  • Le quatrième flux de pied 22 est comprimé et réchauffé à 35°C et 35 bars.
  • On notera que les premier et second produits 17 et 34 sont produits dans les mêmes conditions de température et de pression que pour le procédé selon l'art antérieur, ce qui autorise une comparaison des bilans énergétiques.
  • La seconde colonne à distiller C2 est équipée de deux rebouilleurs, constitués par des zones de l'échangeur cryogénique E1 dans le mode de réalisation illustré sur la figure 2.
  • Le premier rebouilleur est alimenté par le flux 18 de débit 5700 kgmol/h environ et de température moins 55°C, soutiré à un étage S1 situé sous l'étage d'alimentation du premier flux de pied refroidi 10, le flux réchauffé constituant le flux 19 de température moins 20°C qui alimente un étage S2 situé à un niveau inférieur à l'étage S1.
  • Le second rebouilleur est alimenté par le flux 20 de débit 3600 kgmol/h et de température moins 3°C, soutiré à un étage S3 situé à un niveau inférieur à l'étage S2, le flux réchauffé constituant le flux 21 de température 5°C qui alimente un étage S4 situé à un niveau inférieur à l'étage S3.
  • Les débits par composants des principaux flux du procédé sont indiqués dans le tableau ci-dessous, en kgmol/h :
    Flux : CO2 Méthane Ethane Propane
    7 250 22900 1240 350
    9 9 880 48 14
    10 44 2080 360 230
    17 140 25800 120 1
    23 170 5920 1290 370
    25 48 7990 120 4
    34 160 15 1530 600
  • Un autre cas de fonctionnement du procédé selon l'invention va être décrit ci-dessous, la pression de fonctionnement P1 de la première colonne de distillation C1 étant toujours de 38.5 bars absolus et la pression de fonctionnement P2 de la seconde colonne de distillation C2 étant de 25 bars absolus.
  • Les caractéristiques des principaux flux sont rassemblés dans le tableau ci-dessous.
    Flux : Température Pression Débit total
    7 . Moins 77°C 39 bars abs 25500 kgmol/h
    9 Moins 90°C 39 bars abs 1500 kgmol/h
    10 Moins 81°C 25 bars abs 3000 kgmol/h
    17 45°C 75 bars abs 27200 kgmol/h
    23 Moins 79°C 39 bars abs 9100 kgmol/h
    25 Moins 92°C 25 bars abs 9400 kgmol/h
    34 35°C 34 bars abs 2760 kgmol/h
    Flux : CO2 Méthane Ethane Propane
    7 240 22400 1220 350
    9 14 1320 72 20
    10 44 2080 360 230
    17 110 25800 110 1
    23 200 6910 1330 370
    25 63 8980 150 6
    34 190 15 1540 600
  • Dans ce cas de fonctionnement, le cycle de réfrigération annexe est utilisé, le débit de propane étant de 550 kgmol/h environ dans la boucle.
  • La comparaison des principales caractéristiques du procédé selon l'art antérieur et des deux cas de fonctionnement du procédé selon l'invention montre que, pour des taux d'extraction d'éthane et de propane similaire, le procédé selon l'invention permet un gain de puissance considérable, et donc des économies.
    Art antérieur Invention Premier cas Invention Second cas
    Pression de C1 bar 25* 38.5 38.5
    Pression de C2 bar 25* 20 25
    Différence de pression entre C1 et C2 bar 0 18.5 13.5
    Débit flux 6 kgmol/h 7000 1000 1500
    Taux de récupération éthane % 92.8 92.7 93.3
    Taux de récupération propane % 99.2 99.8 99.8
    Puissance K2 kW 27444 14937 14916
    Puissance K3 kW 0 7663 6681
    Puissance K4 kW 0 0 500
    Puissance totale kW 27444 22600 22097
    * Pression du dispositif de distillation C3
  • L'économie de puissance réalisée avec le procédé selon l'invention est de l'ordre de 5000 kW par rapport à l'art antérieur pour les débits considérés.
  • D'autres variantes de réalisation sont inclues dans la présente invention.
  • La pression de fonctionnement P1 de la colonne à distiller C1 peut varier de 30 à 45 bars et la pression de fonctionnement P2 de la colonne à distiller C2 peut varier de 15 à 30 bars. Le rendement énergétique est meilleur quand la différence entre P1 et P2 est comprise entre 5 et 25 bars.
  • Le fait d'utiliser une première colonne à distiller C1 à une pression P1 plus élevée permet de faire des économies pour la compression finale du premier produit 17, ces économies contrebalançant largement le coût de la compression intermédiaire du quatrième flux de tête 25.
  • Par ailleurs, le procédé bénéficie pour ses performances de séparation du fait que le quatrième flux de tête 25, utilisé comme reflux dans la première colonne à distiller C1, est très appauvri en hydrocarbures en C2 et plus, comme le montre le tableau suivant :
    Art antérieur Invention Premier cas Invention Second cas
    Teneur en éthane du quatrième flux de tête % mole - 1.46 1.60
    Teneur en éthane du premier flux de tête % mole 4.8 * 4.8 4.8
    * utilisé comme reflux de tête

Claims (14)

  1. Procédé de séparation d'un gaz d'alimentation (1) sec, comprenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du propane, en un premier produit (17) relativement plus volatil, dit gaz traité, et un second produit (34) relativement moins volatil dénommé coupe C2 plus, comprenant : (i) une opération de refroidissement du gaz d'alimentation (1) en un gaz refroidi (2), (ii) une opération de séparation et de traitement du gaz refroidi (2) issu de l'opération (i), ce gaz refroidi (2) étant séparé en un premier flux de pied (4) essentiellement liquide et un premier flux de tête (3) essentiellement gazeux, le premier flux de pied (4) étant ensuite au moins partiellement détendu pour former un premier flux de pied refroidi (10), le premier flux de tête (3) étant séparé en un flux principal (5) et un flux secondaire (6), le flux principal (5) étant détendu dans une turbine (T1) pour former un flux principal détendu (7), et le flux secondaire (6) étant refroidi dans un échangeur (E2) puis détendu pour former un flux secondaire détendu (9), (iii) une opération de distillation dans un dispositif de distillation (C3) produisant un second flux de tête (11) et un second flux de pied (22), le dispositif de distillation (C3) étant alimenté par au moins une partie du flux principal détendu (7), par au moins une partie du flux de pied refroidi (10), et par au moins une partie du flux secondaire détendu (9) et comprenant une première colonne à distiller (C1) fonctionnant à une pression P1, le flux de pied refroidi (10) étant à une température relativement moins froide que le flux principal détendu (7) et le flux secondaire détendu (9) étant à une température relativement plus froide que le flux principal détendu (7), le second flux de tête (11) refroidissant le flux secondaire (6) dans l'échangeur (E2) puis, après réchauffage et une pluralité d'étapes de compression et de refroidissement, constituant le premier produit (17), le second flux de pied (22) après compression et réchauffage constituant le second produit (34), caractérisé en ce que,
    le dispositif de distillation (C3) comprend au moins une seconde colonne à distiller (C2) fonctionnant à une pression P2, la différence entre P1 et P2 étant comprise entre 5 et 25 bars ;
    en ce que la seconde colonne à distiller (C2) produit un quatrième flux de tête (25) et un quatrième flux de pied (22), le quatrième flux de pied (22) constituant le second flux de pied produit par le dispositif de distillation (C3), au moins une partie du quatrième flux de tête (25) alimentant après compression et liquéfaction au moins partielle un étage de tête de la première colonne à distiller (C1) ;
    et en ce que la première colonne à distiller (C1) produit un troisième flux de tête (11) et un troisième flux de pied (23), le troisième flux de tête (11) constituant le second flux de tête produit par le dispositif de distillation (C3), la première colonne à distiller (C1) étant alimentée à un étage inférieur par au moins une partie du flux principal détendu (7) et à un étage intermédiaire par au moins une partie du flux secondaire détendu (9).
  2. Procédé de séparation suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la pression de fonctionnement P1 de la première colonne à distiller (C1) est comprise entre 30 et 45 bars.
  3. Procédé de séparation suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la pression de fonctionnement P2 de la seconde colonne à distiller (C2) est comprise entre 15 et 30 bars.
  4. Procédé de séparation suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la seconde colonne à distiller (C2) est alimentée à un étage supérieur par au moins une partie du troisième flux de pied (23) produit par la première colonne à distiller (C1), et à un étage intermédiaire par au moins une partie du premier flux de pied refroidi (10).
  5. Procédé de séparation suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la seconde colonne à distiller (C2) comprend au moins un rebouilleur.
  6. Procédé de séparation suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le quatrième flux de tête (25) cède une partie de son potentiel frigorifique dans l'échangeur (E2) avant compression.
  7. Procédé de séparation suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le quatrième flux de tête (25) après compression subit une pluralité d'étapes de refroidissement, dont au moins une dans l'échangeur (E2), puis une détente, avant d'alimenter la première colonne à distiller (C1).
  8. Installation de séparation d'un gaz d'alimentation (1) sec, comprenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du propane, en un premier produit (17) relativement plus volatil, dit gaz traité, et un second produit (34) relativement moins volatil dénommé coupe C2 plus, comprenant : (i) des moyens-pour le refroidissement du gaz d'alimentation (1) en un gaz refroidi (2), (ii) des moyens pour la séparation et de traitement du gaz refroidi (2) issu de l'étape (i), ce gaz refroidi (2) étant séparé en un premier flux de pied (4) essentiellement liquide et un premier flux de tête (3) essentiellement gazeux, le premier flux de pied (4) étant ensuite au moins partiellement détendu pour former un premier flux de pied refroidi (10), le premier flux de tête (3) étant séparé en un flux principal (5) et un flux secondaire (6), le flux principal (5) étant détendu dans une turbine (T1) pour former un flux principal détendu (7), et le flux secondaire (6) étant refroidi dans un échangeur (E2) puis détendu pour former un flux secondaire détendu (9), (iii) un dispositif de distillation (C3) produisant un second flux de tête (11) et un second flux de pied (22), le dispositif de distillation (C3) étant alimenté par au moins une partie du flux principal détendu (7), par au moins une partie du flux de pied refroidi (10), et par au moins une partie du flux secondaire détendu (9) et comprenant une première colonne à distiller (C1) fonctionnant à une pression P1, le flux de pied refroidi (10) étant à une température relativement moins froide que le flux principal détendu (7) et le flux secondaire détendu (9) étant à une température relativement plus froide que le flux principal détendu (7), le second flux de tête (11) refroidissant le flux secondaire (6) dans l'échangeur (E2) puis, après réchauffage et une pluralité d'étapes de compression et de refroidissement, constituant le premier produit (17), le second flux de pied (22) après compression et réchauffage constituant le second produit (34) caractérisée en ce que :
    le dispositif de distillation (C3) comprend au moins une seconde colonne à distiller (C2) fonctionnant à une pression P2, la différence entre P1 et P2 étant comprise entre 5 et 25 bars ;

    en ce que la seconde colonne à distiller (C2) produit un quatrième flux de tête (25) et un quatrième flux de pied (22), le quatrième flux de pied (22) constituant le second flux de pied produit par le dispositif de distillation (C3), au moins une partie du quatrième flux de tête (25) alimentant après compression et liquéfaction au moins partielle un étage de tête de la première colonne à distiller (C1) ;
    et en ce que la première colonne à distiller (C1) produit un troisième flux de tête (11) et un troisième flux de pied (23), le troisième flux de tête (11) constituant le second flux de tête produit par le dispositif de distillation (C3), la première colonne à distiller (C1) étant alimentée à un étage inférieur par au moins une partie du flux principal détendu (7) et à un étage intermédiaire par au moins une partie du flux secondaire détendu (9).
  9. Installation de séparation suivant la revendication 8, caractérisée en ce que la pression de fonctionnement P1 de la première colonne à distiller (C1) est comprise entre 30 et 45 bars.
  10. Installation de séparation suivant la revendication 8, caractérisée en ce que la pression de fonctionnement P2 de la seconde colonne à distiller (C2) est comprise entre 15 et 30 bars.
  11. Installation de séparation suivant la revendication 8, caractérisée en ce que la seconde colonne à distiller (C2) est alimentée à un étage supérieur par au moins une partie du troisième flux de pied (23) produit par la première colonne à distiller (C1), et à un étage intermédiaire par au moins une partie du premier flux de pied refroidi (10).
  12. Installation de séparation suivant l'une quelconque des revendications 8 à 11, caractérisée en ce que la seconde colonne à distiller (C2) comprend au moins un rebouilleur.
  13. Installation de séparation suivant la revendication 8, caractérisée en ce que le quatrième flux de tête (25) cède une partie de son potentiel frigorifique dans l'échangeur (E2) avant compression.
  14. Installation de séparation suivant la revendication 8, caractérisée en ce que le quatrième flux de tête (25) après compression subi une pluralité d'étapes de refroidissement, dont au moins une dans l'échangeur (E2), puis une détente, avant d'alimenter la première colonne à distiller (C1).
EP02795307A 2001-10-31 2002-10-11 Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes Expired - Lifetime EP1440283B1 (fr)

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