FR3072162A1 - <P>PROCEDE DE RECUPERATION DE PROPANE ET D'UNE QUANTITE AJUSTABLE D'ETHANE A PARTIR DE GAZ NATUREL</P> - Google Patents

<P>PROCEDE DE RECUPERATION DE PROPANE ET D'UNE QUANTITE AJUSTABLE D'ETHANE A PARTIR DE GAZ NATUREL</P> Download PDF

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Abstract

Procédé de production simultanée de gaz naturel traité et d'un courant riche en propane à partir d'un gaz d'alimentation, comprenant les étapes suivantes : Etape a) : on condense partiellement le gaz d'alimentation ; Etape b) : on sépare le gaz issu de l'étape a) en un premier courant liquide et un premier courant gazeux ; Etape c) : on détend au moins une partie du premier courant gazeux issu de l'étape b) ; Etape d) : on introduit le gaz issu de l'étape c) dans une première colonne à distiller ; caractérisé en ce qu'il comporte l'une ou l'autre des étapes suivantes: Etape f) : pour obtenir des taux d'extraction d'éthane supérieurs à un premier seuil, on condense partiellement au moins une partie dudit premier courant gazeux issu de l'étape b) et on l'introduit dans pot séparateur de phases afin de produire un deuxième courant gazeux et un deuxième courant liquide, au moins une partie dudit deuxième courant gazeux est condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller ; - Etape g) : pour obtenir des taux d'extraction d'éthane inférieurs à un deuxième seuil, on récupère une coupe gazeuse en tête de ladite deuxième colonne à distiller, puis on la condense avant de l'introduire dans ladite première colonne à distiller.

Description

La présente invention concerne un procédé de production simultanée de gaz naturel traité à partir d'un gaz naturel de départ comprenant du méthane, de l'éthane et des hydrocarbures en C3+, d'une coupe riche en hydrocarbures lourds. Cette coupe riche en hydrocarbures lourds contient les C3+ (c'est-à-dire ayant au moins trois atomes de carbone) et, dans au moins certaines conditions de production, contient également de l’éthane (au moins 5%mol).
On connaît des procédés optimisés pour extraire simultanément la quasi-totalité des hydrocarbures en C3+ dans le gaz naturel de départ, et une proportion élevée d'éthane du gaz de départ. Ainsi, lorsque le taux d'extraction d'éthane est d'au moins 70%, le taux d'extraction de propane est proche de 99%. De tels procédés ne donnent pas entière satisfaction.
En effet, la demande en éthane sur le marché est très fluctuante, alors que celle des coupes d'hydrocarbures en C3+ reste relativement constante et bien valorisée. Ensuite, il est parfois nécessaire de diminuer la production d'éthane dans le procédé, en réduisant le taux d'extraction de ce composé. Dans ce cas, le taux d'extraction des hydrocarbures en C3+ diminue également, ce qui réduit la rentabilité de l'installation.
Le document US 7,484,385 décrit une solution pour séparer des C2+ du gaz naturel. Il est possible d’obtenir des rendements en éthane élevés selon certaines conditions de production. Cette solution ne permet pas, en revanche, une flexibilité permettant d’avoir deux modes efficaces :
un mode conçu pour obtenir un taux d’extraction d’éthane élevé, et un mode conçu pour obtenir un taux d’extraction d’éthane faible.
Le document US 7,458,232 décrit une solution flexible pour récupérer soit les [produits C2+, soit les produits C3+. En revanche, Je procédé décrit ne permet qu’une récupération d’éthane très modérée.
Les inventeurs de la présente invention ont alors mis au point une solution permettant de résoudre les problème soulevés ci-dessus.
Un but de la présente invention est de fournir un procédé qui permet par des moyens simples et peu coûteux d'extraire sensiblement la totalité des hydrocarbures en C3+ d'un courant de gaz naturel de départ, quelle que soit la quantité d'éthane produite par le procédé et en assurant une récupération d’éthane plus élevée que dans la mise en oeuvre des procédés décrits dans l’art antérieur dans un mode “récupération d’éthane”, combinée à une opération totalement flexible permettant très peu de récupération d’éthane tout en gardant une récupération de propane élevée en mode “rejet d’éthane”.
La présente invention a pour objet un procédé de production simultanée de gaz naturel traité et d’un courant riche en propane à partir d’un gaz d’alimentation comprenant du méthane, de l’éthane et des hydrocarbures ayant plus de trois atomes de carbone, ledit procédé comprenant les étapes suivantes :
Etape a) : on refroidit et on condense partiellement le gaz d’alimentation ;
Etape b) : on sépare le gaz refroidi issu de l’étape a) en un premier courant liquide et un premier courant gazeux à l’aide d’un premier pot séparateur de phases à une température T1 et une pression P1 ;
Etape c) : on détend, à l’aide d’un moyen de détente, au moins une partie du premier courant gazeux issu de l’étape b) ;
Etape d) : on introduit le gaz détendu issu de l’étape c) dans une première colonne à distiller à un premier niveau intermédiaire N’ ;
Etape e) : on récupère une coupe liquide en cuve de ladite première colonne à distiller et on l’introduit dans une deuxième colonne à distiller à un niveau d’alimentation M1 ;
caractérisé en ce qu’il comporte l’une ou l’autre des étapes suivantes en fonction du taux d’éthane désiré dans les courants produits :
Etape f) : pour obtenir des taux d’extraction d’éthane supérieurs à un premier seuil prédéterminé, on condense partiellement au moins une partie dudit premier courant gazeux issu de l’étape b) et on l’introduit dans un deuxième pot séparateur de phases à une pression P2 et une température T2 afin de produire un deuxième courant gazeux et un deuxième courant liquide, au moins une partie dudit deuxième courant gazeux est condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller à un niveau S1 supérieur au niveau N’ ;
Etape g) : pour obtenir des taux d’extraction d’éthane inférieurs à un deuxième seuil prédéterminé, on récupère une coupe gazeuse en tête de ladite deuxième colonne à distiller, puis on la condense avant de l’introduire dans ladite première colonne à distiller au niveau S1 supérieur au niveau N’.
Selon d’autres modes de réalisation, l’invention a aussi pour objet :
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que P2 est inférieure à P1 et T2 est inférieure à T1.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que l’étape f) comprend en outre l’étape f1) : on condense partiellement au moins une partie dudit deuxième courant gazeux issu du deuxième pot séparateur de phases et on l’introduit dans un troisième pot séparateur de phases à une pression P3 et une température T3 afin de produire un troisième courant gazeux et un troisième courant liquide, au moins une partie dudit troisième courant gazeux est condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller au niveau S1 supérieur au niveau N’.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que P1 < P2 < P3 et T1 < T2 < T3.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que ledit premier seuil prédéterminé est supérieur ou égal à 80%.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que ledit deuxième seuil prédéterminé est inférieur ou égal à 20%.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que ledit courant riche en propane comprend au moins 99,5% du propane initialement contenu dans le courant d’alimentation.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce que ledit courant riche en éthane comprend au moins 95% de l’éthane initialement contenu dans le courant d’alimentation.
Un procédé tel que défini précédemment, caractérisé en ce qu’une partie de la coupe gazeuse de la tête de la deuxième colonne à distiller est condensée dans un échangeur de chaleur par circulation d’une partie du gaz de tête de la première colonne à distiller.
Un procédé tel que défini précédemment, dans lequel :
• lors de l’étape a), le gaz d’alimentation est au moins partiellement condensé dans un premier échangeur de chaleur ; un courant liquide est extrait de la première colonne à distiller à un niveau intermédiaire S2 plus bas que le niveau N” et est partiellement vaporisé dans un deuxième échangeur de chaleur distinct dudit premier échangeur de chaleur;
• ladite coupe liquide récupérée lors de l’étape e) est pompée puis au moins partiellement vaporisée dans ledit deuxième échangeur de chaleur ; et • une fraction du gaz d’alimentation est refroidie dans ledit deuxième échangeur de chaleur.
La présente invention a aussi pour objet :
Une installation, pour la mise en œuvre du procédé tel que défini précédemment, de production simultanée de gaz naturel traité et d’un courant riche en propane à partir d’un gaz d’alimentation comprenant du méthane, de l’éthane et des hydrocarbures ayant plus de trois atomes de carbone, ledit procédé comprenant:
• un premier échangeur de chaleur pour refroidir de condenser un gaz d’alimentation ;
• un premier pot séparateur de phases pour séparer le gaz refroidi dans le premier moyen de condensation en un premier courant liquide et un premier courant gazeux ;
• une première colonne à distiller dans laquelle est introduite au moins une partie du premier courant gazeux à un premier niveau intermédiaire N’ ;
• une deuxième colonne à distiller dans laquelle une coupe liquide provenant de la cuve de ladite première colonne à distiller est introduite à au moins un niveau d’alimentation M1, M2 ;
J caractérisée en ce qu’elle comporte des moyens de production d’un courant, ayant un taux de récupération d’éthane supérieur à un seuil prédéterminé, provenant d’un deuxième pot séparateur de phases, situé en an aval du premier pot séparateur de phases, produisant un deuxième courant gazeux et un deuxième courant liquide, au moins une partie dudit deuxième courant gazeux étant condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller à un niveau S1 supérieur au niveau N’ ; et
J caractérisée en ce qu’elle comporte des moyens de production d’un courant, ayant un taux de récupération d’éthane inférieur à un deuxième seuil prédéterminé, provenant d’une coupe gazeuse en tête de ladite deuxième colonne à distiller, puis introduite dans ladite première colonne à distiller au niveau S1 supérieur au niveau N’.
Une installation telle que définie précédemment, caractérisée en ce qu’elle comporte un troisième pot séparateur de phases, situé en aval du deuxième pot séparateur de phases, produisant un troisième courant gazeux et un troisième courant liquide, au moins une partie dudit troisième courant gazeux étant condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller au niveau S1 supérieur au niveau N’.
Une installation telle que définie précédemment, caractérisée en ce qu’elle comporte un deuxième échangeur de chaleur apte à et conçu pour :
• partiellement vaporiser un courant liquide extrait de la première colonne à distiller à un niveau intermédiaire S2 plus bas que le niveau N” ainsi qu’une coupe liquide récupérée en cuve de ladite première colonne à distiller ; et • refroidir et au moins partiellement condenser une fraction du gaz d’alimentation.
Le procédé objet de la présente invention met en œuvre deux colonnes à distiller pour la récupération optimisée des produits hydrocarbures C3+ ou des produits hydrocarbures C2+. L’intégration thermique (échangeurs de chaleurs optimisés) permet de maximiser les performances du procédé. En outre, le procédé objet de la présente invention met en œuvre des condensations partielles et détentes successives pour optimiser les reflux fournis à la première colonne à distiller lors de l’étape f). Il est important d’optimiser la pression et la température opératoires de chacun des pots séparateurs de phases pour optimiser les performances.
Habituellement, le flux de gaz naturel est composé essentiellement de méthane. De préférence, le courant d'alimentation comprend au moins 80% mol de méthane. En fonction de la source, le gaz naturel contient des quantités d'hydrocarbures plus lourds que le méthane, tels que par exemple l'éthane, le propane, le butane et le pentane ainsi que certains hydrocarbures aromatiques. Le flux de gaz naturel contient également des produits non-hydrocarbures tels que H2O, N2, CO2, H2S et d'autres composés soufrés, le mercure et autres.
L'expression gaz naturel tqlle qu'utilisée dans la présente demande se rapporte à toute composition contenant des hydrocarbures dont au moins du méthane. Cela comprend une composition « brute » (préalablement à tout traitement ou lavage), ainsi que toute composition ayant été partiellement, substantiellement ou entièrement traitée pour la réduction et/ou élimination d'un ou plusieurs composés, y compris, mais sans s'y limiter, le soufre, le dioxyde de carbone, l'eau, le mercure et certains hydrocarbures lourds et aromatiques.
L'échangeur de chaleur peut être tout échangeur thermique, toute unité ou autre agencement adapté pour permettre le passage d'un certain nombre de flux, et ainsi permettre un échange de chaleur direct ou indirect entre une ou plusieurs lignes de fluide réfrigérant, et un ou plusieurs flux d'alimentation.
Le terme « taux d’extraction d’éthane » désigne le ratio du débit molaire partiel d’éthane contenu dans la coupe liquide en cuve de ladite première colonne à distiller récupérée à l’étape e) sur le débit molaire partiel d’éthane dans la gaz d’alimentation.
L’invention sera décrite de manière plus détaillée en se référant aux figures 1 et 2 qui illustrent deux modes de réalisation particuliers d’un procédé selon l’invention.
On désigne par une même référence un flux liquide et la conduite qui le véhicule, les pressions considérées sont des pressions absolues et les pourcentages considérés sont des pourcentages molaires.
Sur la figure 1, un flux d’alimentation de gaz naturel 1 à une pression PO, généralement élevée (supérieure à 20 bar a, préférentiellement supérieure à 30 bar
a) et une température T0 voisine de la température ambiante est séparé en deux courants : un courant principal 2 qui est refroidi dans un échangeur de chaleur 3 et un courant secondaire 4. Ces deux courants sont réunis pour former un courant de gaz naturel 5 pré refroidi à une température T1 qui alimente un premier pot séparateur de phases 6 produisant un premier courant gazeux 7 et un premier courant liquide 8. Le courant 7 est séparé en deux courants 9 et 10. Le courant 10 alimente un “turbo-expandeur” 11 dans lequel il est détendu pour former un courant 12 qui alimente une première colonne à distiller (ou colonne de fractionnement) 13 à un niveau d’introduction intermédiaire N’. Le courant liquide 8 est détendu 8’ dans un moyen de détente 14 et une partie 8” alimente la colonne 13 à un niveau d’introduction intermédiaire N” situé à un étage inférieur à l’étage N’. Par niveau intermédiaire, on entend un emplacement comportant des moyens de distillation audessus et au-dessous de ce niveau. La colonne 13 possède un rebouilleur/échangeur 15 et produit en tête 16 le gaz naturel traité 17 et en pied 18 un mélange de gaz liquéfiés 19. Le courant secondaire 4 est refroidi dans le rebouilleur 15 de la première colonne de fractionnement 13 avant d’être mélangé avec le courant 2 refroidi. La plus grande partie 20 du gaz traité 17 est réchauffée principalement dans l’échangeur de chaleur 3 jusqu’à une température T4 inférieure à T0. Le mélange 19 est pompé par une pompe 21 puis séparé en deux courants 22 et 23. Le courant 23 est envoyé vers une deuxième colonne à distiller 24 à un niveau d’introduction M1. Le courant 22, après réchauffage, est envoyé 22’ vers la colonne 24 à un niveau d’introduction M2. Le courant secondaire de gaz naturel 4 est refroidi dans l’échangeur 15 à contre-courant du courant 22 et assure le réchauffage précité du courant 22’.
La colonne 24 produit, en tête 25, un mélange gazeux 26 et en cuve 27, un mélange de gaz liquéfiés 28. La condensation du reflux 29 de la colonne 24 est assuré par un échangeur de chaleur 30 avec au moins une partie 31 du gaz traité 17.
La condensation du courant de tête 26 de la colonne 24 peut être effectuée dans un échangeur de chaleur 30 par circulation d’une partie 31 du courant de gaz traité 17 de tête de la première colonne 13, ce qui permet d’intégrer le ballon de reflux 32 et l’échangeur 30 au-dessus de la tête de colonne 24 et d’éviter la mise en œuvre d’une pompe de reflux.
Le ballon 32 permet de produire un courant gazeux 33 et un courant liquide 29.
Le mélange gazeux 33 est refroidi et totalement condensé dans l’échangeur de chaleur 3 par échange de chaleur avec le courant 20 de gaz traité 17 pour former le mélange 34. Ce mélange 34 est séparé en deux courants 35 et 36. Le courant 36 est envoyé vers la colonne 13 au niveau d’introduction N” après mélange avec le courant 8’ pour former le courant 8”. Pour des raisons de simplicité cette introduction est au même niveau d’introduction N” mais il est aussi possible d’effectuer une introduction à un niveau proche de celui-ci mais distinct.
Il est à noter que le courant 2 est refroidi dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17.
L’avantage de la présente invention est de permettre à l’utilisateur de choisir entre les deux options suivantes :
Soit il décide de mettre en œuvre le procédé en mode “rejet d’éthane”, c’est à dire qu’il souhaite que le épurant 28 contienne un taux d’éthane inférieur à un seuil prédéterminé.
Soit l’utilisateur met en œuvre le procédé en mode “récupération d’éthane”, c’est à dire qu’il souhaite que le courant 28 comporte un taux d’éthane supérieur à un certain seuil prédéterminé.
En mode « rejet d’éthane »:
Le courant 9 a un débit nul ou très faible. Cela signifie que l’intégralité ou presque du courant 7 est injectée dans le turbo-expandeur 11.
Le courant 34 est introduit en totalité (ou au moins pour plus de la moitié) à un niveau d’introduction S1 en tête de colonne après détente. Le niveau S1 étant un niveau supérieur à N’”, lui-même supérieur à N’.
En mode « récupération d’éthane »:
Le courant 9 est condensé dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 et détendu pour former, après détente, un courant diphasique 38. Ce courant 38 est séparé à une pression P2 et une température T2 dans un deuxième pot séparateur 39 en deux courants : un deuxième courant gazeux 40 et un deuxième courant liquide 41. P2 est inférieure à P1 et T2 est inférieure à T1. Le courant 40 est condensé dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 pour former le courant 42 qui alimente, après détente, la colonne 13 au niveau d’introduction S1. Le liquide 41 est sous refroidi dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 pour former le liquide 43 qui alimente, après détente, la colonne 13 au niveau d’introduction N’”.
Un deuxième mode de réalisation du procédé objet de la présente invention est représenté sur la figure 2.
Les références sont les mêmes que pour la figure 1.
Le procédé illustré sur cette figure 2 est semblable à celui qui est illustré sur la figure 1, les distinctions étant les suivantes :
En mode « récupération d’éthane »:
Le courant 40 est condensé dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 pour former, après détente, un nouveau courant diphasique 44. Ce courant 44 est introduit dans un troisième pot séparateur de phases 45 afin d’être séparé, à une pression P3 et une température T3, en un troisième courant gazeux |46 et un troisième courant liquide 47. P3 est inférieure à P2 et T3 est inférieure à T2. Le courant 46 est condensé dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 pour former le courant 48 qui alimente, après détente, la colonne 13 au niveau d’introduction S1 afin de former un reflux de tête de la colonne 13. Le liquide 47 est sous refroidi dans l’échangeur 3 à contre-courant avec le gaz traité 17 pour former le liquide 49 qui alimente, après détente, la colonne 13 au niveau d’introduction N’”.
En mode « rejet d’éthane »:
Le principe de fonctionnement ne change pas par rapport au procédé décrit selon la figure 1 dans ce même mode de “rejet d’éthane”, le courant 35 étant représenté en pointillé sur la figure 2.
Sur les deux figures, le gaz naturel traité final produit est représenté par le courant 50.
Optimisation énergétique à l’aide de l’échangeur 15 :
Dans les deux modes (rejet et récupération d’éthane), l’utilisation d’un échangeur 15, pour vaporiser une partie 51 du liquide de la colonne 13, intégré avec la condensation d’une partie 4 du gaz d’alimentation 1 et d’une vaporisation partielle de la coupe liquide 19 permet une diminution de la consommation électrique tout en utilisant un échangeur relativement simple à concevoir en utilisant la technologie d’échangeurs en aluminium brasé. Cet échangeur n’a aucune entrée diphasique et présente des différences de températures entre fluides chauds et fluides froids inférieures à 30°C à tout endroit de l’échangeur. Ces deux caractéristiques importantes rendent la technologie aluminium brasé tout à fait compatible avec le besoin.
Cette intégration thermique supplémentaire, couplée avec les caractéristiques du procédé objet de la présente invention en mode récupération d’éthane, permet d’atteindre des récupérations d’éthane très élevées (par exemple plus de 95%) habituellement (dans l’art antérieur) réalisées en utilisant un recyclage d’une partie du gaz produit 50 comprimé.
Les tableaux suivants récapitulent les conditions de mise en œuvre des modes de réalisations du procédé selon l’invention des figures 1 et 2.
Tableau 1 : bilan de matière du procédé de la figure 1 en mode « récupération d’éthane »:
Courant 1 Courant 28 Courant 50
C1 17100.00 36.30 17063.71
C2 1000.00 968.28 31.74
C3 500.00 499.37 0.63
iC4 120.00 119.99 0.01
nC4 200.00 199.99 0.01
iC5 100.00 100.00 0.00
nC5 80.00 80.00 0.00
nC6 40.00 40.00 0.00
nC7 18.00 18.00 0.00
N2 800.00 0.00 800.00
H2S 0.30 0.29 0.01
CO2 40.00 28.25 11.75
COS 0.70 0.70 0.00
CH3-S 1.00 1.00 0.00
Total 20000.00 2092.16 17907.87
Composition en kgmole/h
Tableau 2 : conditions opératoires du procédé de la figure 1 en mode « récupération d’éthane »:
Courant Fraction de vapeur Température (°C) Pression (bara) Débit molaire (kgmole/h)
1 1.000 35.0 68.0 20000
5 0.896 -40.1 66.5 20000
7 1.000 -40.1 66.5 17913
8 0.000 -40.1 66.5 2087
10 1.000 -40.1 66.5 12244
9 1.000 -40.1 66.5 5670
12 0.917 -86.7 22.1 12244
43 0.164 -75.2 45.0 1580
8’ 0.387 -64.1 22.1 2087
17 1.000 -105.4 21.9 17908
19 0.000 -0.4 22.1 2592
50 1.000 35.0 25.9 17908
34 0.160 -40.0 22.6 500
8” 0.345 -59.7 22.1 2587
2 1.000 35.0 68.0 11000
4 1.000 35.0 68.0 9000
26 1.000 6.0 23.1 505
33 1.000 4.5 23.1 500
28 0.000 24.8 23.3 2092
28 0.000 4.5 23.1 5
23 0.000 -0.3 23.3 1218
22 0.000 -0.3 23.3 1374
22’ 0.382 29.4 23.3 1374
20 1.000 -105.4 21.9 17102
I 31 1.000 -105.4 | 21.9 806
38 0.721 -76.2 46.0 5670
40 1.000 -76.2 46.0 4090
41 0.000 -76.2 46.0 1580
42 0.000 -103.0 45.0 4090
Tableau 3 : bilan de matière du procédé de la figure 1 en mode « rejet d’éthane »:
Courant 1 Courant 28 Courant 50
C1 17100.00 0.00 17099.97
C2 1000.00 14.85 985.19
C3 500.00 495.01 4.99
iC4 120.00 120.00 0.00
nC4 200.00 200.00 0.00
iC5 100.00 100.00 0.00
nC5 80.00 80.00 0.00
nC6 40.00 40.00 0.00
nC7 18.00 18.00 0.00
N2 800.00 0.00 800.00
H2S 0.30 0.01 0.29
CO2 40.00 0.00 40.00
COS 0.70 0.59 0.11
CH3-S 1.00 1.00 0.00
Total 20000.00 1069.46 18930.56
Composition (kgmole/h)
Tableau 4 : conditions opératoires du procédé de la figure 1 en mode « rejet d’éthane »:
Courant Fraction de vapeur Temperatur e(°C) Pression (bara) Débit molaire (kgmole/h)
1 1.000 35.0 68.0 20000
5 0.906 -37.6 66.5 20000
7 1.000 -37.6 66.5 18112
8 0.000 -37.6 66.5 1888
10 1.000 -37.6 66.5 18112
9 1.000 -38.2 66.5 0
12 0.933 -75.9 28.2 18112
43 0.000 -78.0 54.0 0
8’ 0.333 -56.2 28.2 1888
17 1.000 -80.4 28.0 18931
19 0.000 -9.2 28.2 1858
50 1.000 35.0 34.4 18931
34 0.000 -75.5 28.7 788
8” 0.333 -56.2 28.2 1888
2 1.000 35.0 68.0 16000
4 1.000 35.0 68.0 4000
26 1.000 -4.9 29.2 1772
33 1.000 -14.4 29.2 788
28 0.000 110.3 29.4 1069
29 0.000 -14.4 29.2 983
37 0.000 -75.5 28.2 788
23 0.000 -11.1 29.5 0
22 0.000 -9.1 29.4 1858
22’ 0.145 21.7 29.4 1858
20 1.000 -80.4 28.0 13983
31 1.000 -80.4 28.0 4947
38 0.000 -77.0 55.0 0
40 1.000 -77.0 55.0 0
41 0.000 -77.0 55.0 0
42 0.081 -75.5 54.0 0
37’ 0.000 -75.5 ( 28.2 788
Tableau 5 : bilan de matière du procédé de la figure 2 en mode « récupération d’éthane »:
Courant 1 Courant 28 Courant 50
C1 17100.00 36.55 17063.45
C2 1000.00 975.01 24.98
C3 500.00 499.66 0.33
iC4 120.00 119.99 0.00
nC4 200.00 200.00 0.00
iC5 100.00 100.00 0.00
nC5 80.00 80.00 0.00
nC6 40.00 40.00 0.00
nC7 18.00 18.00 0.00
N2 800.00 0.00 800.00
H2S 0.30 0.29 0.01
CO2 40.00 28.03 11.97
COS 0.70 0.70 0.00
CH3-S 1.00 1.00 0.00
Total 20000.00 2099.24 17900.75
Composition (kgmole/h)
Tableau 6 : conditions opératoires du procédé de la figure 2 en mode « récupération d’éthane »:
Courant Fraction de vapeur Température (°C) Pression (bara) Débit molaire (kgmole/h)
1 1.000 35.0 68.0 20000
5 0.892 -41.0 66.5 20000
7 1.000 -41.0 66.5 17835
8 0.000 -41.0 66.5 2165
10 1.000 -41.0 66.5 12306
9 1.000 -41.0 66.5 5529
12 0.914 -87.4 22.2 12306
43 0.000 -71.7 61.2 521
8’ 0.390 -65.3 22.2 2165
17 1.000 -105.7 22.0 17901
19 0.000 -2.2 22.2 2595
50 1.000 35.0 67.5 17901
34 0.000 -59.0 22.7 496
8” 0.323 -65.2 22.2 2655
2 1.000 35.0 68.0 11000
4 1.000 35.0 68.0 9000
26 1.000 3.9 23.2 501
33 1.000 2.3 23.2 496
28 0.000 24.7 23.4 2099
29 0.000 2.3 23.2 5
23 0.000 -2.1 23.4 1349
22 0.000 -2.1 23.4 1246
22’ 0.442 32.5 23.4 1246
20 1.000 -105.7 22.0 17095
31 1.000 -105.7 22.0 806
38 0.906 -62.1 62.2 5529
40 1.000 -62.1 62.2 5008
41 0.000 -62.1 62.2 521
44 0.604 -83.6 41.0 5008
46 1.000 -83.6 41.0 3025
47 0.000 -83.6 41.0 1982
49 0.000 -100.0 40.5 1982
Le procédé objet de la présente invention met en oeuvre un turbo-expandeur 11 et deux colonnes de fractionnement 13 et 24 associées à des échangeurs de chaleur 3, 15, 30. Les échangeurs qui assurent le pré refroidissement du gaz naturel avant sa détente dans le turbo-expandeur ainsi que la condensation des courants de gaz servant de reflux peuvent être constitués d’un ou de plusieurs corps d’échangeurs à plaques en aluminium brasé et conçus de façon particulière de façon à éviter toute distribution diphasique de réfrigérant.
Le procédé objet de la présente invention permet d’obtenir dans son mode de réalisation préféré un taux de récupération de propane supérieur à 99,5% et un taux récupération d’éthane ajustable de 0 à plus de 95%. Il ne nécessite pas de recyclage de gaz traité ce qui le rend particulièrement intéressant lorsque le gaz est destiné à une unité de déazotation. Etant donné que le taux de récupération de propane est très élevé ce procédé permet également de retirer du gaz naturel, le sulfure de carbonyle (COS) ainsi que les autres impuretés soufrées tel que le Méthyl Mercaptan (CH3SH).
Il peut être mis en œuvre de plusieurs façons différentes selon le choix de la disposition des alimentations de la première colonne13 et de l’agencement du condenseur de la seconde colonne 24. Le procédé n’utilise pas de rebouilleurs latéraux ce qui facilite son implantation et son opération.
Pour les échangeurs en aluminium brasé il est souvent nécessaire de séparer les phases liquides et vapeurs à l’aide d’un ballon pour les mélanger à l’entrée de chaque passage de chaque corps. Ceci est compliqué et coûteux. La distribution ainsi effectuée n’est pas parfaite. Il est donc nécessaire pour palier à cet inconvénient majeur de procéder autrement. Une technique connue consiste à séparer les phases et à les injecter séparément dans les échangeurs de chaleur. Il faut que les procédés soient adaptés mais il en résulte une perte d’efficacité thermodynamique. Le nouveau procédé n’utilisant pas de distributions diphasiques n’est pas confronté à ces problématiques.

Claims (13)

  1. REVENDICATIONS
    1. Procédé de production simultanée de gaz naturel traité (50) et d’un courant riche en propane (28) à partir d’un gaz d’alimentation (1) comprenant du méthane, de l’éthane et des hydrocarbures ayant plus de trois atomes de carbone, ledit procédé comprenant les étapes suivantes :
    Etape a) : on refroidit et on condense partiellement le gaz d’alimentation (1);
    Etape b) : on sépare le gaz refroidi (5) issu de l’étape a) en un premier courant liquide (8) et un premier courant gazeux (7) à l’aide d’un premier pot séparateur de phases (6) à une température T1 et une pression P1 ;
    Etape c) : on détend, à l’aide d’un moyen de détente (11), au moins une partie (10) du premier courant gazeux (7) issu de l’étape b) ;
    Etape d) : on introduit le gaz détendu (12) issu de l’étape c) dans une première colonne à distiller (13) à un premier niveau intermédiaire N’ ;
    Etape e) : on récupère une coupe liquide (19) en cuve (18) de ladite première colonne à distiller (13) et on l’introduit dans une deuxième colonne à distiller (24) à un niveau d’alimentation M1 ;
    caractérisé en ce qu’il comporte l’une ou l’autre des étapes suivantes en fonction du taux d’éthane désiré dans les courants produits :
    Etape f) : pour obtenir des taux d’extraction d’éthane supérieurs à un premier seuil prédéterminé, on condense partiellement au moins une partie (9) dudit premier courant gazeux (7) issu de l’étape b) et on l’introduit dans un deuxième pot séparateur de phases (39) à une pression P2 et une température T2 afin de produire un deuxième courant gazeux (40) et un deuxième courant liquide (41), au moins une partie dudit deuxième courant gazeux (7) est condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller (13) à un niveau S1 supérieur au niveau N’ ; |
    Etape g) : pour obtenir des taux d’extraction d’éthane inférieurs à un deuxième seuil prédéterminé, on récupère une coupe gazeuse (33) en tête de ladite deuxième colonne à distiller (24), puis on la condense avant de l’introduire dans ladite première colonne à distiller (13) au niveau S1 supérieur au niveau N’.
  2. 2. Procédé selon la revendication précédente caractérisé en ce que P2 est inférieure à P1 et T2 est inférieure à T1.
  3. 3. Procédé selon l’une des revendications précédentes caractérisé en ce que l’étape f) comprend en outre l’étape f1) : on condense partiellement au moins une partie dudit deuxième courant gazeux (40) issu du deuxième pot séparateur de phases (39) et on l’introduit dans un troisième pot séparateur de phases (45) à une pression P3 et une température T3 afin de produire un troisième courant gazeux (46) et un troisième courant liquide (47), au moins une partie dudit troisième courant gazeux est condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller (13) au niveau S1 supérieur au niveau N’.
  4. 4. Procédé selon la revendication précédente, caractérisé en ce que P1 < P2 < P3 et T1 < T2 < T3.
  5. 5. Procédé selon l’une des revendications précédentes, caractérisé en ce que ledit premier seuil prédéterminé est supérieur ou égal à 80%.
  6. 6. Procédé selon l’une des revendications précédentes, caractérisé en ce que ledit deuxième seuil prédéterminé est inférieur ou égal à 20%.
  7. 7. Procédé selon l’une des revendications précédentes, caractérisé en ce que ledit courant riche en propane (28) comprend au moins 99,5% du propane initialement contenu dans le courant d’alimentation (1).
  8. 8. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que ledit courant riche en éthane comprend au moins 95% de l’éthane initialement contenu dans le courant d’alimentation.
  9. 9. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu’une partie (26) de la coupe gazeuse de la tête de la deuxième colonne à distiller (24) est condensée dans un échangeur de chaleur (30) par circulation d’une partie (31) du gaz (17) de tête de la première colonne à distiller (13).
  10. 10. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel :
    lors de l’étape a), le gaz d’alimentation (1) est au moins partiellement condensé dans un premier échangeur de chaleur (3) ; un courant liquide (51) est extrait de la première colonne à distiller (13) à un niveau intermédiaire S2 plus bas que le niveau N” et est partiellement vaporisé dans un deuxième échangeur de chaleur (15) distinct dudit premier échangeur de chaleur (3) ;
    ladite coupe liquide (19) récupérée lors de l’étape e) est pompée puis au moins partiellement vaporisée dans ledit deuxième échangeur de chaleur (15) ; et une fraction (4) du gaz d’alimentation (1) est refroidie dans ledit deuxième échangeur de chaleur (15).
  11. 11. Installation, pour la mise en œuvre du procédé défini à l’une des revendications 1 à 10, de production simultanée de gaz naturel traité (50) et d’un courant riche en propane (28) à partir d’un gaz d’alimentation (1) comprenant du méthane, de l’éthane et des hydrocarbures ayant plus de trois atomes de carbone, ledit procédé comprenant :
    un premier échangeur de chaleur (3) pour refroidir de condenser un gaz d’alimentation (1);
    un premier pot séparateur de phases (6) pour séparer le gaz refroidi (5) dans le premier moyen de condensation (3) en un premier courant liquide (8) et un premier courant gazeux (7);
    une première colonne à distiller (13) dans laquelle est introduite au moins une partie du premier courant gazeux (7) à un premier niveau intermédiaire N’ ;
    une deuxième colonne à distiller (24) dans laquelle une coupe liquide (19) provenant de la cuve (18) de ladite première colonne à distiller (13) est introduite à au moins un niveau d’alimentation M1, M2 ;
    J caractérisée en ce qu’elle comporte des moyens de production d’un courant, ayant un taux dp récupération d’éthane supérieur à un seuil prédéterminé, provenant d’un deuxième pot séparateur de phases (39), situé en an aval du premier pot séparateur de phases, produisant un deuxième courant gazeux (40) et un deuxième courant liquide (41), au moins une partie dudit deuxième courant gazeux (7) étant condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller (13) à un niveau S1 supérieur au niveau N’ ; et
    J caractérisée en ce qu’elle comporte des moyens de production d’un courant, ayant un taux de récupération d’éthane inférieur à un deuxième seuil prédéterminé, provenant d’une coupe gazeuse (33) en tête de ladite deuxième colonne à distiller (24), puis introduite dans ladite première colonne à distiller (13) au niveau S1 supérieur au niveau N’.
  12. 12. Installation selon la revendication précédente, caractérisée en ce qu’elle comporte un troisième pot séparateur de phases (45), situé en aval du deuxième pot séparateur de phases, produisant un troisième courant gazeux (46) et un troisième courant liquide (47), au moins une partie dudit troisième courant gazeux étant condensée et introduite dans ladite première colonne à distiller (13) au niveau S1 supérieur au niveau N’.
  13. 13. Installation selon l’une des revendication 11 ou 12, caractérisée en ce qu’elle comporte un deuxième échangeur de chaleur (15) apte à et conçu pour :
    partiellement vaporiser un courant liquide (51) extrait de la première colonne à distiller (13) à un niveau intermédiaire S2 plus bas que le niveau N” ainsi qu’une coupe liquide (19) récupérée en cuve (18) de ladite première colonne à distiller (13) ; et refroidir et au moins partiellement condenser une fraction (4) du gaz d’alimentation (1).
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