FR2893515A1 - Procede ameliore de pretraitement de gaz naturel acide - Google Patents
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Abstract
L'invention concerne un procédé de prétraitement d'un gaz naturel, saturé ou non en eau, comprenant essentiellement des hydrocarbures, une quantité substantielle de sulfure d'hydrogène et éventuellement du dioxyde de carbone. Le procédé de l'invention comprend une étape de recyclage d'un flux riche en H2S.
Description
L'invention concerne un procédé de traitement d'un gaz naturel, 10 saturé
en eau, contenant une quantité substantielle de sulfure d'hydrogène et, éventuellement du dioxyde de carbone et d'autres composés soufrés. L'invention comprend principalement une étape de recyclage d'un flux comprenant une quantité importante de sulfure d'hydrogène. 15 Le traitement des gaz naturels nécessite généralement la mise en oeuvre d'un procédé avec trois étapes successives. La première étape consiste généralement en une réduction de la teneur en gaz acides, tels que le sulfure d'hydrogène et le dioxyde de carbone. Cette première étape, 20 également connue sous le nom d'étape de désacidification, est souvent suivie d'une étape d'élimination de l'eau, ou de déshydratation, et d'une étape consécutive de récupération des hydrocarbures lourds, ou de dégazolinage. Le brevet français FR-2814378 décrit un procédé de prétraitement 25 de gaz naturel permettant d'obtenir, à moindre coût, un gaz riche en méthane, appauvri en sulfure d'hydrogène et débarrassé sensiblement de toute l'eau que ledit gaz naturel contenait initialement. Parallèlement, on obtient un liquide aqueux appauvri en hydrocarbures, contenant une grande partie du sulfure d'hydrogène, qui est généralement injecté dans 30 un réservoir souterrain, par exemple un puits de production pétrolier. Ainsi, le procédé décrit dans ce brevet français permet, en une seule
étape, d'éliminer ou de réduire significativement l'eau initialement contenue dans le gaz naturel, et ceci, tout en réduisant les teneurs en constituants acides. Le procédé décrit dans ce brevet permet également d'obtenir une phase liquide contenant en majorité du sulfure d'hydrogène qui peut être facilement pressurisée avant d'être injectée dans le puits.
Cependant, le procédé du brevet français FR 2 814 378 ne permet pas de réduire la teneur en sulfure d'hydrogène et en dioxyde de carbone, dans le gaz ainsi traité, à un niveau acceptable par rapport aux contraintes commerciales. De ce fait, il est souvent nécessaire de réduire cette teneur en gaz acides par un post-traitement. Les procédés généralement utilisés pour ces post-traitements sont des procédés d'absorption chimiques utilisant, par exemple, des solvants contenant des amines, et ceci, à des températures élevées ou proches de la température ambiante. Ces procédés de post-traitement permettent de réaliser la désacidification du gaz naturel: le solvant chimique absorbe les constituants acides par réaction chimique. Cependant, ils présentent l'inconvénient de charger en eau le gaz désacidifié en raison de l'utilisation du solvant chimique en solution aqueuse. Ainsi, l'utilisation d'un solvant chimique nécessite de mettre en oeuvre un troisième traitement d'élimination de l'eau contenu dans le gaz désacidifié afin d'éviter la formation d'hydrates. Ainsi, la présente invention concerne un procédé amélioré par rapport au procédé de l'art antérieur décrit dans le document FR-2814378 par la demanderesse, en ce que la teneur en composants acides dans le fond de colonne de séparation est notablement augmentée. Pour cela, la présente invention concerne un procédé de prétraitement d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel : a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) 5 pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse. Selon l'invention, au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée en amont de l'admission de la 10 phase gazeuse dans ladite colonne. Au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, peut être recyclée en amont de l'étape a) de refroidissement du gaz naturel. Au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en 15 fond de colonne, peut être recyclée directement dans ladite colonne de distillation. Au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, peut être recyclée directement dans ladite colonne de distillation à un niveau inférieur par rapport à l'admission de la phase 20 gazeuse. Au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, peut être recyclée directement dans ladite colonne de distillation à un niveau supérieur par rapport à l'admission de la phase gazeuse. 25 Au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, peut être recyclée directement dans ladite colonne de distillation au même niveau que l'admission de la phase gazeuse. Le flux de recyclage peut subir une étape d'échange thermique de façon à être réchauffé.
Le flux de recyclage peut subir une étape d'échange thermique de façon à être réchauffé entre 50 et 150 C, et de préférence entre 75 et 120 C.
Le flux de recyclage peut être déterminé de manière telle, qu'après 5 mélange avec le gaz d'entrée, la teneur en H2S de l'effluent entrant dans
la colonne soit comprise entre 15% et 50% molaires, et de préférence entre
20% et 45% molaires. La présente invention sera mieux comprise et ses avantages
10 apparaîtront plus clairement à la lecture de la description des exemples suivants, nullement limitatifs, illustrés par les figures ci-après annexées, parmi lesquelles :
- la figure 1 montre un exemple d'un schéma du procédé selon l'invention,
15 - la figure 2 montre une variante avantageuse du schéma de procédé selon l'invention. L'objet de la présente invention montre qu'il est possible, dans des conditions thermodynamiques appropriées, de concentrer le gaz naturel
20 initial en méthane tout en enlevant la majorité des gaz acides et sensiblement toute l'eau qu'il contient. Par sensiblement toute l'eau, il est entendu que la quantité d'eau présente dans le gaz final est inférieure à 50 ppm molaire, de préférence inférieure à 10 ppm molaire, et de manière encore plus préférée inférieure à 5 ppm molaire.
25 L'invention porte sur un procédé amélioré permettant de prévenir la formation d'hydrates dans toutes les étapes du dispositif permettant ladite concentration en méthane.
Selon la présente invention, après traitement selon le présent procédé du gaz naturel sortant du puits de production, on récupère un gaz 30 final contenant la majorité des hydrocarbures contenus dans ledit gaz. Par la majorité des hydrocarbures, il est entendu au moins 90%
d'hydrocarbures, de préférence au moins 95% d'hydrocarbures et de manière très préférée au moins 97% d'hydrocarbures. De plus, la présente invention permet avantageusement d'éviter, en conditions stabilisées, l'utilisation d'un anti-hydrates, tel que le méthanol dont le transport, l'utilisation et/ou la récupération, peuvent être coûteux et/ou complexes. De manière générale, l'invention concerne un procédé de prétraitement d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel : a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) 15 pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse. L'amélioration de la présente invention consiste en ce qu'une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) est recyclée en amont de 20 l'admission de la colonne de distillation, de manière telle qu'après mélange avec le gaz d'entrée, la teneur en H2S de l'effluent entrant dans la colonne soit comprise entre 15% et 50% molaires et de préférence entre 20% et 45% molaires. A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase 25 gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un échangeur de chaleur et/ou au moyen d'une turbine de détente. Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape : d) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape c) au moyen d'une turbine de détente pour produire une phase gazeuse et une phase 30 liquide qui est recyclée à l'étape b). Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape :
e) on comprime au moins une des phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à l'étape d) en utilisant l'énergie récupérée sur la turbine de détente. A l'étape c) du procédé selon l'invention, on peut refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) au moyen d'un col de Venturi, ladite phase liquide étant soutirée au niveau du col de Venturi et ladite phase gazeuse étant récupérée à la sortie du tube divergent du col du Venturi. La phase liquide soutirée au niveau du col de Venturi peut être refroidie pour produire le liquide recyclé à l'étape b) et une phase gazeuse.
Les phases gazeuses obtenues à l'étape c) et à l'étape d) peuvent être utilisées pour refroidir la phase gazeuse obtenue à l'étape b) et/ou pour refroidir le gaz naturel à l'étape a). Le procédé selon l'invention peut comporter l'étape : f) on vaporise au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) et on introduit ladite au moins une partie de la phase liquide vaporisée dans la colonne de distillation pour créer un flux ascendant de vapeur au sein de ladite colonne. Selon la présente invention, on peut utiliser une partie de la chaleur de la phase liquide obtenue à l'étape b) pour réchauffer la phase 20 gazeuse obtenue à l'étape a). A l'étape a) du procédé selon l'invention, on peut séparer la phase liquide et la phase gazeuse dans un ballon. Les conditions opératoires du procédé selon l'invention peuvent être les suivantes : 25 • colonne de distillation de l'étape b) T C = -20 C à 100 C, de préférence -15 C à 70 C P > 1 MPa absolu, de préférence 4 à 10 MPa absolu • Pression et température de refroidissement à l'étape c) T C = -100 C à +30 C, de préférence -40 C à 0 C 30 P > 1 MPa, de préférence 4 à 10 MPa • température de refroidissement dudit gaz naturel à l'étape a) o à 50 C, de préférence 20 à 40 C.
Selon la présente invention, la pression partielle en hydrogène sulfuré dans le gaz naturel peut être d'au moins 0,5 MPa et de préférence d'au moins 1,5 MPa. La colonne de distillation peut comporter au moins 3 étages théoriques, de préférence de 4 à 6. A l'étape a) le gaz naturel peut être à une pression comprise entre 6,5 MPa et 12 MPa et à une température supérieure à 15 C.
Les phases liquides obtenues aux étapes a) et b) peuvent être 10 introduites dans un puits.
Ainsi, selon la présente invention, le procédé décrit le contrôle des conditions thermodynamiques (par exemple pression et température) en fonction de la nature du gaz traité (et notamment de sa teneur en eau), ledit contrôle permettant l'épuisement progressif de l'eau contenue dans
15 ledit gaz en évitant la formation d'hydrates. En général, selon le présent procédé, on utilisera une colonne de distillation permettant l'épuisement progressif de la teneur en eau du bas vers le haut de la colonne, de façon à récupérer en tête de ladite colonne un gaz sensiblement débarrassé de son eau, c'est-à-dire comprenant une quantité d'eau qui est inférieure à la
20 limite de formation des hydrates à la température la plus basse atteinte durant l'étape suivante c) de condensation par refroidissement et par détente. En particulier, selon l'invention, le gaz saturé en eau issu de l'étape a) sera introduit à un niveau de la colonne suffisamment bas, c'est-à-dire à une température suffisamment haute, pour prévenir la formation
25 d'hydrates. La colonne doit donc contenir un assez grand nombre d'étages théoriques pour permettre d'épuiser l'eau et obtenir un gradient de température entre la tête froide et le fond de la colonne. De plus, l'addition supplémentaire d'un rebouilleur permet avantageusement de maintenir une température assez forte dans la colonne et par suite
30 d'éviter la formation des hydrates, mais aussi de minimiser et/ou de contrôler les pertes en hydrocarbures.
Le perfectionnement essentiel de la présente invention consiste en ce qu'une partie de la phase liquide riche en H2S obtenue à l'étape b) est recyclée en amont de l'admission de la colonne de distillation, de manière telle qu'après mélange avec le gaz d'entrée, la teneur en H2S de l'effluent entrant dans la colonne soit comprise entre 15% et 50% molaires et de préférence entre 20% et 45% molaires. Les exemples ci-après montrent l'efficacité du perfectionnement.
Exemple 1: Le schéma de procédé décrit ci-après correspond à la figure 1. Les compositions et les propriétés des flux sont repérés de 1 à 10 sur les lignes du schéma de procédé et sont définies dans le tableau 1. Le gaz brut (1) est disponible à 30 C et 62,3 bars. Il contient environ 18,8% molaires de H2S et 1000 ppm molaire d'eau. Il est mélangé au flux recyclé (9). L'injection du flux liquide riche en H2S se fait dans le sens de l'écoulement du flux par un piquage se trouvant sur le haut de la ligne. Le flux recyclé est très riche en H2S (environ 78% molaire), à une température plus élevée que le gaz brut car il provient directement du rebouilleur E2 de la colonne. On obtient un mélange gaz/liquide (2) qui est homogénéisé par le passage dans un mélangeur M1. En sortie du mélangeur Ml, le flux est réchauffé jusqu'à 30 C. Ce flux est introduit dans le ballon séparateur B1. La phase gaz (4) obtenue est saturée en eau, l'excédant d'eau (5) se condensant dans le ballon B1. La phase gaz (4) obtenue est introduite dans la colonne de séparation Cl.
Cette colonne permet une élimination importante d'H2S tout en limitant les pertes sur les hydrocarbures. Le gaz obtenu en tête de colonne est refroidi dans l'échangeur E3, puis dans l'échangeur E4, pour atteindre une température de -30 C. Le mélange liquide/gaz obtenu est séparé dans le ballon B2. La phase liquide (6) sert de reflux à la colonne Cl après son passage dans la pompe P1. La phase gaz est utilisée pour le pré refroidissement du gaz de tête de colonne dans l'échangeur E3.
Le gaz obtenu (7) contient 10% molaires de H2S, soit une élimination d'environ 50% de H2S contenu dans le gaz brut. Il ne contient plus d'eau (taux inférieur à 5 ppm molaire). Le liquide en fond de colonne Cl passe par la pompe P2. En sortie de la pompe P2, une partie du liquide est envoyée sur le rebouilleur E2, une autre partie (9) est recyclée vers l'alimentation (1) en gaz de l'unité, et la dernière partie est envoyée vers la pompe de réinjection P3. Le flux liquide (5) obtenu en fond du ballon B1 est ajouté au flux (8) avant la réinjection. Le recyclage du flux liquide riche en H2S (9) permet une forte augmentation de la teneur en H2S du gaz d'entrée. Dans cet exemple, 20% de recyclage permet d'augmenter la concentration en H2S de 18 à 30% molaire. Exemple 2:
Le schéma de procédé décrit ci-après correspond à la figure 2. Les compositions et les propriétés des flux sont repérés de 1 à 1l sur les lignes du schéma de procédé et sont définies dans le tableau 2.
Sur le schéma de la figure 2, le recyclage (9) est dirigé directement dans la colonne de séparation Cl, selon le flux référencé (11). Ce recyclage dans la colonne est représenté entrant sous l'alimentation en gaz (4), mais dans d'autres variantes représentées par les lignes pointillées (11'), (11"), le recyclage peut être fait à n'importe quel autre niveau de la colonne, au-dessus, ou sur l'alimentation. Le flux introduit directement dans la colonne (11) pourra représenter la totalité ou seulement une partie du flux recyclé (9), l'autre partie (11"') pouvant, par exemple, être dirigée vers l'admission en gaz (1).
Selon la figure 2, il est illustré la disposition d'un échangeur thermique E5 sur le flux recyclé (9) liquide provenant du fond de la colonne. Cet échangeur permet de réchauffer plus ou moins le liquide, soit pour obtenir un mélange gaz/liquide, soit un gaz à son point de rosée ou bien un gaz surchauffé . (c'est-à-dire à une température supérieure à son point de rosée). Typiquement, la température en sortie de cet échangeur pourra être comprise entre 50 et 150 C, et préférentiellement entre 75 et 120 C. Cet échangeur peut être utilisé quelque soit le point d'entrée du recyclage. Les principaux avantages de cette variante de l'invention présente 5 sont les suivants : • Le passage en phase vapeur du liquide recyclé peut permettre un meilleur mélange avec le gaz d'alimentation, quelque soit le point d'introduction du recyclage. • La possibilité d'apporter des calories au niveau du recyclage 10 amène une souplesse de fonctionnement de l'unité, notamment en ce qui concerne le contrôle des conditions thermodynamiques. • L'augmentation de température du flux recyclé peut permettre de se prémunir de risques d'hydrates.
15 On peut décrire les avantages de l'utilisation d'un recyclage du fond de colonne vers l'alimentation sur le procédé SPREXTM • Lors des phases de démarrage, le méthanol est utilisé pour prévenir la formation des hydrates dans les installations; le recyclage permet de minimiser la quantité de méthanol à utiliser. En effet, il se 20 retrouve principalement dans le liquide de fond de colonne et est aussi recyclé dans le gaz d'entrée. • Le recyclage ne nécessite aucun équipement supplémentaire pour sa mise en oeuvre car la pompe de fond de colonne P2 est indispensable pour assurer une circulation forcée dans le rebouilleur E2 25 de type thermosiphon et ainsi pouvoir dépasser 30% de vaporisation dans le rebouilleur. • Le recyclage permet d'atteindre une concentration en H2S suffisante pour se prémunir de la formation d'hydrates. En effet, si la teneur en H2S du gaz est trop faible, les trafics liquides/vapeurs et les
niveaux thermiques dans la colonne peuvent favoriser alors la formation d'hydrates. • Le recyclage ne réduit que très peu la capacité de traitement du procédé ; en effet, le flux recyclé est extrêmement riche en H2S. • Le flux recyclé est très riche en eau (plus de 4000 ppm molaire, cependant le ballon B1 permet de condenser cette eau, le gaz entrant dans la colonne ne contient donc pas plus d'eau que sans recyclage, ce qui est très important pour minimiser le risque d'hydrates. • Le flux recyclé est prélevé avant le mélange avec le flux liquide 10 (5) de fond du ballon B1, ceci permet d'éviter que l'eau ne "tourne en rond" et que sa teneur augmente trop. • Le système de recyclage permet d'ajuster la teneur en H2S à la valeur souhaitée si celle du gaz brut varie avec l'évolution du gisement ou de la gestion des différents puits du site de production. Il permet en outre 15 de traiter des gaz naturels dont la teneur en H2S est inférieure à une teneur couramment considérée par le procédé SPREXTM par exemple inférieure à 20% molaires d'H2S. • Le recyclage permet une augmentation générale de la "facilité opératoire" de l'unité. Nom du flux 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Phase Vapeur Mixte Vapeur Vapeur Liquide Liquide Vapeur Liquide Liquide Liquide Débit KG-MOUHR 0.0859 0.1628 0.1628 0.1184 0.0444 0.0056 0.0004 0.0412 0.0769 0.0856 H20 N2 0.2189 0.2192 0.2192 0.2192 0.0000 0.0237 0.2187 0.0001 0.0003 0.0001 CO2 8.5369 9.4330 9.4330 9.4329 0.0001 10. 5320 8.0567 0.4802 0.8961 0.4803 H2S 15.2497 30.0068 30.0046 30.0037 0.0008 24.7374 7.3389 7.9077 14.7571 7.9086 METHANE 53.1022 53.6625 53.6635 53.6634 0.0000 15.9360 52.8029 0.3002 0.5603 0.3003 ETHANE 2.2700 2.6086 2.6088 2.6088 0.0000 2.6636 2.0887 0.1814 0.3386 0.1814 PROPANE 0.7215 1.4197 1.4208 1.4208 0.0000 1.2697 0.3484 0.3741 0.6982 0.3741 BUTANE 0.4135 1.1638 1.1638 1.1638 0.0000 0.1226 0.0114 0.4021 0.7503 0.4021 PENTANE 0.4621 1.3237 1.3237 1.3237 0.0000 0.0123 0.0004 0.4617 0.8616 0.4617 Débit total KG-MOUHR 81.0607 100.0000 100.0000 99.9547 0.0453 55.3030 70.8666 10.1488 18.9393 10.1941 Temperature C 30.0000 19.6979 30.0000 30.0000 30.0000 -30.0000 -1.8150 68.5415 68.5415 67.3981 Pressure BAR(GA) 62.3000 61.9000 61.4000 61.4000 61.4000 60.8000 60.3000 63.5000 63.5000 250.0000 Enthalpie MM KCAUHR 0.1266 0.1624 0.1894 0.1890 0.0000 -0.0205 0.0655 0.0192 0.0357 0.0157 Pois moléculaire 23.5928 26.1192 26.1191 26.1226 18.3694 30.8675 21.6857 36.9322 36.9322 36.8496 Fraction molaire vapeur 1.0000 0.9460 1.0000 1.0000 0.0000 0.0000 1.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Fraction molaire liquide 0.0000 0.0540 0.0000 0.0000 1.0000 1.0000 0.0000 1.0000 1.0000 1.0000 Tableau 1 Nom du flux 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 Phase Vapeur Mixte Vapeur Vapeur - Liquide Vapeur Liquide Liquide Liquide Vapeur Débit KG-MOUMR 0.0901 0.0901 0.0901 0.0901 - 0.0068 0.0005 0.0886 0.1298 0.0886 0.1298 H2O N2 0.2295 0.2295 0.2295 0.2295 - 0.0256 0.2295 0.0001 0.0001 0.0001 0.0001 CO2 8.9518 8.9518 8.9518 8.9518 11.3746 8.6504 0.3006 0.4403 0.3006 0.4403 H2S 15.9907 15.9907 15.9907 15.9907 -25.7071 7.6956 8.3094 12.1692 8.3094 12.1692 METHANE 55.6828 55.6828 55.6828 55.6828 - 17.0788 55.5379 0.1444 0.2114 0.1444 0.2114 ETHANE 2.3803 2.3803 2.3803 2.3803 - 2.9115 2.2605 0.1193 0.1747 0.1193 0.1747 PROPANE 0.7566 0.7566 0.7566 0.7566 - 1.3714 0.3746 0.3812 0.5583 0.3812 0.5583 BUTANE 0.4336 0.4336 0.4336 0.4336 - 0.0917 0.0086 0.4202 0.6153 0.4202 0.6153 PENTANE 0.4846 0.4846 0.4846 0.4846 - 0.0071 0.0002 0.4786 0.7009 0.4786 0.7009 Débit total KG-MOLMR 85.0000 85.0000 85.0000 85.0000 - 58.5747 74.7577 10.2423 15.0000 10.2423 15.0000 Temperature C 30.0000 29.7399 30.0000 30.0000 . -30.0000 -2.4000 76.9433 76.9433 75. 6265 100.0000 Pressure BAR(GA) 62.3000 61.9000 61.4000 61.4000 _ 60.8000 60.3000 63.5000 63.5000 250.0000 63.5000 - - Enthalpie MM KCALMR 0.1328 0.1328 0.1334 0.1334 - -0.0217 0.0687 0.0218 0.0320 0.0175 0.0643 Pois moléculaire 23.5928 23.5928 23.5928 23.5928 30.8217 21.7422 37.0688 37.0688 37.0688 37.0688 Fraction molaire vapeur 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000 - 0.0000 1.0000 0.0000 0.0000 0.0000 1.0000 Fraction molaire liquide 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 - 1.0000 0.0000 1.0000 1.0000 1.0000 0.0000 Tableau 2
Claims (9)
1) Procédé amélioré de prétraitement d'un gaz naturel sous pression contenant des hydrocarbures, au moins un des composés acides hydrogène sulfuré et dioxyde de carbone, et de l'eau, dans lequel : a) on refroidit le gaz naturel pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, b) on met en contact dans une colonne de distillation la phase gazeuse obtenue à l'étape a) avec une phase liquide obtenue à l'étape c) pour produire une phase gazeuse et une phase liquide, c) on refroidit la phase gazeuse obtenue à l'étape b) pour produire une phase liquide et une phase gazeuse, caractérisé en ce que au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée en amont de l'admission de la phase gazeuse dans ladite colonne.
2) Procédé selon la revendication 1, dans lequel au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée en amont de l'étape a) de refroidissement du gaz naturel.
3) Procédé selon la revendication 1, dans lequel au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée directement dans ladite colonne de distillation.
4) Procédé selon la revendication 3, dans lequel au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée directement dans ladite colonne de distillation à un niveau inférieur par rapport à l'admission de la phase gazeuse.
5) Procédé selon la revendication 3, dans lequel au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, estrecyclée directement dans ladite colonne de distillation à un niveau supérieur par rapport à l'admission de la phase gazeuse.
6) Procédé selon la revendication 3, dans lequel au moins une partie de la phase liquide obtenue à l'étape b) en fond de colonne, est recyclée directement dans ladite colonne de distillation au même niveau que l'admission de la phase gazeuse.
7) Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel ledit flux de recyclage subit une étape d'échange thermique de façon à être réchauffé.
8) Procédé selon la revendication 7, dans lequel ledit flux de recyclage subit une étape d'échange thermique de façon à être réchauffé entre 50 et 150 C, et de préférence entre 75 et 120 C.
9) Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel ledit flux de recyclage est déterminé de manière telle, qu'après mélange avec le gaz d'entrée, la teneur en H2S de l'effluent entrant dans la colonne soit comprise entre 15% et 50% molaires, et de préférence entre 20% et 45% molaires.
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