ES2217051T3 - Procedimiento refrigerado para la recuperacion de hidrocarburos c2+. - Google Patents
Procedimiento refrigerado para la recuperacion de hidrocarburos c2+.Info
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Abstract
Un proceso para la separación de una mezcla de gas de alimentación que comprende hidrógeno y uno o más componentes seleccionados del grupo que consta de etano, etileno, propano, y propileno, cuyo proceso comprende: (a) enfriar la mezcla de gas de alimentación; (b) introducir la mezcla de gas de alimentación enfriada resultante dentro de una zona de enfriamiento y de fraccionamiento, donde la mezcla de gas de alimentación enfriada es enfriada y fraccionada adicionalmente para producir una corriente de gas superior ligera y una corriente de producto líquido enriquecida en uno o más componentes seleccionados del grupo que consta de etano, etileno, propano, y propileno; y (c) proporcionar al menos una porción de la refrigeración requerida en (a) y (b) por intercambio de calor indirecto con una corriente de refrigerante fría generada por expansión de trabajo de una corriente refrigerante presurizada, caracterizado porque la corriente refrigerante presurizada expandida con trabajo es una corriente refrigerante gaseosa en un proceso de refrigeración de expansión de gas de circuito cerrado.
Description
Procedimiento refrigerado para la recuperación de
hidrocarburos C_{2}^{+}.
La invención se refiere a un proceso para la
separación de una mezcla de gas de alimentación de acuerdo con el
preámbulo de la reivindicación 1. Un método de este tipo se conoce,
por ejemplo, a partir del documento
US-A-4 707 170.
La recuperación de olefinas tales como etileno y
propileno a partir de mezclas de gas es un proceso económicamente
importante, pero altamente intensivo de energía en la industria
petroquímica. Estas mezclas de gas se producen por pirólisis de
hidrocarburo en la presencia de vapor de agua, denominado comúnmente
craqueo térmico, o puede obtenerse como gas residual a partir de
procesos de coquería de fluido y de craqueo catalítico de fluido.
Los métodos de separación criogénicos son utilizados comúnmente para
recuperar estas olefinas y requieren grandes cantidades de
refrigeración a bajas temperaturas.
Las olefinas son recuperadas por condensación y
fraccionamiento a partir de mezclas de gas de alimentación que
contienen varias concentraciones de hidrógeno, metano, etano,
etileno, propano, propileno, y cantidades menores de hidrocarburos
superiores, nitrógeno, y otros componentes de trazas. Los métodos
para condensar y fraccionar estas mezclas de gas de alimentación que
contienen olefina son bien conocidos en la técnica. La refrigeración
para condensación y fraccionamiento se proporciona comúnmente a
niveles de temperatura sucesivamente más bajos por agua de
refrigeración ambiente, sistemas de propileno y de etileno de ciclo
cerrado y expansión de trabajo o expansión de
Joule-Thomson de gases ligeros presurizados
producidos en el proceso de separación. Mejoras recientes en los
métodos de recuperación de olefina criogénica han reducido
requerimientos de energía y han aumentado los niveles de
recuperación de etileno y/o propileno.
Muchos métodos se han propuesto para proporcionar
refrigeración a procesos de separación criogénicos para la
recuperación de C_{2} o C_{3} y de hidrocarburos más pesados.
Estos métodos incluyen expansión de trabajo del gas de alimentación
o del gas residual ligero, refrigeración por compresión convencional
de fluido individual o de vapor en cascada, la refrigeración por
expansión por refrigerante mixto y la refrigeración por expansión de
Joule Thomshon. Otros procesos utilizan absorción para la
recuperación de C_{2} o C_{3} y de hidrocarburos más pesados,
que reducen típicamente la cantidad de refrigeración requerida para
el proceso de separación.
Las Patentes de los Estados Unidos 5.568.737,
5.555.748 y 4.752.312 describen procesos que utilizan expansión de
trabajo del gas de alimentación para proporcionar refrigeración para
recuperación de hidrocarburos C_{2}^{+} o C_{3}^{+} a
partir de corrientes de gas de refinería o gas natural. Las
Patentes de los Estados Unidos 5.275.005, 4.895.584 y 4.617.039
describe procesos similares donde se utiliza un propano convencional
u otro sistema de refrigeración de recompresión de vapor para
suplementar la refrigeración proporcionada por expansión de trabajo
del gas de alimentación. Estos procesos requieren una presión de
alimentación relativamente alta, típicamente 34\cdot10^{5} a
69\cdot10^{5} Pa (500 a 1000 psia), y un contenido de C_{2}
relativamente bajo en la alimentación para proporcionar una
refrigeración suficiente para recuperación alta de C_{2} (90% o
más). Son generalmente más adecuados para recuperación de C_{3}
que requiere refrigeración más caliente que la requerida para la
recuperación de C_{2}. La Patente de los Estados Unidos 4.714.487
describe un proceso similar que utiliza expansión de trabajo del gas
de residuo ligero para proporcionar refrigeración para recuperación
de hidrocarburos de C_{3}^{+}.
Un sistema de refrigeración de compresión de
vapor en cascada convencional se describe en la Patente de los
Estados Unidos 5.502.971. que utiliza un sistema etileno/propileno
para proporcionar refrigeración para recuperación de hidrocarburos
C_{2}^{+} a partir de una corriente de gas residual de
refinería. Este tipo de refrigeración se utiliza esencialmente en
todas las instalaciones de etileno para recuperar etileno e
hidrocarburos más pesados a partir de gas fisurado. Este tipo de
sistema en cascada puede proporcionar refrigeración de manera
eficiente a niveles de temperatura tan bajos como -101ºC (-150ºF)
pero requiere dos compresores de refrigerante y múltiples tambores
refrigerantes.
La expansión de Joule-Thomson y
la revaporización de hidrocarburos C_{2}^{+} separados para
proporcionar refrigeración para recuperación de estos hidrocarburos
a partir de gas fisurado se describe en la Patente de los Estados
Unidos 5.461.870. Este proceso es eficiente de energía, pero
requiere que el producto hidrocarburo sea recuperado como un vapor a
presión relativamente baja para proporcionar refrigeración al nivel
de temperatura bajo que es necesario para la separación.
Las Patentes de los Estados Unidos 5.329.779,
5.287.703, 4.707.170 y 4.584.006 utilizan varias formas de sistemas
de refrigerante mezclado para proporcionar refrigeración para
recuperación de C_{2} o de hidrocarburos más pesados a partir de
varias corrientes que contienen hidrocarburo. Estos procesos
utilizan un compresor de refrigerante de refrigerante individual
para proporcionar refrigeración sobre un intervalo de temperatura
amplio, pero requieren tambores de refrigerante múltiples y sistemas
de fabricación de refrigerante complejos.
Procesos que utilizan absorción para la
recuperación de hidrocarburos de C_{2}^{+} o C_{3}^{+} a
partir de gas fisurado, gas de refinería, o gas natural se describen
en las Patentes de los Estados Unidos 5.520.724, 5.019.143 y
4.272.269. Los hidrocarburos ligeros son absorbidos en un disolvente
más pesado, normalmente un hidrocarburo de C_{5} o más pesado, en
una columna de absorción y son disociados en una columna separada
para recuperar el producto ligero y regenerar el disolvente pesado.
La refrigeración de recompresión de vapor convencional se requiere
normalmente para refrigerar el disolvente, típicamente hasta
aproximadamente -40ºF, para conseguir recuperación de C_{2}
alta.
Los sistemas de refrigeración de reciclaje de
nitrógeno se han utilizado en instalaciones de separación de aire
criogénico para proporcionar una refrigeración de temperatura muy
baja -173ºC a -195ºC (-280 a -320ºF) para la producción de productos
de oxígeno líquido y nitrógeno líquido (ver las Patentes de los
Estados Unidos 5.231.835, 4.894.076 y 3.358.460). Los sistemas de
refrigeración de reciclo de nitrógeno no se han utilizado, sin
embargo, para recuperación de hidrocarburo de C_{2} y C_{3} a
temperaturas más calientes -45ºC a -157ºC (-50 a -250ºF).
Los métodos de separación criogénicos descritos
anteriormente para la recuperar hidrocarburos de C_{2}^{+} y
C_{3}^{+} requieren cantidades grandes de refrigeración a
temperaturas bajas. Es deseable reducir la energía consumida para
estos requerimientos de refrigeración utilizando procesos de
refrigeración nuevos o mejorados que pueden instalarse a coste de
capital razonable. El proceso de la presente invención, que se
describe a continuación y se define por las reivindicaciones que
siguen, utiliza un método eficiente de energía y coste bajo para
suministrar tal refrigeración.
La invención es un proceso para la separación de
una mezcla de gas de alimentación que comprende hidrógeno y uno o
más componentes seleccionados del grupo que consta de etano,
etileno, propano, y propileno. El proceso comprende (a) refrigerar
la mezcla de gas de alimentación; (b) introducir la mezcla de gas de
alimentación refrigerada resultante dentro de una zona de
refrigeración y de fraccionamiento donde la mezcla de gas de
alimentación refrigerada es refrigerada adicionalmente y fraccionada
para producir una corriente de gas ligero superior y una corriente
de producto líquido enriquecida en uno o más componentes
seleccionado del grupo que consta de etano, etileno, propano, y
propileno; y (c) proporcionar al menos una porción de la
refrigeración requerida en (a) y (b) por intercambio de calor
indirecto con una corriente de refrigerante frío generada por
trabajo que expande una corriente de refrigerante gaseoso
presurizado en un proceso de refrigeración por expansión de gas de
circuito cerrado. La refrigeración y el fraccionamiento de la mezcla
de gas de alimentación refrigerada en (b) puede realizarse en un
deflegmador.
Una porción de la refrigeración requerida en la
zona de refrigeración y de fraccionamiento de (b) puede
proporcionarse por intercambio de calor indirecto con la corriente
de gas ligero superior de (b) para producir una corriente de gas
ligero calentado superior. Una porción de la refrigeración requerida
para refrigerar la mezcla de gas de alimentación en (a) puede
proporcionarse por intercambio de calor indirecto con la corriente
de gas ligero calentado superior. Una porción de la refrigeración
requerida para refrigerar la mezcla de gas de alimentación puede
proporcionarse por intercambio de calor indirecto vaporizando al
menos parcialmente la corriente de producto líquido de (b).
La corriente de refrigerante gaseoso presurizado
de (c) puede proporcionarse en el proceso de refrigeración por
expansión de gas de circuito cerrado que comprende comprimir un gas
de refrigerante calentado que resulta de proporcionar al menos una
porción de la refrigeración requerida en (a) y (b), refrigerar el
gas de refrigerante comprimido resultante, y trabajo que expande el
gas refrigerante comprimido refrigerado resultante para proporcionar
la corriente de refrigerante frío de (c). El gas refrigerante puede
comprender nitrógeno, metano, una mezcla de nitrógeno y metano, o
aire. Una porción del trabajo requerido para comprimir el gas
refrigerante calentado puede proporcionarse por la expansión de
trabajo del gas refrigerante comprimido refrigerado resultante.
Una porción de la refrigeración requerida para
enfriar el gas refrigerante comprimido resultante puede
proporcionarse por intercambio de calor indirecto vaporizando al
menos parcialmente la corriente de producto líquido de (b).
Al menos una porción del refrigerante líquido en
(a) y (b) puede proporcionarse en un proceso de refrigeración por
expansión de gas de circuito cerrado que comprende (1) comprimir un
gas refrigerante calentado que resulta de proporcionar al menos una
porción de la refrigeración requerida en (a) y (b); (2) enfriar el
gas refrigerante comprimido resultante para producir un gas
refrigerante resultante enfriado; (3) enfriar adicionalmente una
primera porción del gas refrigerante enfriado para producir un gas
refrigerante enfriado adicional que es trabajo expandido y utilizado
para proporcionar una porción de la refrigeración requerida en (b),
produciendo por lo tanto un gas refrigerante parcialmente calentado;
y (4) un trabajo que expande una segunda porción del gas
refrigerante enfriado para producir un gas refrigerante expandido
enfriado, combinando el gas refrigerante expandido enfriado con el
gas refrigerante parcialmente calentado de (3), y utilizando el gas
refrigerante combinado resultante para proporcionar una porción de
la refrigeración requerida para enfriar la mezcla de gas de
alimentación en (a), proporcionando así el gas refrigerante
calentado de (1).
El método puede comprender adicionalmente la
introducción de al menos una porción de la corriente de producto
líquido de (b) dentro de una columna de disociación y retirando de
ella una corriente de fondos enriquecida adicionalmente en uno o más
componentes seleccionados del grupo que consta de etano, etileno,
propano, y propileno y una corriente superior enriquecida en
hidrógeno. La corriente superior puede combinarse con la mezcla de
gas de alimentación enfriada antes del enfriamiento y
fraccionamiento en (b).
El vapor de ebullición para la columna de
disociación puede proporcionarse al menos en parte vaporizando
líquido desde el fondo de la columna por intercambio de calor
indirecto con la mezcla de gas de alimentación, enfriando así la
mezcla de gas de alimentación. La ebullición para la columna de
disociación puede proporcionarse al menos en parte vaporizando
líquido desde el fondo de la columna por intercambio de calor
indirecto con una porción de la corriente de refrigerante gaseoso
presurizado, enfriando así la porción de la corriente de
refrigerante gaseoso presurizado.
La mezcla de gas de alimentación puede incluir
también uno o más componentes de ebullición inferior seleccionados
del grupo que consta de metano, monóxido de carbono, dióxido de
carbono, y nitrógeno.
La figura 1 es un diagrama de flujo esquemático
de una forma de realización de la presente invención.
La figura 2 es un diagrama de flujo esquemático
de una forma de realización alternativa de la presente
invención.
La presente invención es un método para la
recuperación de hidrocarburos de C_{2} y/o C_{3},
particularmente etileno y propileno, a partir de mezclas de gas de
instalación de refinería o petroquímica que contienen estos
componentes con uno o más componentes de ebullición más baja, más
ligera incluyendo el hidrógeno. Un deflegmador u otro método de
enfriamiento y fraccionamiento se utiliza para condensar y separar
el gas de alimentación para producir corrientes de producto
intermedio enriquecido con C_{2} y/o enriquecido con C_{3} para
separación adicional opcional y purificación. La refrigeración para
el proceso se proporciona al menos en parte por un ciclo de proceso
de refrigeración por expansión de gas de circuito cerrado que
utiliza preferentemente nitrógeno como el refrigerante de
recirculación. El ciclo de proceso por expansión de nitrógeno de
circuito cerrado utiliza un compresor para comprimir el refrigerante
de nitrógeno a una presión adecuada y utiliza uno o más dispositivos
de turboexpansión, que pueden ser cargados por compresor
(condensadores), para expansión de trabajo del nitrógeno comprimido
a uno o más niveles de temperatura para proporcionar al menos una
porción de la refrigeración requerida para el proceso de separación.
El producto de hidrocarburo puede recuperarse en forma líquida o
gaseosa. El proceso de separación puede incluir una columna de
disociación o columna de destilación para retirar los componentes
más ligeros del producto y/o una columna de destilación para retirar
los componentes más pesados del producto. El nitrógeno puede
comprimirse a dos o más niveles de presión y puede expandirse a dos
o más niveles de presión, si esto es deseable para proporcionar un
sistema de refrigeración más eficiente de energía.
Una primera forma de realización de la invención
se muestra en la figura 1. El gas de alimentación en línea 101 es un
gas fisurado típico, gas residual catalítico fluido de instalación
de pirólisis a presión, o gas residual fluido de coquería que
contienen de forma predominante hidrógeno, metano, etano, y etileno,
con cantidades más pequeñas de propano, propileno, e hidrocarburos
más pesados. El gas de alimentación, previsto típicamente a
temperatura ambiente y a presiones en el intervalo de
5\cdot10^{5} - 34\cdot10^{5} Pa (75-500
psia) puede enfriarse (no mostrado) para condensar agua y otros
componentes fácilmente condensables, que son retirados a través de
la línea 103 desde el tambor extractor 105. El gas de alimentación
en línea 107 es secado en secadores de conexión 109 y 111 para
producir gas de alimentación seco en la línea 113 típicamente en un
punto de rocío por debajo de aproximadamente -40ºC (-40ºF).
El gas de alimentación secado en la línea 113 es
enfriado en el intercambiador de calor de enfriamiento de
alimentación 115 contra las corrientes del proceso y refrigerante de
calentamiento a través de las líneas 117, 119, y 122 (definido más
tarde) a una temperatura en el intervalo de -18ºC a -73ºC (0 a
100ºF). El gas de alimentación, que puede ser condensado
parcialmente en el intercambiador de calor 115, es introducido
dentro del tambor 118. El vapor no condensado es retirado del tambor
118 a través de la línea 120, enfriado, condensado, y rectificado
adicionalmente en el intercambiador de calor deflegmador 121 para
producir gas superior ligero en la línea 123 y líquido inferior que
es retornado al tambor 118 a través de la línea 20. El tambor 118 y
el intercambiador de calor 121 son los componentes principales de un
deflegmador, que puede ser cualquier tipo de intercambiador de calor
de rectificación y sistema separador conocido en la técnica. El
sistema de fraccionamiento y de condensación genérico 125 puede ser
un deflegmador como se define anteriormente, o alternativamente
puede ser cualquier otro tipo de proceso de enfriamiento y
fraccionamiento, tal como un condensador parcial o una columna de
destilación con hervidor y/o a reflujo.
El líquido en la línea 127, que está enriquecida
en hidrocarburos de C_{2} y/o C_{3}, se retira del tambor 118 y
se bombea opcionalmente por la bomba 129 para proporcionar la
corriente de proceso en la línea 122 descrita anteriormente. El
líquido en la línea 122 es vaporizado en el intercambiador de calor
115 para proporcionar una porción de la refrigeración para enfriar
la corriente de alimentación 113, y el gas de producto vaporizado es
retirado de la misma a través de la línea 124 y enviado a
procesamiento adicional para recuperar etileno y/o propileno.
El gas superior ligero en la línea 123,
típicamente a una temperatura en el intervalo de -73ºC a -151ºC
(-100 a -240ºF) se calienta en el intercambiador de calor 121 para
proporcionar una porción de la refrigeración requerida dentro, y la
corriente parcialmente calentada en la línea 117 se calienta
adicionalmente para proporcionar una porción de la refrigeración en
el intercambiador de calor 115 para enfriar el gas de alimentación
en la línea 113 como se describe anteriormente. El gas superior
caliente final en la línea 131, que contiene en su mayoría metano e
hidrógeno, puede utilizarse como combustible en procesos
relacionados.
La refrigeración adicional requerida para
intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 e
intercambiador de calentamiento de deflegmador 125 se proporciona
por un ciclo de proceso de refrigeración por expansión de gas de
circuito cerrado que utiliza preferentemente nitrógeno como el
fluido de refrigerante de trabajo. Otros gases de ebullición baja,
tales como metano, una mezcla de metano y nitrógeno, o el aire puede
utilizarse para el refrigerante si se desea. En el proceso de
refrigeración de circuito cerrado, la refrigeración caliente en
línea 133 se comprime en el compresor 135, se enfría en el
refrigerador 137, comprimido además a 34\cdot10^{5}a
69\cdot10^{5} Pa 500 a 1500 psia en el estado de compresor final
139 y enfriado a temperatura ambiente en el
post-refrigerador 141. El refrigerante comprimido en
la línea 143 es enfriado a una temperatura en el intervalo de -18ºC
a -84ºC (0 a -120ºF) en el intercambiador de calor de enfriamiento
de alimentación 115 y el refrigerante enfriado resultante en la
línea 145 es expandido por trabajo en el dispositivo de
turboexpansión 147 hasta una presión en el intervalo de
6,9\cdot10^{5} Pa a 60\cdot10^{5} Pa (100 a 1000 psia)
produciendo así una corriente de refrigerante frío en la línea 149
en el intervalo de temperatura de -79ºC a -157ºC (110 a -250ºF). El
refrigerante frío en la línea 149 es calentado en los
intercambiadores de calor 121 y 115 para proporcionar la
refrigeración requerida como se describe antes, y el refrigerante
calentado resultante en la línea 133 es comprimido para continuar el
ciclo de refrigeración de circuito cerrado.
El trabajo de expansión generado por el
dispositivo de turboexpansión 147 puede utilizarse para accionar un
estado del compresor 135 a 139 (no mostrado) para mejorar la
eficiencia total del ciclo de refrigeración.
Una forma de realización alternativa de la
invención se ilustra en la figura 2. En esta forma de realización,
el proceso de refrigeración de nitrógeno de expansión de gas de
circuito cerrado utiliza dos etapas de expansión de trabajo a
diferentes niveles de temperatura, y el líquido deflegmador es
separado, además, en una columna de disociación integrada para
producir un producto líquido enriquecido adicionalmente en propano y
propileno. Con referencia a la figura 2, el líquido en la línea 127
desde el tambor 118 se introduce dentro de la columna de disociación
201 a partir de la cual los componentes más ligeros etano, etileno,
y metano son retirados en la línea superior 203. El líquido de la
parte inferior en la línea 205, que es enriquecida adicionalmente en
propano y propileno, se retira y envía a procesamiento adicional. La
parte superior DE la línea 203 se combina con el gas de alimentación
enfriado desde el intercambiador de calor 115 y la corriente
combinada se introduce dentro del tambor 118 y del intercambiador de
calor del deflegmador 121.
El nitrógeno caliente en la línea 207 se comprime
en el compresor de múltiples estados 209 y es enfriado en el
post-refrigerador 211 para producir refrigerante de
nitrógeno comprimido en la línea 213. Una porción 215 del nitrógeno
comprimido puede enfriarse en el intercambiador de calentamiento
hervidor 217 contra líquido de la parte inferior en la línea 219
para proporcionar vapor de ebullición a través de la línea 221 para
columna de disociación 201. El nitrógeno enfriado en la línea 223 se
combina con el nitrógeno comprimido restante y el nitrógeno enfriado
combinado en la línea 225 se introduce dentro del intercambiador de
calor 115. Después del enfriamiento en el intercambiador de calor
115 hasta una temperatura intermedia de aproximadamente -29ºC a 27ºC
(-20 a +80ºF) la porción 227 de la corriente de nitrógeno enfriada
intermedia se retira y se expande por trabajo en el dispositivo de
turboexpansión 229. El nitrógeno comprimido restante es enfriado
adicionalmente en el intercambiador de calor 115 a -62ºC a -7ºC (-80
a +20ºF) y es expandido el trabajo en el dispositivo de
turboexpansión 233.
El nitrógeno expandido y enfriado en la línea
235, ahora en -100 a -180ºF y 6,9\cdot10^{5} a 69\cdot10^{5}
Pa (100 a 1000 psia) es calentado en el intercambiador de calor 121
para proporcionar refrigeración como se describe antes.
El nitrógeno expandido y enfriado en la línea
237, ahora en 0 a -100ºF y 6,9\cdot10^{5} a 69\cdot10^{5} Pa
(100 a 1000 psia) es combinado con nitrógeno calentado en la línea
239, y la corriente combinada es calentada adicionalmente para
proporcionar refrigeración en el intercambiador de calor 115 como se
describe anteriormente.
El calentamiento adicional para generar vapor de
ebullición en la columna de disociación 201 puede proporcionarse por
enfriamiento del gas de alimentación desde la línea 101 en el
intercambiador de calor de hervidor 217 y que retorna al gas de
alimentación enfriado a través de la línea 241 para procesamiento
como se describe anteriormente.
Son posibles alternativas a la forma de
realización descrita anteriormente. Por ejemplo, puede utilizarse
una columna de destilación con secciones de disociación y
rectificación y el condensador superior puede utilizarse para
incrementar la recuperación del producto en lugar de columna de
disociación integrada 201 descrita anteriormente. Sin embargo, es
normalmente de coste más efectivo utilizar solamente una columna de
disociación y retornar la corriente de vapor disociada al
deflegmador de alimentación para recuperar el producto residual en
esa corriente.
Un proceso similar puede utilizarse para
recuperar etileno y/o etano, que puede requerir niveles de
temperatura de refrigeración más fríos que los descritos
anteriormente. En este caso, puede ser deseable utilizar
dispositivos de expansión de nitrógeno adicionales para emplear los
requerimientos de refrigeración del proceso de separación de una
manera más eficiente de energía. El nitrógeno podría expandirse a
tres o más niveles de temperatura desde uno o más niveles de presión
y puede retornarse también al compresor en niveles de presión
múltiples. Alternativamente, si el producto hidrocarburo es
recuperado como un vapor puede recuperarse una cantidad significante
de refrigeración desde la vaporización del líquido recuperado y
puede ser posible eliminar uno o más de los dispositivos de
expansión.
Son posibles esquemas de flujo alternativos para
los sistemas de refrigeración de nitrógeno de las figuras 1 y 2, que
pueden resultar en requerimientos de potencia más baja y/o coste de
capital más bajo, dependiendo de los requerimientos particulares
para la refrigeración a varios niveles de temperatura. Estos
requerimientos de refrigeración están determinados principalmente
por la presión de gas de alimentación y la composición así como el
nivel de recuperación de producto y pureza requerida. Por ejemplo,
el refrigerante de nitrógeno podría expandirse hasta un nivel de
presión más alto en uno de los dispositivos de expansión y
retornarse al compresor en un nivel de presión intermedio.
Alternativamente, el nitrógeno podría retirarse del compresor en un
estado intermedio, enfriarse de forma separada, y expandirse en uno
de los dispositivos de expansión al nivel de presión más baja o a
otro nivel de presión intermedio.
Dos deflegmadores pueden utilizarse en serie, por
ejemplo, para recuperar un producto rico en C_{3} a partir del
deflegmador más caliente y un producto rico en C_{2} a partir del
deflegmador más frío. Esta disposición puede utilizar también tres
dispositivos de expansión para proporcionar refrigeración de una
manera más eficiente al refrigerador de alimentación y a dos
deflegmadores. Una o dos columnas de disociación podrían añadirse
para retirar impurezas más ligeras desde uno o ambos productos. Las
corrientes de vapor disociadas retornarían preferentemente a los
deflegmadores para incrementar recuperaciones de producto.
Las columnas de destilación adicionales pueden
integrarse dentro del proceso para retirar hidrocarburos pesados a
partir del producto C_{2}^{+} o C_{3}^{+}, tanto anterior a
la rectificación en el deflegmador como aguas abajo de la columna de
disociación. Si puede tolerarse un nivel más alto de impurezas
ligeras en la corriente de producto de hidrocarburo, la columna de
disociación puede eliminarse como en la forma de realización de la
figura 1. Un condensador parcial puede utilizarse también en lugar
de un deflegmador. Sin embargo, esto resultará en niveles
significativamente más altos de impurezas ligeras en el producto
recuperado e incrementará la cantidad de refrigeración requerida y
el tamaño de la columna de disociación, si se requiere.
Dos formas de realización de la invención se
ilustran en los siguientes Ejemplos.
La figura 1 muestra el proceso de separación
criogénico refrigerado con nitrógeno con un dispositivo de expansión
de gas refrigerante individual descrito anteriormente. Este proceso
se utilizó para la recuperación de vapor de etileno y etano a partir
de gas residual de una unidad (FCC) de craqueo catalítico
fluido.
El gas de alimentación en la línea 101 tiene una
velocidad de flujo de 357 kg moles por hora (87 lbmoles por hora) y
una composición (base % en moles) de 12,4% de hidrógeno, 11,4% de
nitrógeno, 38,9% de metano, 18,3% de etileno, 15,5% de etano, y 3,5%
de propano e hidrocarburos más pesados. El gas de alimentación
obtenido a 45ºC (113ºF) y 10\cdot10^{5} Pa (152 psia) se
pretrató (no mostrado), se secó en los secadores 109 y 111, y se
refrigeró en el intercambiador de calor de enfriamiento de
alimentación 46ºC a -65ºC (115 a -85ºF). Este enfriamiento condensa
parcialmente la corriente de gas de alimentación para producir una
porción condensada de 21 kg moles por hora (47 lbmoles por hora) que
tiene una composición de 23,5% de etileno y 35,7% en moles de etano.
La corriente parcialmente condensada es introducida entonces dentro
del tambor 118, y el vapor no condensado es retirado del tambor 118
a través de la línea 120 a una velocidad de flujo de 740 lbmoles por
hora con una composición de 18,0% en moles de etileno y 14,2% en
moles de etano.
El vapor fluye entonces a través de la línea 120
al intercambiador de calor deflegmador 121 en el que se enfría a
-133ºC (-207ºF) y se rectifica para producir un gas superior ligero
en la línea 123 y un líquido de la parte inferior enriquecidos con
C_{2} en 268 lbmoles por hora que contienen 48,4% en moles de
etileno y 39,2% en moles de etano, que fluyen de nuevo a través de
la línea 120 dentro del tambor 118. Los líquidos enriquecidos con
C_{2} condensados en el intercambiador de calor de enfriamiento de
alimentación 115 y el intercambiador de calor de deflegmador 121 se
combinan en el tambor 118, retirado del mismo a través de la línea
127, y bombeado a 162 psia en la bomba 129 para proporcionar líquido
presurizado en la línea 122, que es vaporizado en el intercambiador
de enfriamiento de alimentación 115 para proporcionar más de la
refrigeración requerida dentro. El gas de producto enriquecido con
C_{2} es retirado desde el intercambiador de enfriamiento de
alimentación 115 a través de la línea 124 en 143 kg mol por hora
(315 lbmoles) por hora y contiene 44,7% en moles de etileno, 38,6%
en moles de etano, y 8,9% en moles de C_{3}^{+} a 4ºC (40ºF) y
11.10^{5} Pa (160 psia).
La corriente de gas superior ligero es retirada a
través de la línea 123 de intercambiador de calor de deflegmador 121
a 214 kg/moles por hora (472 lbmoles por hora) y contiene menos de
0,6% de etileno y esencialmente no contiene etano. La corriente es
calentada a 4ºC (40ºF) en el intercambiador de calor de deflegmador
121 y en el intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación
115 para recuperación de refrigeración, y fluye entonces al sistema
de combustible de la instalación a través de la línea 131.
El resto de la refrigeración requerida para el
proceso de separación criogénico es suministrado por el sistema de
refrigeración de reciclo de nitrógeno de circuito cerrado. El
nitrógeno de presión baja en la línea 133 a 880 kgmol por hora (940
lbmoles por hora), 8ºC (46ºF), y 8ºC (46ºF), y 11\cdot10^{5} Pa
(165 psia) se comprime a 55\cdot10^{5} Pa (95 psia) en el
compresor de nitrógeno y en el estado de compresor final 139, y
enfriado a 40ºC 104ºF en el refrigerador 141. El nitrógeno de alta
presión en la línea 143 es enfriado entonces a -79ºC (-110ºF) en el
intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115, el
nitrógeno de presión alta enfriado en la línea 145 es expandido por
trabajo a -142ºC (-224ºF) y 11.10^{5} Pa (175 psia) en el
dispositivo de turboexpansión 147, y la corriente enfriada,
expandida 149 es enviada al intercambiador de calor de deflegmador
121 para proporcionar refrigeración dentro. La corriente de
nitrógeno calentada expandida en la línea 119 es calentada entonces
adicionalmente a 8ºC (46ºF) en el intercambiador de calor de
enfriamiento de alimentación 115 y es reciclada a través de la línea
133 al compresor de nitrógeno.
Este proceso recupera el 98,0% del etileno y
esencialmente el 100% del etano y componentes más pesados en el gas
de alimentación como un gas de producto en la línea 124, que
contiene menos de 8% en moles de metano e impurezas más ligeras.
Un proceso de separación criogénico refrigerado
con nitrógeno para la recuperación de un producto líquido rico en
propileno a partir del gas residual desde una unidad de craqueo
catalítico fluido (FCC) o unidad de craqueo catalítico profundo
(DCC) se ilustra con referencia a la figura 2. Los flujos de gas de
alimentación a través de la línea 101 a 2178 lbmoles por hora con
una composición de 13,2% en moles de hidrógeno, 6,0% de nitrógeno,
31,4% de metano, 33,7% de etileno/etano, 10,9% de propileno y 4,8%
de propano e hidrocarburos (C_{3}^{+}) más pesados, a 40ºC
(104ºF) y 7,5\cdot10^{5} Pa (110 psia). La alimentación es
pre-enfriada en el hervidor de columna de
disociación 217, retornada a través de la línea 241, secada en los
secadores 109 y 111, y es enfriada adicionalmente a -40ºF y
condensada parcialmente en el intercambiador de calor de
enfriamiento de alimentación 115. La corriente parcialmente
condensada, que contiene una porción líquida condensada de 179
lbmoles por hora que contiene 37,8% en moles de propileno y 39,9% en
moles de C_{3}^{+}, se combina con corriente de vapor 203 desde
la columna de disociación 201 y al corriente combinada fluye dentro
del tambor 118.
El vapor no condensado fluye a través de la línea
120 desde el tambor 118 dentro del intercambiador de calor
deflegmador 121 donde se enfría a -78ºC
(-109ºF) y se rectifica para producir una corriente de gas superior ligera retirada a través de la línea 123 y un líquido de la parte inferior enriquecido con propileno a 364 lbmoles por hora que contiene 57,23% de propileno y 10.5% en moles de C_{3}^{+}. Este líquido de la parte inferior fluye de nuevo a través de la línea 120 dentro del tambor 118. El vapor total en la línea 120 que es rectificado en el deflegmador es 998 kgmol por hora (2201 lbmoles por hora) que contiene 9,6% de propileno y 1,7 5 en moles de C_{3}^{+}. Los líquidos enriquecidos con propileno condensados en el intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 y en el intercambiador de calor de deflegmador 121 son retirados del tambor 118 a través de la línea 127 y se envían a la columna de disociación 201 para retirar el etileno y componentes más ligeros. Un producto líquido rico en propileno a 154 kg moles por hora (341 lbmoles por hora) que contiene 68,9% de propileno y 30,7% en moles de C_{3}^{+} se recuperó desde el fondo de la columna de disociación 201 a través de la línea 205 a 14ºC 58ºF y 6,9.10^{5} Pa (100 psia) y se bombeó a 24\cdot10^{5} Pa (350 psia) para procesamiento adicional. El vapor superior ligero de la columna de disociación 201 fluye a través de la línea 203 y 202 lbmoles por hora que contiene 20,4% en moles de propileno y 5,1% en moles de C_{3}^{+} es retornado al deflegmador para rectificación para recuperar el propileno residual en el vapor como se describe anteriormente. El gas superior ligero a partir del intercambiador de calor deflegmador 121 fluye a través de la línea 123 a 1837 lbmoles por horas y contiene menos de 0,2% de propileno. El gas superior es calentado a 86ºF en el intercambiador de calor de deflegmador 121 y en el intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 para recuperación de refrigeración, y se envía al sistema de combustible de la instalación a través de la línea 131.
(-109ºF) y se rectifica para producir una corriente de gas superior ligera retirada a través de la línea 123 y un líquido de la parte inferior enriquecido con propileno a 364 lbmoles por hora que contiene 57,23% de propileno y 10.5% en moles de C_{3}^{+}. Este líquido de la parte inferior fluye de nuevo a través de la línea 120 dentro del tambor 118. El vapor total en la línea 120 que es rectificado en el deflegmador es 998 kgmol por hora (2201 lbmoles por hora) que contiene 9,6% de propileno y 1,7 5 en moles de C_{3}^{+}. Los líquidos enriquecidos con propileno condensados en el intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 y en el intercambiador de calor de deflegmador 121 son retirados del tambor 118 a través de la línea 127 y se envían a la columna de disociación 201 para retirar el etileno y componentes más ligeros. Un producto líquido rico en propileno a 154 kg moles por hora (341 lbmoles por hora) que contiene 68,9% de propileno y 30,7% en moles de C_{3}^{+} se recuperó desde el fondo de la columna de disociación 201 a través de la línea 205 a 14ºC 58ºF y 6,9.10^{5} Pa (100 psia) y se bombeó a 24\cdot10^{5} Pa (350 psia) para procesamiento adicional. El vapor superior ligero de la columna de disociación 201 fluye a través de la línea 203 y 202 lbmoles por hora que contiene 20,4% en moles de propileno y 5,1% en moles de C_{3}^{+} es retornado al deflegmador para rectificación para recuperar el propileno residual en el vapor como se describe anteriormente. El gas superior ligero a partir del intercambiador de calor deflegmador 121 fluye a través de la línea 123 a 1837 lbmoles por horas y contiene menos de 0,2% de propileno. El gas superior es calentado a 86ºF en el intercambiador de calor de deflegmador 121 y en el intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 para recuperación de refrigeración, y se envía al sistema de combustible de la instalación a través de la línea 131.
La mayoría de la refrigeración requerida para
este proceso de separación criogénico es suministrada por un sistema
de refrigeración de nitrógeno de circuito cerrado. El nitrógeno de
baja presión fluye a través de la línea 207 a 2858 kgmoles por hora
(6300 lbmoles por hora) 30ºC (86ºF), y 17\cdot10^{5} Pa (249
psia) y se comprime a 800 psia en un compresor de nitrógeno de
múltiples estados 209 y es enfriado en el refrigerador 211 a 40ºC
(104ºF). Una porción de la línea de entrada de nitrógeno comprimido
213 puede enviarse a través de la línea 215 para enfriamiento en el
hervidor de columna de disociación 217 para suplementar el
enfriamiento de alimentación si es necesario y retornarse a través
de la línea 223. El nitrógeno comprimido fluye a través de la línea
225 dentro del intercambiador de calor de enfriamiento de
alimentación 115 y se enfría hasta una temperatura intermedia de
15ºC (60ºF).
Una porción de este nitrógeno 839 kg moles por
hora (1850 lbmoles por hora) se retira a través de la línea 227, se
expande por trabajo a -57ºC (-71ºF) y 17,5\cdot10^{5} Pa (254
psia) en el dispositivo de expansión caliente 229, combinado con
otra corriente de nitrógeno (definida más tarde), y fluye al
intercambiador de calor de enfriamiento de alimentación 115 para
proporcionar refrigeración dentro. El resto del nitrógeno 2018
kgmoles por hora (4450 lbmoles por hora) se enfría adicionalmente a
-40ºC (-40ºF) en el intercambiador de calor de enfriamiento de
alimentación 115, fluye a través de la línea 2131 para enfriar el
dispositivo de expansión 233, se expande a -99ºC (-146ºF) y
18-10^{5} Pa (259 psia) y fluye a través de la
línea 235 al intercambiador de calor de deflegmador 121 para
proporcionar refrigeración dentro. El nitrógeno calentado en la
línea 239 desde el intercambiador de calor de deflegmador 121 se
combina con el nitrógeno extendido en la línea 237 y la corriente
combinada es calentada a 30ºC (86ºF) en el intercambiador de calor
de refrigeración 115 para proporcionar refrigeración dentro. El
nitrógeno calentado retorna a través de la línea 207 al compresor de
nitrógeno 209 como se describe anteriormente. El trabajo generado
por dispositivos de expansión de nitrógeno 229 y 223 preferentemente
se utiliza para accionar los dos estados en el compresor 209 (no
mostrado).
El proceso recuperó el 98,7% del propileno y
esencialmente el 100% del propano y componentes más pesados en el
gas de alimentación como un producto líquido a través de la línea
205 que contiene menos de 0,4% en moles de etileno e impurezas más
ligeras.
La presente invención proporciona un proceso
eficiente de energía y de coste bajo para recuperar uno o más
hidrocarburos seleccionados a partir de etano, etileno, propano,
propileno, e hidrocarburos de peso molecular superior, si está
presente, a partir de las corriente de gas tales como refinería o
gases residuales petroquímicos que contienen estos componentes con
hidrógeno y posiblemente otros componentes ligeros. El proceso
utiliza un método eficiente de energía y de coste bajo para
suministrar al refrigeración requerida para condensación y
rectificación del gas de alimentación.
El sistema de reciclaje de nitrógeno puede
suministrar refrigeración a cualquier nivel de temperatura
requerido, pero se suministra de manera más eficiente y económica en
el intervalo de aproximadamente -50ºF hasta aproximadamente -157ºC
(-250ºF). En este nivel de temperatura baja, es posible una
recuperación de C_{2} y C_{3} muy alta, incluso con gases de
alimentación de presión relativamente baja, y no se requiere
típicamente compresión de alimentación. El proceso refrigerado con
nitrógeno puede conseguir una recuperación de producto mucho más
alta que procesos de la técnica anterior que utilizan expansión de
trabajo de gas de alimentación o gas residual ligero, en cuyo caso
la recuperación de producto se limita por la refrigeración
disponible entre la presión de entrada de gas de alimentación y la
presión de suministro de gas residual.
El proceso de la presente invención tiene un
coste de capital más bajo que los procesos que utilizan sistemas
refrigerantes mezclados o sistemas de refrigeración en cascada
convencionales debido a la alta eficiencia y el coste bajo de
compresores de nitrógeno y dispositivos de expansión como se compara
con el equipo de compresión de hidrocarburo. Además, no se requieren
tambores refrigerantes, puesto que el nitrógeno no es condensado en
el proceso. No se requieren sistemas de fabricación de refrigerante
complejos puesto que el nitrógeno está disponible normalmente en
instalaciones en la mayoría de refinería y petroquímica para uso
como un gas inerte o para purgado del equipo.
Puesto que el refrigerante de nitrógeno se
mantiene típicamente por encima de 7\cdot10^{5} Pa (100 psia) a
lo largo de todo el proceso, las pérdidas de caída de presión son
pequeñas comparadas con los refrigerantes hidrocarburos que son
vaporizados generalmente a presiones mucho más bajas para la
refrigeración. Típicamente, el nitrógeno es comprimido hasta al
menos 41\cdot10^{5} Pa (600 psia), preferentemente al menos
55\cdot10^{5} Pa (800 psia), para proporcionar el proceso más
eficiente de energía. Las presiones más altas pueden ser incluso más
eficientes de energía, pero los ahorros de potencia pueden evaluarse
contra el coste adicional de equipo de presión más alta.
El presente proceso tiene también un coste de
capital más bajo que los procesos que utilizan absorción para la
recuperación de hidrocarburo, puesto que estos procesos requieren
columnas de destilación múltiples para absorber y disociar el
producto hidrocarburo del disolvente de absorción, además de
cualquiera de las columnas requeridas para retirar impurezas ligeras
o pesadas. También, la refrigeración externa es requerida
normalmente para refrigerar el disolvente con el fin de conseguir
recuperación de C_{2} alta.
Las características esenciales de la presente
invención se describen completamente en la descripción precedente.
Un técnico en la materia puede entender la invención y hacer varias
modificaciones sin apartarse del espíritu básico de la invención, y
sin desviarse del alcance y equivalentes de las reivindicaciones que
siguen.
Claims (15)
1. Un proceso para la separación de una mezcla de
gas de alimentación que comprende hidrógeno y uno o más componentes
seleccionados del grupo que consta de etano, etileno, propano, y
propileno, cuyo proceso comprende:
(a) enfriar la mezcla de gas de alimentación;
(b) introducir la mezcla de gas de alimentación
enfriada resultante dentro de una zona de enfriamiento y de
fraccionamiento, donde la mezcla de gas de alimentación enfriada es
enfriada y fraccionada adicionalmente para producir una corriente de
gas superior ligera y una corriente de producto líquido enriquecida
en uno o más componentes seleccionados del grupo que consta de
etano, etileno, propano, y propileno; y
(c) proporcionar al menos una porción de la
refrigeración requerida en (a) y (b) por intercambio de calor
indirecto con una corriente de refrigerante fría generada por
expansión de trabajo de una corriente refrigerante presurizada,
caracterizado porque la corriente refrigerante presurizada
expandida con trabajo es una corriente refrigerante gaseosa en un
proceso de refrigeración de expansión de gas de circuito
cerrado.
2. El proceso de la reivindicación 1, donde el
enfriamiento y el fraccionamiento de la mezcla de gas de
alimentación enfriada en (b) se realiza en un deflegmador.
3. El proceso de la reivindicación 1, donde una
porción de la refrigeración requerida en la zona de enfriamiento y
fraccionamiento de (b) se proporciona por intercambio de calor
indirecto con la corriente de gas superior ligera de (b) para
producir una corriente de gas superior ligera caliente.
4. El proceso de la reivindicación 3, donde una
porción de la refrigeración requerida para enfriar la mezcla de gas
de alimentación en (a) se proporciona por intercambio de calor
indirecto con la corriente de gas superior ligera caliente.
5. El proceso de la reivindicación 1, donde una
porción de la refrigeración requerida para enfriar la mezcla de gas
de alimentación se proporciona por intercambio de calor indirecto
por vaporización al menos parcial de la corriente de producto
líquido de (b).
6. El proceso de la reivindicación 1, donde la
corriente de refrigerante gaseoso presurizado de (c) se proporciona
en el proceso de refrigeración de expansión de gas de circuito
cerrado que comprende comprimir un gas refrigerante caliente, que
resulta de proporcionar al menos una porción de la refrigeración
requerida en (a) y (b), enfriando el gas refrigerante comprimido
resultante, y con expansión de trabajo del gas refrigerante
comprimido enfriado resultante para proporcionar la corriente
refrigerante fría de (c).
7. El proceso de la reivindicación 6, donde el
gas refrigerante comprende nitrógeno, metano, una mezcla de
nitrógeno y metano, o aire.
8. El proceso de la reivindicación 6, donde una
porción del trabajo requerido para comprimir el gas refrigerante
caliente se proporciona por la expansión de trabajo del gas
refrigerante comprimido enfriado resultante.
9. El proceso de la reivindicación 6, donde una
porción de la refrigeración requerida para enfriar el gas
refrigerante comprimido resultante se proporciona por intercambio de
calor indirecto, vaporizando al menos parcialmente la corriente de
producto líquido de (b).
10. El proceso de la reivindicación 1, donde al
menos una porción de la refrigeración requerida en (a) y (b) es
proporcionada en un proceso de refrigeración por expansión de gas de
circuito cerrado que comprende:
(1) comprimir un gas refrigerante caliente que
resulta de proporcionar al menos una porción de la refrigeración
requerida en (a) y (b);
(2) enfriar el gas refrigerante comprimido
resultante para producir un gas refrigerante enfriado;
(3) enfriar adicionalmente una primera porción
del gas refrigerante enfriado para producir un gas refrigerante
enfriado adicional que es expandido con trabajo y utilizado para
proporcionar una porción de la refrigeración requerida en (b),
produciendo así un gas refrigerante parcialmente calentado; y
(4) mediante trabajo por expansión de una segunda
porción del gas refrigerante enfriado para producir un gas
refrigerante expandido enfriado, combinando el gas refrigerante
expandido enfriado con el gas refrigerante parcialmente caliente de
(3), y utilizando el gas refrigerante combinado resultante para
proporcionar una porción de la refrigeración requerida para enfriar
la mezcla de gas de alimentación en (a), proporcionando así el gas
refrigerante caliente de (1).
11. El proceso de la reivindicación 1, que
comprende adicionalmente introducir al menos una porción de la
corriente de producto liquido de (b) dentro de una columna de
disociación y retirar de ella una corriente de fondos enriquecida
adicionalmente en uno o más componentes seleccionado del grupo que
consta de etano, etileno, propano, y propileno y una corriente
superior enriquecida en hidrógeno.
12. El proceso de la reivindicación 11, donde la
corriente superior es combinada con la mezcla de gas de alimentación
antes del enfriamiento y fraccionamiento en (b).
13. El proceso de la reivindicación 11, donde el
vapor de ebullición para la columna de disociación está previsto al
menos en parte vaporizando líquido desde el fondo de la columna por
intercambio de calor indirecto con la mezcla de gas de alimentación,
enfriando así la mezcla de gas de alimentación.
14. El proceso de la reivindicación 11, donde la
ebullición para columna de disociación es proporcionada al menos en
parte vaporizando líquido desde el fondo de la columna por
intercambio de calor indirecto con una porción de la corriente de
refrigerante gaseoso presurizado, enfriando así la porción de la
corriente de refrigerante gaseoso presurizado.
15. El proceso de la reivindicación 1, donde la
mezcla de gas de alimentación comprende adicionalmente uno o más
componentes de ebullición más baja seleccionados a partir del grupo
que consta de metano, monóxido de carbono, dióxido de carbono, y
nitrógeno.
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