MX2010011992A

MX2010011992A - Gas natural licuado y procesamiento de gas de hidrocarburo.

Info

Publication number: MX2010011992A
Application number: MX2010011992A
Authority: MX
Inventors: John D Wilkinson; Hank M Hudson; Kyle T Cuellar; Tony L Martinez
Original assignee: Ortloff Engineers Ltd
Priority date: 2008-05-16
Filing date: 2009-04-15
Publication date: 2010-11-30
Also published as: US8850849B2; US20130125582A1; US20090282865A1; CN102027304B; CO6311034A2; GB2472170A; WO2009140014A1; GB201019307D0; US20140096563A2; GB2472170B; CN102027304A; CA2723965A1; MY150987A

Abstract

Se describe un procedimiento para la recuperación de etano, etileno, propano, propileno e hidrocarburos más pesados a partir de una corriente de gas natural licuado (LNG) y una corriente de gas de hidrocarburo. La corriente de alimentación de LNG se divide en dos porciones. La primera porción se suministra a una columna de fraccionamiento en un punto de alimentación de la columna media superior. La segunda porción se dirige en relación al intercambio de calor con una primera porción de corriente de destilación más caliente que asciende desde las etapas de fraccionamiento de la columna; la corriente de alimentación de LNG se calienta parcialmente y la corriente de destilación se condensa por completo. La corriente de destilación condensada se divide en una corriente LNG "magra" y una corriente de reflujo, por lo que la corriente de reflujo se suministra a la columna en una posición de alimentación de columna superior. La segunda porción de la corriente de alimentación de LNG se calienta. adicionalmente para vaporizarla parcial o totalmente y, posteriormente, se suministra a la columna en una primera posición de alimentación de columna media inferior.

Description

GAS NATURAL LICUADO Y PROCESAMIENTO DE GAS DE HIDROCARBURO CAMPO DE LA INVENCION Esta invención se relaciona con un procedimiento para la separación de etano e hidrocarburos más pesados o propano e hidrocarburos más pesados de gas natural licuado (a continuación denominado como LNG, por sus siglas en inglés) combinado con la separación de un gas que contiene hidrocarburos para proporcionar una corriente de gas rica en metano volátil y una corriente de líquidos de gas natural (NGL) menos volátil o gas de petróleo licuado (LPG, por sus siglas, en inglés) . Los solicitantes reivindican el beneficio bajo el título 35, Código de los Estados Unidos, Sección 119(e) de la solicitud provisional de E.U.A. No. 61/053,814 la cual se presentó el 16 de mayo del 2008.

ANTECEDENTES DE LA INVENCION Como una alternativa al transporte por tuberías, el gas natural en lugares remotos algunas veces se licúa y transporta en tanques de LNG especiales para terminales receptoras y de almacenamiento de LNG apropiadas. El LNG después puede revaporizarse y utilizarse como combustible gaseoso de la misma manera que el gas natural . Aunque LNG habitualmente tiene una proporción mayor de metano, es decir, el metano comprende por lo menos 50 moles por ciento de LNG, también contiene cantidades relativamente menores de Ref. 214850 hidrocarburos más pesados tales como etano, propano, butanos y similares así como nitrógeno. Con frecuencia es necesario separar parte o la totalidad de los hidrocarburos más pesados del metano en el LNG de manera que el combustible gaseoso que resulta de la vaporización de LNG cumple con las especificaciones de tubería para valor de calentamiento. Además, con frecuencia también es deseable separar los hidrocarburos más pesados del metano y el etano debido a que estos hidrocarburos tienen un valor superior como productos líquidos (para uso, por ejemplo, como materias primas petroquímicas) que su valor como combustible.

Aunque existen muchos procesos los cuales se pueden utilizar para separar etano y/o propano e hidrocarburos más pesados de LNG, estos procedimientos con frecuencia deben equilibrarse entre una alta recuperación, bajos costos de utilidad y sencillez del procedimiento (y por lo tanto una baja inversión de capital). Las- patentes de E.U.A. Nos. 2,952,984; 3,837,172; 5,114,451; y 7,155,931 describen procedimientos relevantes para LNG capaces de recuperación de etano o propano mientras se produce LNG magro como una corriente de vapor que posteriormente se comprime para suministrar presión para introducirlo a una red de distribución de gas. No obstante, es posible disminuir los costos de utilidad si el LNG magro se produce en vez de esto como una corriente de líquido que puede ser bombeada (en vez de comprimida) a la presión de suministro de la red de distribución de gas, en donde el LNG magro posteriormente se vaporiza utilizando una fuente debajo del nivel de calor externo u otro medio. Las patentes de E.U.A. Nos. 6,604,380; 6,907,752; 6,941,771; 7,069,743; y 7,216,50? y las solicitudes copendientes Nos. 11/7.49,268 y 12/060,362 describen estos procedimientos.

La economía y almacenamiento y distribución con frecuencia determinan que las terminales receptoras de LNG se localizan cerca de las líneas de transmisión de gas natural que transportarán el LNG revaporizado a los consumidores. En muchos casos, estas áreas también . tienen plantas para procedimiento de gas natural producido en la región para recuperar los hidrocarburos más pesados contenidos en el gas natural . Los procedimientos disponibles para separar estos hidrocarburos más pesados incluyen aquellos que se basan en enfriamiento y refrigeración de gas, absorción de aceite y absorción de aceite refrigerado. Adicionalmente , los procedimientos criogénicos se han vuelto populares debido a la disponibilidad de equipo económico que produce energía mientras que simultáneamente expanden y extraen calor del gas que es procesado. Dependiendo de la -presión de la fuente de gas, la riqueza del gas (su contenido de etano, etileno e hidrocarburos más pesados) y los productos finales deseados, se pueden utilizar cada uno de estos procedimientos o una combinación de los mismos .

El procedimiento de expansión criogénica ahora es preferido de manera general para recuperación de líquidos de gas natural debido a que proporciona sencillez máxima con facilidad de arranque, flexibilidad de operación, buena eficiencia, seguridad y buena conflabilidad. Las patentes de E.U.A. Nos. 3, 292, 380; 4, 061, 481; 4, 140, 504; 4 , 157 , 904 4, 171, 964; 4, 185, 978; 4, 251, 249; 4,278,457; 4, 519, 824 4, 617, 039; 4,687,499; 4 , 689, 063 ,· 4 , 690, 702 ; 4 , 854 ,955 4, 869, 740; 4, 889, 545; 5,275, 005; 5, 555, 748; 5, 566, 554 5, 568, 737; 5, 771, 712; 5, 799, 507; 5, 881, 569; 5,890,378 5,983,664; 6, 182, 469; 6, 578, 379; 6, 712, 880; 6, 915, 662 7,191,617; 7,219,513; la reexpedición de la patente de E.U.A. No. 33,408; y las solicitudes copendientes Nos. 11/430,412; 11/839,693; 11/971,491; y 12/206,230 describen procedimientos relevantes (aunque la descripción de la presente invención se basa en condiciones de procesamiento diferentes que las descritas en las patentes de E.U.A. mencionadas).

BREVE DESCRIPCION DE LA INVENCION La presente invención se relaciona de manera general con la recuperación integrada de etileno, etano, propileno, propano e hidrocarburos más pesados a partir de las corrientes de LNG y gas. Utiliza una distribución de procedimiento novedosa para integrar el calentamiento de la corriente de LNG y el enfriamiento de la corriente de gas para eliminar la necesidad de un vaporizador separado y la necesidad de refrigeración externa, lo que permite que haya una elevada recuperación del componente C2 mientras se mantiene el equipo de procesamiento sencillo y con una baja inversión de capital. Además, la presente invención proporciona una reducción en los insumos (energía y calor) que se requieren para procesar las corrientes de LNG y gas, lo que resulta en costos de operación menores en comparación con otros procedimientos y también proporciona una reducción significativa en inversión del capital.

La patente de E.U.A. No. 7,216,507 del cesionario, hasta ahora ha sido utilizada para recuperar componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados en plantas que procesan LNG mientras que la patente de E.U.A. No. 5,568,737 de beneficiario es utilizado para recuperar componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados en plantas que procesan gas natural. Sorprendentemente, los solicitantes han encontrado que al integrar ciertas características de la invención de la patente de E.U.A. No. 7,216,507 del beneficiario con ciertas características de la patente de E.U.A. No. 5,568,737 del beneficiario, se pueden llegar a niveles de recuperación del componente C2 extremadamente altos utilizando menos energía que la que se requeriría por plantas individuales para procesar por separado el LNG y el gas natural .

Un análisis típico de una corriente de LNG que va a ser procesada de acuerdo con esta invención sería, en por ciento molar aproximado, 92.2% de metano, 6.0% de etano y otros componentes de C2, 1.1% de propano y otros componentes C3 y trazas de materiales superiores al butano con el resto constituido de nitrógeno. Un análisis típico de una corriente de gas que va a ser procesado de acuerdo con esta invención sería, en por ciento molar aproximado, 80.1% de metano, 9.5% de etano y otros componentes de C2, 5.6% de propano y otros componentes de C3, 1.3% de isobutano, 1.1% de butano normal, 0.8% de materiales superiores al pentano, en donde el resto está constituido de nitrógeno y dióxido de carbono. Los gases que contienen azufre algunas veces también están presentes.

BREVE DESCRIPCION DE LAS FIGURAS Para una mejor comprensión de la presente invención, se hace referencia a los siguientes ejemplos y figuras. Con referencia a las figuras: la figura 1 es un diagrama de flujo de una planta de procesamiento de gas natural caso base utilizando LNG para proporcionar su refrigeración; la figura 2 es un diagrama de flujo de plantas de procesamiento de LNG y gas natural, caso basé, de acuerdo con las patentes de E.U.A. Nos. 7,216,507 y 5,568,737, respectivamente; la figura 3 es un diagrama de flujo de una planta de procesamiento de LNG y gas natural de acuerdo con la presente invención; y la figura 4 a la figura 8 son diagramas de flujo que ilustran medios alternativos de aplicación de la presente invención a corrientes de LNG y de gas natural.

DESCRIPCION DETALLADA DE LA INVENCION La figura 1 y la figura 2 se proporcionan para cuantificar las ventajas de la presente invención.

En la siguiente explicación de las figuras anteriores se proporcionan tablas que resumen los caudales calculados para condiciones de procedimiento representativas. En las tablas que aparecen en la presente los valores para caudales (en moles por hora) se han redondeado al número entero más cercano por comodidad. Las tasas de corriente total que se muestran en las tablas incluyen todos los componentes no hidrocarburos y por lo tanto generalmente son mayores que la suma de los caudales de corriente para los componentes de hidrocarburo. Las temperaturas indicadas son los valores aproximados redondeados hasta el grado más cercano. También debe hacerse notar que los cálculos de diseño de procedimiento realizados para el propósito de comparar los procedimientos mostrados en las figuras se basan en la suposición de que no hay fuga de calor de (o hacia) el medio circundante hacia (o desde) el procedimiento. La calidad de los materiales aislantes disponibles comercialmente vuelve esta una suposición muy razonable y es una que habitualmente se realiza por los expertos en el ámbito .

Por comodidad, los parámetros de procedimiento se reportan en las unidades británicas tradicionales como en las unidades del Systéme International d'Unités (SI) . Los caudales molares proporcionados en las tablas se pueden interpretar como libras moles por hora o kilogramo moles por hora. Los consumos de energía se reportan como caballos de fuerza (HP, por sus siglas en inglés) y/o miles de unidades térmicas británicas por hora (MBTU/h) que corresponden a los caudales molares establecidos en libras moles por hora. Los consumos de energía se reportan como kilowatts (kW) y corresponden a los caudales molares establecidos en kilogramos moles por hora.

La figura 1 es un diagrama de flujo que muestra el diseño de una planta de procesamiento para recuperar componentes C2+ de gas natural utilizando una corriente de LNG para proporcionar refrigeración. En la simulación del procedimiento de la figura 1, el gas de admisión entra a la planta a 52°C [126°F] y 4,137 kPa(a) [600 psia] como la corriente 31. Si el gas de entrada contiene una concentración de compuestos de azufre la cual podría evitar que las corrientes de producto satisfaga las especificaciones, se eliminan los compuestos de azufre por pretratamiento apropiado del gas de alimentación (no ilustrado). Además, la corriente de alimentación habitualmente se deshidrata para evitar la formación de hidratos (hielo) bajo condiciones criogénicas. Habitualmente se utiliza para este fin desecante sólido.

La corriente 31 de gas de entrada se enfría en un intercambiador 12 de calor por intercambio de calor con una porción (corriente 72a) de LNG parcialmente calentado a -114 °C [-174 °F] y corriente de destilación de enfriamiento 38a a -77°C [-107°F] . La corriente 31a enfriada entra al separador 13 a -62°C ,[-79°F] y 4,027 kPa (a) [584 psia] en donde el vapor (corriente 34) se separa del líquido condensado (corriente 35) . La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado , por ejemplo, la válvula 17 de expansión a una presión de operación (aproximadamente 2,965 kPa(a) [430 psia]) de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35a expandida abandona la válvula 17 de expansión y alcanza una temperatura de -70°C (-93°F) y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un primer punto de alimentación de columna media .

El vapor del separador 13 -(corriente 34) entra a una máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica desde esta porción de la alimentación a alta presión. La máquina 10 expande el vapor de manera sustancialmente isentropical hasta- ligeramente por encima de la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo que enfría la corriente 34a expandida a una temperatura de aproximadamente -74 °C [-101°F] . Los expansores típicos disponibles comercialmente son capaces de recuperar en un orden de 80-88% del trabajo disponible teóricamente en una expansión isentrópica ideal. El trabajo recuperado con frecuencia se utiliza para impulsar un compresor centrífugo (por ejemplo, el artículo 11) que se puede utilizar para recomprimir la corriente de destilación calentada (corriente 38b), por ejemplo. La corriente 34a expandida se enfría adicionalmente a -87 °C [-124°F] en el intercambiador 14 de calor por intercambio de calor con la corriente 34 de destilación fría a -97°C [-143°F], por lo que la corriente 34b expandida y parcialmente condensada posteriormente se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de la columna media.

El desmetalizador en la torre 20 es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de bandejas separadas verticalmente , uno o más lechos empacados, o alguna combinación de bandejas y empacado para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que descienden y los vapores que ascienden. La columna también incluyen hervidores (por ejemplo, el hervidor 19) el cual puede calentar y vaporizar una porción de líquidos que fluyen hacia abajo en - il ¬ la columna para proporcionar vapores de extracción los cuales ascienden en la columna separando el producto líquido, la corriente 41, del metano y componentes más ligeros. La corriente 41 de producto líquido sale del fondo de la torre a 37°C [99°F] , en base en una especificación típica de una relación de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo.

La corriente 43 de destilación superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -97°C [-143 °F] y se divide en dos porciones, las corrientes 44 y 47. La primera porción, la corriente 44, fluye a un condensador 25 de .reflujo en donde se enfría a -149°C [-237°F] y se condensa totalmente por intercambio de calor con una porción (corriente 72) de LNG frío (corriente 71a) . La corriente 44a condensada entra al separador 23 de reflujo en donde se separa el líquido condensado (corriente 46) de cualquier vapor no condensado (corriente 45) . La corriente 46 de líquido del separador 23 de reflujo es bombeada por la bomba 24 de reflujo a una presión ligeramente por encima de la presión de operación del desmetanizador 20 y la corriente 46a después se suministra como una alimentación (reflujo) de columna superior fría al desmetanizador 20. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que ascienden en la sección superior del desmetanizador 20.

La segunda porción (corriente 47) de la corriente 43 de vapor superior se combina con cualquier vapor no condensado (corriente 45) del separador 23 de reflujo para formar la corriente 38 de destilación fría a -97°C [-143°F]. La corriente 38 de destilación pasa a contracorriente a la corriente 34a expandida en . el intercambiador 14 de calor en donde se calienta a -77°C [-107°F] (corriente 38a) y a contracorriente al gas de admisión en el intercambiador 12 de calor en donde se calienta a 8°C [47°F] (corriente 38b) . La corriente de destilación después se recomprime en dos etapas. La primera etapa es un compresor 11 impulsado por la máquina 10 de expansión. La segunda etapa es un compresor 21 impulsado por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de ventas (corriente 38d) . Después de enfriar a 52°C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38e se combina con la corriente 71b de LNG tibio para formar un producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye hacia la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia] , suficiente para satisfacer los requerimientos de línea.

El LNG (corriente 71) del tanque 50 de LNG entra a la bomba 51 a -157°C [-251°F] . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de intercambiadores de calor desde aquí a la tubería de gas de ventas. La corriente 71a sale de la bomba 51 a -152°C [-242°F] y 9401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, las corrientes 72 y 73. La primera porción, la corriente 72 se calienta como se ha descrito previamente a -114°C [-174°F] en el condensador 25 de reflujo de manera que proporciona enfriamiento a la porción (corriente 44) de la corriente 43 de vapor superior desde la torre 20 de fraccionamiento y a 6°C [43°F] en el intercambiador 12 de calor de manera que proporcione enfriamiento al gas de entrada. La segunda porción, la corriente 73. se calienta a 2°C [35°F] en el intercambiador de calor 53 utilizando calor de instalación de bajo nivel. Las corrientes calentadas 72b y 73a se recombinan para formar la corriente 71b de LNG caliente a 4°C [40°F] la cual posteriormente se combina con la corriente 38e de destilación para formar la corriente 42 de gas residual como se ha descrito previamente.

En la siguiente tabla se establece un resumen de los caudales de corriente y el consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en la figura 1: Tabla I (FIGURA 1) Resumen de flujo de corrientes - libras moles/h [kg moles/h] Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 31 42,545 5,048 2,972 1,658 53,145 34 33,481 1,606 279 39 36,221 Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 43 50, 499 25 0 51, 534 44 8, 055 4 0 8, 221 45 0 0 0 0 0 46 8, 055 4 0 0 8,221 47 42, 444 21 0 0 43, 313 38 42, 444 21 0 0 43, 313 71 40, 293 2, 642 491 3 43 , 689 72 27, 601 1, 810 336 2 29, 927 73 12, 692 832 155 1 13 , 762 42 82, 737 2,663 491 3 87, 002 41 101 5, 027 , 972 1,658 9, 832 Recuperaciones* Etano 65.37% Propano 85.83% Superiores a butano 99, 83% Energía Bomba de alimentación LNG 3,561 HP [ 5,854 kW] Bomba de reflujo 23 HP [ 38 kW] Compresor de gas de residuo 24,612 HP [40,462 kW] Totales 28,196 HP [46,354 kW] Calor de la instalación de bajo nivel • Calentador LNG 68,990 MBTU/h [44,564 kW] Calor de la instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador -80,020 MBTU/h [51,689 kW] Energía específica HP-h/libras mol 2.868 [k /h/kg mol] [4.715] * (En base en caudales no redondeados) Las recuperaciones que se reportan en la tabla 1 se calculan en relación a la cantidades totales de etano, propano y materiales superiores a butano contenidos en la corriente de gas que es procesada en la planta y en la corriente de LNG. Aunque las recuperaciones son muy altas en relación a los hidrocarburos más pesados contenidos en el gas que es procesado (99.58%, 100.00% y 100.00%, respectivamente para etano, propano y materiales superiores al butano) , ninguno de los hidrocarburos más pesados contenidos en la corriente de LNG es captada en el procedimiento de la figura 1. De hecho, dependiendo de la composición de la corriente 71 de LNG, la corriente 42 de gas residual producida por el procedimiento de la figura 1 puede no satisfacer todas las especificaciones de tubería. La energía específica reportada en la tabla I es la energía consumida por unidad de producto líquido recuperado y es un indicador de la eficiencia general del procedimiento.

La figura 2 es un diagrama de flujo que muestra el procedimiento para recuperar los componentes superiores a C2 a partir de LNG y gas natural de acuerdo con las patentes de E.U.A. números 7,216,507 y 5,568,737 respectivamente, con la corriente de LNG procesado utilizada para proporcionar refrigeración para la planta de gas natural. El procedimiento de la figura 2 se ha aplicado a la misma corriente de LNG y las composiciones y condiciones de la corriente de gas de entrada, como se ha descrito previamente para la figura 1.

En la simulación del procedimiento de la figura 2, el LNG que va a ser procesado (corriente 71) a partir del tanque 50 de LNG entra a la bomba 51 a -157°C [-251°F] . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de intercambiadores de calor desde aquí a la máquina 55 de expansión. La corriente 71a sale de la bomba a -152°C [-242°F] y 9,401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, las corrientes 75 y 76. La primera porción, la corriente 75, se expande a la presión de operación (aproximadamente 2859 kPa(a) [415 psia]) de la columna 62 de fraccionamiento por. la válvula 58 de expansión. La corriente 75a expandida abandona la válvula 58 de expansión a -150°C [-238°F] y posteriormente se suministra a la torre 62 en un punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción, la corriente 76 se calienta a -62°C [-79°F] en el intercambiador de calor 52 por enfriamiento de la corriente 79a de destilación superior, comprimida a -57°C [-70°F] y la corriente 82 de reflujo a -89°C [-128°F] . La corriente 76a calentada parcialmente se calienta adicionalmente y se vaporiza en el intercambiador 53 de calor utilizando calor de instalación de bajo nivel. La corriente 76b calentada a -20°C [-5°F] y 9,195 kPa(a) [1334 psia] entra a la máquina 55 de expansión de trabajo en la cual la energía mecánica se extrae desde esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 55 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a una presión de operación de torre, con el trabajo de expansión enfriando la corriente 76c expandida a una temperatura de aproximadamente -77°C [-107°F] antes de ser suministrada como alimentación a la columna 62 de fraccionamiento en un punto de alimentación de columna media inferior.

El desmetanizador en la columna 62 de fraccionamiento es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de bandejas separadas verticalmente , uno o más lechos empacados o alguna combinación de bandejas y empacados que consisten de dos secciones. La sección absorbente superior (de rectificación) contiene las bandejas y/o empacados para proporcionar el contacto necesario entre los vapores que ascienden y el líquido frío que desciende para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados; la sección de extracción (desmetanizante) inferior contiene las bandejas y/o empacados para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que descienden y los vapores que ascienden. La sección desmetanizante también incluye uno o más hervidores (por ejemplo, el hervidor 60 lateral que utiliza calor de instalación de bajo nivel, y el hervidor 61 que utiliza calor de instalación de alto nivel) los cuales calientan y vaporizan una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo de la columna para proporcionar los vapores de separación que fluyen hacia arriba de la columna. La corriente 80 de líquido de la columna sale del fondo de la torre a 12 °C [54 °F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 sobre una base molar en el producto del fondo.

La parte superior de la corriente 79 de destilación se extrae desde la sección superior de la torre 62 de fraccionamiento a -98°C [-144°F] y fluye al compresor 56 impulsado por la máquina 55 de expansión en donde se comprime a 5,567 kPa(a) [807 psia] (corriente 79a) . A esta presión, la corriente se condensa totalmente conforme se enfría a -89°C [-128°F] en un intercambiador de calor 52, como se ha descrito previamente. El líquido condensado (corriente 79b) después se divide en dos porciones, corriente 83 y 82. La primera porción (corriente 83) es una corriente de LNG magro rico en metano, la cual es bombeada por la bomba 63 a 8,756 kPa(a) [1270 psia] para vaporización subsecuente en el intercambiador de calor 12, calentando la corriente 83a a 4°C [40°F] como se describen dos párrafos más adelante para producir la corriente 83b de LNG magro caliente.

La porción remanente de la corriente 79b de líquido condensada, la corriente 82 de reflujo, fluye hacia el intercambiador 82 de calor en donde es subenfriada a -149°C [-247°F] por un intercambiador de calor con una porción del LNG frío (corriente 76), como se h descrito previamente. La corriente 82a subenfriada después se expande a una presión de operación del desmetanizador 62 por la válvula 57 de expansión. La corriente 82b expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como alimentación (reflujo) de columna superior fría al desmetanizador 62. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 62.

En la simulación del procedimiento de la figura 2, el gas de admisión entra a la planta a 52°C [126°F] y 4,137 kPa(a) [600 psia], como, la corriente 31. La corriente 31 de alimentación se enfría en el intercambiador 12 de calor por intercambio de calor con LNG magro frío (corriente 83a) a -82°C [-116°F] , enfría la corriente 38a de destilación a -71°C [-96°F] y desmetaniza líquidos (corriente 39) a -20°C [-3°F] . La corriente 31a enfriada entra al separador 13 a -55°C [-67°F] y 4,027 kPa(a) [584 psia] en donde el vapor (corriente 33) se separa del líquido condensado (corriente 35) . La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 17 de expansión a una .presión de operación (aproximadamente de 2583 kPa(a) [375 psia]) de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35a expandida que deja la válvula 17 de expansión alcanza una temperatura de -65°C [-86°F] y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un primer punto de alimentación de columna media inferior.

La corriente 33 de vapor del separador 13 se divide en dos corrientes, 32 y 34. La corriente 32, que contiene aproximadamente 22% del . vapor total pasa a través del intercambiador de calor 14 en relación de intercambio de calor con la corriente 38 de destilación fría a -101°.C [-150°F] en donde se enfría hasta condensación sustancial. La corriente 32a condensada sustancialmente , resultante, a -98°C [-144°F] después se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 16 de expansión, a una presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento, enfriando la corriente 32b a -100°C [-148°F] antes de ser suministrada a la torre 20 de fraccionamiento a un punto de alimentación de columna media superior.

El 78% remanente del vapor del separador 13 (corriente 34) entra a la máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de la alimentación a alta presión. La máquina 10 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a la presión de operación de la torre, con el trabajo de expansión que enfría la corriente 34a expandida a una temperatura de aproximadamente -73°C [-100°F] . La corriente 34a expandida y condensada parcialmente después se suministra como alimentación a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

El desmetanizador en la columna 20 de fraccionamiento es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de bandejas separadas verticalmente , uno o más lechos empacados o alguna combinación de bandejas y empacado que consiste de dos secciones. La sección absorbente superior (rectificación) contiene las bandejas y/o empacado para proporcionar el contacto necesario entre el vapor que asciende y el líquido frío que desciende para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados; la sección de extracción inferior (desmetanización) contiene las bandejas y/o empacado para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que descienden y los vapores que ascienden. La sección desmetanizante también incluye uno o más hervidores (por ejemplo, el hervidor lateral en el intercambiador de calor 12 descrito previamente, y el hervidor 19 utilizando calor de instalación de alto nivel) el cual calienta y vaporiza una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo de la columna para proporcionar los vapores de extracción los cuales fluyen hacia arriba de la columna. La corriente 40 de líquido de la columna sale del fondo de la torre a 30°C [85°F] , en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior y se combina con el vapor 80 para formar el producto líquido (corriente 41) .

La corriente 38 de destilación superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -101°C [-150°F] . Pasa de manera concurrente a la corriente 32 de vapor y la corriente 36a de reciclado en el intercambiador de calor 14 en donde se calienta a -71°C [-96°F] (corriente 38a) y de manera concurrente a la corriente 31 de gas de admisión y la corriente 36 de reciclado en el intercambiador de calor 12 en donde se calienta a -15°C [6°F] (corriente 38b) . La corriente de destilación después se vuelve a-comprimir en dos etapas. La primera etapa es el compresor 11 impulsado por la máquina 10 de expansión. La segunda etapa es el compresor 21 impulsado por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de ventas (corriente 32d) . Después de enfriar a 52 °C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38e se divide en dos porciones, la corriente 37 y la corriente 36 de reciclado. La corriente 37 se combina con la corriente 83b de LNG magro caliente para formar el producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye hacia la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia] , suficiente para satisfacer los requerimientos de línea.

La corriente 36 de reciclado fluye al intercambiador de calor 12 y se enfría a -75°C [-102 °F] por intercambio de calor con LNG magro frío (corriente 83a) , corriente 38a de destilación fría y líquidos desmetanizantes (corriente 39), como se describe previamente. La corriente 36a se enfría adicionalmente a -98°C [-144°F] por intercambio de calor con la corriente 38 de destilación fría en el intercambiador de calor 14, como se ha descrito previamente. La corriente 36b sustancialmente condensada después se expande a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 15 de expansión a la presión de operación del desmetanizador, lo que resulta en enfriamiento de la corriente total a -102°C [-152°F] . La corriente 36c expandida después se suministra a la torre 20 de fraccionamiento como la alimentación de columna superior. La porción de vapor de la corriente 36c se combina con los vapores que ascienden desde la etapa de fraccionamiento superior de la columna para formar la corriente 38 de destilación la cual es extraída desde una región superior la torre, como se describe en lo anterior.

Un resumen de los caudales de corriente y consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en figura 2 se establece en la siguiente tabla: Tabla II (FIGURA 2) Resumen de flujo de corriente - Libras moles/h [kg moles/h] Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butano 31 42, 545 5, 048 2, 972 1,658 53 , 145 33 36, 197 2, 152 429 64 39, 690 35 6, 348 2, 896 2, 543 1, 594 13,455 32 8, 027 477 95 14 8,801 34 28, 170 1, 675 334 50 30, 889 38 52, 982 30 0 0 54, 112 36 10, 537 6 0 0 10, 762 37 42,445 24 0 0 43 , 350 40 100 5, 024 2,972 1,658 9, 795 71 40, 293 2, 642 491 3 43,689 75 4, 835 317 59 0 5,243 76 35,458 2, 325 432 3 38,446 79 45, 588 16 0 0 45, 898 82 5, 348 2 0 0 5, 385 Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butano 83 40, 240 14 0 0 40, 513 80 53 2, 628 491 3 3, 176 42 82, 685 38 0 0 83,863 41 ' 153 7, 652 3,463 1, 661 12 , 971 Etano 99.51% Propano 100.00% Superiores a butano 100.00% Energía Bomba de alimentación de LNG 3, 561 HP [ 5, 854 kW] Bomba de producto de LNG 1,746 HP [ 2,870 kW] Compresor de gas residual 31,674 HP _[ 52,072 kW] Totales 36,981 HP [ 60,796 kW] Calor de instalación de bajo nivel Calentador de alimentación de líquido 66,200 MBTU/h [42,762 kW] Hervidor desmetanizador 60 23,350 MBTU/h [15,083 k ] Totales 89, 550 MBTU/h [57¿845 kW] Calor de instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador 19 20,080 MBTU/h [12,971 kW] Hervidor desmetanizador 61 3,400 MBTU/h [ 2,196 kW] Totales 23,480 MBTU/h [15,167 kW] Energía específica HP-h/libras mol 2,851 [kW-h/kg mol] [ 4.687] * (Basado en caudales no redondeados) La comparación de los niveles de recuperación mostrada' en las Tablas I y II muestra que la recuperación de líquidos de los procedimientos de la figura 2. es mucho mayor que la de los procedimientos de la figura 1 debido a la recuperación de los líquidos de hidrocarburo más pesados contenidos en la corriente de LNG en la torre de fraccionamiento 62. La recuperación de etano mejora de 65.37% a 99.51%, la recuperación de propano mejora de 85.83% a 100.00% y la recuperación de materiales superiores a butano mejora de 99.83% a 100.00%. Además, la eficiencia de procedimiento de los procedimientos de la figura 2 mejora en aproximadamente 1% en términos de la energía específica en relación a los procedimientos de la figura 1.

Ejemplo 1 La figura 3 ilustra un diagrama de flujo de un procedimiento de acuerdo con la presente invención. Las composiciones de la corriente de LNG y de la corriente de gas de entrada así como las condiciones consideradas en el procedimiento presentado en las figuras 3 son las mismas que los. mostrados en los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2. En consecuencia, los procedimientos de la figura 3 se pueden comparar con los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2 para ilustrar las ventajas de la presente invención.

En la simulación del procedimiento de la figura 3, el LNG que va a ser procesado (corriente 71) del tanque 50 de LNG entra a la bomba 51 a -157°C [-251°F] . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de los intercambiadores de calor y desde aquí al separador 54. La corriente 71a sale de la bomba a -152°C [-242°F] y 9,401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, las corrientes 72 y 73. La primera porción, la corriente 72 se vuelve la corriente 75 y se expande a la presión de operación (aproximadamente 2,859 kPa(a) [415 psia] ) de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 58 de expansión. La corriente 75a expandida abandona la válvula 58 de expansión a -150°C [-238°F] y posteriormente se suministra a la torre 62 en un punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción, la corriente 73, se calienta antes de entrar al separador 54 de manera que la totalidad o una porción de la misma se vaporiza. En el ejemplo que se muestra en la figura 3, la corriente 73 primero se calienta a -61°C [-77°F] en el intercambiador de . calor 52 por enfriamiento de la corriente 79a de destilación superior comprimida a -57 °C [-70°F] y la corriente 81 de reflujo a -82°C [-116°F] . La corriente 73a parcialmente calentada se vuelve la corriente 76 y se calienta adicionalmente en el intercambiador 53 de calor utilizando calor de instalación de bajo nivel (el calor de instalación de alto nivel, por ejemplo, el medio de calentamiento utilizado en el hervidor 61 de la torre normalmente es más costoso que el calor de instalación de bajo nivel, de manera que los costos de operación menores habitualmente se obtienen cuando se hace uso de calor de bajo nivel, por ejemplo, agua de mar, que se maximiza y se minimiza el calor de instalación de alto nivel) . Nótese que en todos los casos los intercambiadores 52 y 53 son representativos de una multitud de intercambiadores de calor individuales o de un intercambiador de calor único, de paso múltiple o cualquier combinación de los mismos (la decisión respecto a si se utiliza más de un intercambiador de calor para los dispositivos de calentamiento indicados dependerá de varios factores que incluyen, pero que no se limitan a caudal de admisión de LNG, tamaño del intercambiador de calor, . temperaturas de corriente, etc.).

La corriente 76a calentada entra al separador 54 a -20°C [-5°F] y 9,195 kPa(a) [1334 psia] en donde el vapor (la corriente 77) se separa de cualquier líquido remanente (corriente 78) ... La corriente 77 de vapor entra a la máquina 55 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 55 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a la presión de operación de la torre, con el trabajo de expansión que enfría la corriente 77a expandida a una temperatura de aproximadamente -77°C [-107°F]. El trabajo recuperado con frecuencia se utiliza para impulsar un compresor centrífugo (por ejemplo, el artículo 56) que puede ser utilizado para volver a comprimir el vapor superior de la columna (corriente 79), por ejemplo. La corriente 77a expandida y parcialmente condensada posteriormente se suministra como alimentación a la columna 62 de fraccionamiento en un punto de alimentación de columna media inferior. El líquido separador (corriente 78) , si lo hay, se expande a la presión de operación de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 59 de expansión antes de que el vapor 78a expandido sea suministrado a la torre 62 de fraccionamiento en . un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

El desmetanizador en la columna 62 de fraccionamiento es una columna de. destilación convencional que contiene una pluralidad de bandejas separadas verticalmente, uno o más lechos empacados o alguna combinación de bandejas y empacado. La torre 62 de fraccionamiento puede consistir de dos secciones. La sección absorbente superior (de rectificación) contiene las bandejas y/o el empacado para proporcionar el contacto necesario entre los vapores ascendentes y el líquido frío descendente para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados; la sección de extracción inferior (desmetanización) contiene las bandejas y/o el empacado para proporcionar el contacto i necesario entre los líquidos que descienden y el vapor que asciende. La sección de desmetanización también incluye uno o más hervidores (por ejemplo, el hervidor 60 lateral utilizando calor de instalación de bajo nivel, y el hervidor 61 utilizando calor de instalación de alto nivel) los cuales calientan y vaporizan una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo en la columna para proporcionar los vapores de extracción los cuales fluyen hacia arriba de la columna. La corriente 80 de líquido de columna salen del fondo de la torre a 12 °C [54 °F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior.

La corriente 79 de destilación superior se extrae de la sección superior de la torre 62 de fraccionamiento a -98°C [-144 °F] y fluye al compresor 56 impulsado por la máquina 55 de expansión, en donde se comprime a 5,554 kPa(a) [805 psia] (corriente 79a) . A esta presión, la corriente se condensa totalmente conforme es enfriada a -82°C [-116°F] en el intercambiador 52 de calor, como se describe previamente. El líquido condensado (corriente 79b) después se divide en dos porciones, las corrientes 83 y 81. La primera porción (corriente 83) es una corriente de LNG magro, rico en metano, la cual es bombeada por la bomba 63 a 8,791 kPa(a) [1275 psia] para vaporización subsecuente en intercambiadores de calor 14 y 12, calentando la corriente 83a a -70°C [-94°F] y 4°C [40°F], respectivamente, como se describe dos y cuatro en párrafos posteriores, para producir la corriente 83c de LNG magro caliente.

La porción remanente de la corriente 79b de líquido condensada, la corriente 81, fluye al intercambiador 52 de calor en donde es subenfriada a -149°C [-237°F] por intercambio de calor con una porción de LNG frío (corriente 73) como se ha descrito previamente. La corriente 81a subenfriada después se divide en dos porciones, las corrientes 82 y 36. La primera porción, la corriente 82 de reflujo se expande a una presión de operación de desmetanizador 62 por la válvula 57 de expansión. La corriente 82a expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como alimentación de columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 62. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y componentes de hidrocarburo más pesados de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 62. La disposición de. la segunda porción, la corriente 36 de reflujo para el desmetanizador 20 se describe más adelante.

En la simulación del procedimiento de la figura 3, el gas de admisión entra a la planta a 52°C [126°F] y 4,137 kPa(a) [600 psia] , como la corriente 31. La corriente 31 de alimentación se divide en dos porciones, las corrientes 32 y 33. La primera porción, la corriente 32 se enfría en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83b) a -70°C [-94°F] , la corriente 38a de destilación fría a -70°C [-94°F] y los líquidos desmetanizantes (corriente 39) a -61°C [-78°F] . La corriente 32a enfriada parcialmente se enfría aún más, desde -67 °C [-89°F] a -85°C [-120°F] en el intercambiador 14 de calor por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) a -72°C [-97°F] y la corriente 38 de destilación fría a -98°C [-144°F] . Nótese que en todos los casos los intercambiadores 12 y 14 son representativos de una multitud o de intercambiadores de calor individuales o bien de un intercambiador de calor único de paso múltiple, o cualquier combinación de los mismos (la decisión respecto a si se utiliza más de un intercambiador de calor para los servicios de calentamiento indicados dependerá de muchos factores que incluyen, pero que no se limita a caudal de gas de admisión, tamaño de intercambiador de calor, temperaturas de corriente, etc.). La corriente 32b condensada sustancialmente después se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 16 de expansión, a la presión de operación (aproximadamente 2,861 kPa(a) [415 psia] ) de la torre 20 de fraccionamiento, enfriando la corriente 32c a -91°C [-132°F] antes de que se suministre a la torre 20 de fraccionamiento en un punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción de la corriente 31 de alimentación, la corriente 33 entra a la máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de la alimentación de presión alta. La máquina 10 expande el vapor sustancialmente de manera isentrópica a una presión ligeramente por encima de la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento con el trabajo de expansión que enfría la corriente 33a expandida a una temperatura de aproximadamente 33 °C [92°F] . El trabajo recuperado con frecuencia se utiliza para impulsar un compresor centrífugo (por ejemplo, el artículo 11) que puede ser utilizado para volver a comprimir la corriente de destilación calentada (corriente 38b), por ejemplo. La corriente 33a expandida se enfría aún más en el intercambiador 12 de calor por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83b) , la corriente 38a de destilación fría y los líquidos desmetanizantes (corriente 39) como se describe previamente. La corriente 33b enfriada adicionalmente entra al separador 13 a -65°C [-84°F] y 2,916 kPa(a) [423 psia] , en donde se separa el vapor (corriente 34) del líquido condensado (corriente 35) .

La corriente 34 de vapor se enfría a -85°C [-120°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) y la corriente 38 de destilación fría, como se ha descrito previamente. La corriente 34a condensada parcialmente después se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un primer punto de alimentación de columna media inferior. La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado por ejemplo, la válvula 17 de expansión, a una presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35 expandida que abandona la válvula 17 de expansión alcanza una temperatura de -65 °C [-85°F] y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

La segunda porción de la corriente 81a subenfriada, la corriente 36 de reflujo se expande a una presión de operación del desmetanizador 20 por la válvula 15 de expansión. La corriente 36a expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como alimentación de columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 20. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que ascienden en la sección 20a de rectificación superior del desmetanizador 20.

El desmetanizador 20 en la columna 20 de fraccionamiento es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad . de bandejas separadas verticalmente, uno o más lechos empacados o alguna combinación de bandejas de empacado. La torre 20 de fraccionamiento puede consistir de dos secciones. La sección 20a de absorción superior (rectificación) contiene las bandejas y/o empacado para proporcionar el contacto necesario entre los vapores que ascienden y el líquido frío que desciende para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados; la sección 20b de extracción inferior (desmetanización) contiene las bandejas y/o empacado para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que descienden y el vapor que asciende. La sección 20b también incluye uno o más hervidores (por ejemplo, el hervidor lateral en el intercambiador de calor 12 descrito previamente y el hervidor 19 utilizando calor de instalación de alto nivel) el cual contiene y vaporiza una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo de la columna para proporcionar los vapores de extracción los cuales fluyen hacia arriba de la columna. La corriente 40 de líquido de la columna sale del fondo de la torre a 35°C [95°F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el fondo del producto y se combina con la corriente 80 para formar el producto líquido (corriente 41) .

La corriente 38 de destilación superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -98°C [-144°F] . Pasa de manera concurrente a la primera porción (corriente 32a) de la corriente 31 de gas de admisión y la corriente 34 de vapor en el intercambiador de calor 14 en donde se calienta a -70°C [-94°F] (corriente 38a) y de manera concurrente a la primera porción (corriente 32) de la corriente 31 de gas de admisión y la segunda porción expandida (corriente 33a) en el intercambiador de calor 12, en donde se calienta a -11°C [13°F] (corriente 38b) . La corriente de destilación después se vuelve a comprimir en dos etapas. La primera etapa es el compresor 11 impulsado por la máquina 10 de expansión. La segunda etapa es el compresor 21 impulsado por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de gas de ventas (corriente 38d) . Después de enfriar a 52°C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38e se combinan con la corriente 83c de LNG magro caliente para formar el producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye a la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia] , suficiente para satisfacer los requerimientos en línea.

En la siguiente tabla se establece un resumen de los caudales de corriente y el consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en la figura 3 : Tabla III (FIGURA 3) amen de flujo de corriente ¦ - libras moles/h [kg moles/h] iente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 31 42 , 545 5, 048 2, 972 1, 658 53, 145 32 5,531 656 386 215 6, 909 33 37, 014 4,392 2, 586 1, 443 46, 236 34 32,432 1,703 255 29 365, 166 35 4, 582 2,689 2,331 1,414 11, 070 36 7, 720 2 0 0 7, 773 38 50, 165 24 0 0 51, 078 40 100 5, 026 2, 972 1, 658 9, 840 71 40, 293 2,642 491 3 43 , 689 72/75 4, 916 322 60 0 5, 330 Corriente Metano Etano Propano Superiores · Total a butanos 77 35, 377 2, 320 431 3 38,359 78 0 0 0 0 0 79 45, 682 14 0 0 45, 990 81 13 , 162 4 0 0 13, 251 83 32, 520 10 0 0 32, 739 82 5, 442 2 0 0 5,478 80 53 2,630 491 3 3, 177 . 42 82, 685 34 0 0 83, 817 41 153 7,656 3,463 1, 661 13,017 Recuperaciones* Etano 99.55% Propano 100.00% Superiores a butano 100.00% Energía Bomba de alimentación LNG 561 HP [ 5, 854 kW] Bomba de producto de LNG 740 HP [ 2, 861 kW] Compresor de gas de residuo 24,852 HP [40,856 kW] Totales 30,153 HP [49,571 kW] Calor de la instalación de bajo nivel Calentador de alimentación líquido 65.000 MBTU/h [41,987 kW] Hervidor desmetanizador 60 ' 19,000 MBTU/h [12,273 kW] Totales 84,000 MBTU/h [54,260 kW] Calor de la instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador 19 41,460 MBTU/h [26,871 kW] Hervidor desmetanizador 61 8,400 MBTU/h [ 5,426 kW] Totales 49,860 MBTU/h [32,207 kW] Energía específica HP-h/libras mol 2.316 ? [kW/h/kg mol] [3.808] * (En base en caudales no redondeados) La mejora proporcionada por la modalidad de la figura 3 de la presente invención es sorprendente en comparación con los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2. Al comparar los niveles de recuperación mostrados en la tabla III anterior para la modalidad de la figura 3 con los que se obtienen en la tabla I para el procedimiento de la figura 1 muestran que la modalidad de la figura 3 de la presente invención mejora la recuperación de etano de 65.37% a 99.55%, la recuperación de propano de 85.83% a 100.00% y la recuperación de materiales superiores a butano de 99.83% a 100.00%. Además, al comparar los consumos de instalaciones en la tabla III con los que se muestran en la tabla I se observa que aunque la energía requerida para la modalidad de la figura 3 de la presente invención es aproximadamente 7% mayor que la del procedimiento en . la figura 1, la eficiencia del procedimiento de la modalidad de la figura 3 de la presente invención es significativamente mejor que la del procedimiento de la figura 1. La ganancia en eficiencia de procedimiento se observa claramente en la disminución en la energía específica, de 4,715 kW-h/kg mol [2,868 HP-h/libra mol] para el procedimiento de la figura 1 a 3,808 kW-h/kg mol [2,316 HP-h/libra mol] para la modalidad de la figura 3 para la presente invención, un incremento en más de 19% en la eficiencia de producción.

Comparando los niveles de recuperación mostrados en la tabla III para la modalidad de la figura 3 con los que se muestran en la tabla II para los procedimientos de la figura 2 se demuestra que los niveles de recuperación de líquidos son esencialmente los mismos. No obstante, al comparar los consumos de instalaciones .en la tabla III con los de la tabla II se observa que la energía requerida para la modalidad de la figura 3 de la presente invención es aproximadamente 18% menor que el procedimiento de la figura 2. Esto resulta en una reducción en la energía específica de 4,687 kW/h/kg mol [2.851 HP-h/libra mol] para el procedimiento de la figura 2, a 3,808 kW-h/kg mol [2,316 HP-h/libra mol] para la modalidad de la figura 3 de la presente invención, una mejora de casi 19% en la eficiencia de producción.

Existen seis factores principales para explicar' la eficiencia mejorada de la presente invención. En primer lugar, en comparación con muchos procedimientos de la técnica anterior, la presente invención no depende de la alimentación de LNG en sí misma para servir directamente como el reflujo para la columna 62 de fraccionamiento. En vez de esto, la refrigeración inherente a LNG frío se utiliza en el intercambiador de calor 52 para generar una corriente de reflujo de líquido (corriente 82) que contiene muy pocos componentes de C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados que van a ser recuperados, lo que resulta en una rectificación eficiente en la sección absorbente de la torre 62 de fraccionamiento y se evitan las limitaciones de equilibrio de tales procedimientos de la técnica anterior. En segundo lugar, al dividir la alimentación de LNG en dos porciones antes de alimentar la columna 62 de fraccionamiento permite un uso más eficiente del calor de instalación de bajo nivel, por lo que se reduce la cantidad de calor de instalación de alto nivel consumido por el hervidor 61. La porción fría de la alimentación de LNG (corriente 75a) sirve como una corriente de reflujo suplementaria para la torre 62 de fraccionamiento, lo que proporciona rectificación parcial de los vapores en las corrientes de vapor expandido y de líquido (corrientes 77a y 78a, respectivamente) de manera que el calentamiento y la vaporización por lo menos parcial de la otra porción (corriente 73) de la alimentación de LNG no incrementa indebidamente la carga de condensación en el intercambiador de calor 52. En tercer lugar, la utilización de una porción de la alimentación de LNG frío (corriente 75a) como una corriente de reflujo suplementaria permite utilizar menos reflujo superior (corriente 82a) para la torre 62 de fraccionamiento. El flujo de reflujo superior de la parte inferior más el mayor grado de calentamiento utilizando el calor de instalación de bajo nivel en el intercambiador de calor 53 resulta en una columna 62 de fraccionamiento de alimentación líquido total menor lo que reduce el trabajo necesario en el hervidor 61 y minimiza la cantidad de calor de instalación de alto nivel que se necesita para satisfacer la especificación para el producto líquido inferior desde el desmetanizador 62.

En cuarto lugar, utilizando la corriente 83a de LNG magro frío para proporcionar refrigeración "libre" a las corrientes de gas en los intercambiadores de calor 12 y 14 elimina la necesidad de un medio de vaporización separado (por ejemplo, el intércambiador de calor 53 en el procedimiento de la figura 1) para volver a vaporizar el LNG antes del suministro a la tubería de gas de ventas. En quinto lugar, el enfriamiento de una porción (corriente 32) de la corriente 31 de gas de entrada para condensación sustancial antes de la expansión a la presión de operación del desmetanizador 20 permite que la corriente 32c expandida y sustancialmente condensada sirva como una corriente de reflujo suplementaria para la torre 20 de fraccionamiento, lo que proporciona, rectificación parcial de los vapores en el vapor condensado parcialmente y las corriente de líquidos expandidas (corrientes de líquidos expandidas (corrientes 34a y 35a, respectivamente) de manera que se necesita menos reflujo superior (corriente 36a) para la torre 20 de fraccionamiento. En sexto lugar, la integración de la planta LNG con la planta de gas permite la utilización de una porción (corriente 36) de LNG magro como reflujo para el desmetanizador 20. La corriente 36a resultante es muy fría y contiene muy poco de los componentes C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados que se van a recuperar, lo que resulta en una rectificación muy eficiente en la sección 20a de absorción y minimización adicional de la cantidad de reflujo necesario para el desmetanizador 20.

EJEMPLO 2 Un método alternativo para procesamiento de gas natural se muestra en otra modalidad de la presente invención como se ilustra en la figura 4. La corriente de LNG y las composiciones de corriente de gas de entrada y las condiciones consideradas en el procedimiento presentado en la figura 4 son los mismos que los que se muestran en las figuras 1 a 3. En consecuencia, el procedimiento de la figura 4 se puede comparar con los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2 para ilustrar las ventajas de la presente invención y de igual manera se pueden comparar con las modalidades mostradas en la figura 3.

En la simulación del procedimiento de la figura 4, el LNG para ser procesado (corriente 71) del tanque 50 de LNG entra a la bomba 61 a -157°C [-251°F] . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de los intercambiadores de calor y desde aquí al separador 54. La corriente 71a sale de la bomba a -152°C [-242°F] y 9,401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, las corrientes 72 y 73. La primera porción, la corriente 72 se vuelve la corriente 75 y se expande a una presión de operación (aproximadamente 2,859 kPa(a) [415 psia]) de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 58 de expansión. La corriente 75a expandida abandona la válvula 58 de expansión a -150°C [-238°F] y posteriormente se suministra a la torre 62 en el punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción, corriente 73, se calienta antes de entrar al separador 54 de manera que la totalidad o una porción de la misma se vaporiza. En el ejemplo que se muestra en la figura 4, la corriente 73 se calienta primero a -61°C [-77°F] en el intercambiador de calor 52 al enfriar la corriente 79a de destilación superior comprimida a -57°C [-70°F] y la corriente 81 de reflujo a -82°C [-115°F] . La corriente 73a calentada parcialmente se vuelve la corriente 76 y se calienta adicionalmente en el intercambiador 53 de calor utilizando calor de instalación de bajo nivel. La corriente 76a calentada entra al separador 54 a -20°C [-5°F] y 9,195 kPa(a) [1334 psia) , en donde el vapor (corriente 77) se separa de cualquier líquido remanente (corriente 78) . La corriente 77 de vapor entra a una máquina 55 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 55 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a la presión de operación de la torre con el trabajo de expansión que enfría la corriente 77a expandida a una temperatura de aproximadamente -77°C [-107°F] . La corriente 77a expandida y parcialmente condensada posteriormente se suministra como alimentación a la columna 62 de fraccionamiento en el punto de alimentación de columna media inferior. El líquido separador (corriente 78) , si lo hay, se expande a la presión de operación de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 59 de expansión antes de que la corriente 78a expandida se suministra a la torre 62 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

La corriente 80 de líquido de columna sale del fondo de la torre a 12°C [54°F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior. La corriente 79 de destilación de la parte superior se extrae desde la sección superior de la torre 62 de fraccionamiento a -98°C [-144°F] y fluye al compresor 56 impulsado por la máquina 55 de expansión, en donde se comprime a 5,554 kPa(a) [805 psia] (corriente 79a) . A esta presión, la corriente se condensa totalmente conforme se enfría hasta -82°C [-115°F] en el intercambiador de calor 52, como se describe previamente. El líquido condensado (corriente 79b) después se divide en dos porciones, corrientes 83 y 81. La primera porción (corriente 83) es una corriente de LG magra rica en metano, la cual es bombeada por la bomba 63 a 8,756 kPa(a) [1270 psia] para vaporización subsecuente en el intercambiador de calor 12, se calienta la corriente 83a a 4°C [40°F] como se describe dos párrafos adelante para producir la corriente 83b de LNG magra caliente.

La porción remanente de la corriente 79b de líquido condensado, la corriente 81, fluye al intercambiador de calor 52 en donde es subenfriado a -149°C [-237°F] por intercambio de calor con una porción del LNG frío (corriente 73) , como se ha descrito previamente. La corriente 81a subenfriada después se divide en dos porciones, corrientes 82 y 36. La primera porción, corriente 82 de reflujo, se expande a una presión de operación del desmetanizador 62 por la válvula 57 de expansión. La corriente 82a expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como alimento de columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 62. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y los componentes de hidrocarburo más pesados de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 62. La disposición a la segunda porción, la corriente 36 de reflujo para el desmetanizador 20, se describe más adelante .

En la simulación del procedimiento de la figura 4, el gas de admisión entra a la planta a 52°C [126°F] y 4137 kPa(a) [600 psia] como corriente 31. La corriente 31 de alimentación se divide en dos porciones, corrientes 32 y 33. La primera porción, corriente 32, se enfría en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) a -71°C [-96°F] , la corriente 38b de destilación se comprime en frío a -78°C [-109°F] y los líquidos del desmetanizador (corriente 39) a -53°C [-63 °F] . La corriente 32a parcialmente enfriada se enfría adicionalmente a -71°C [-96°F] hasta -85°C [-121°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la corriente de destilación comprimida fría 38a a -89°C [-128°F] . La corriente 32b sustancialmente condensada después se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 16 de expansión, a la presión de operación (aproximadamente 3,052 kPa(a) [443 psia] ) de la torre 20 de fraccionamiento, enfriando la corriente 32c a -90°C [-129°F] antes de que se suministre a la torre 20 de fraccionamiento en un punto de alimentación de la columna media superior.

La segunda porción de la corriente 31 de alimentación, la corriente 33, se enfría en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LG magro frío (corriente 83a), se comprime en frío la corriente 38b de destilación y los líquidos del desmetanizador (corriente 39) como se ha descrito previamente. La corriente 33a enfriada entra al separador 13 a -65°C [-86°F] y 4,027 kPa(a) [584 psia] en donde el vapor (corriente 34) se separa del líquido condensado (corriente 35) . La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 17 de expansión, a la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35a expandida que abandona la válvula 17 de expansión alcanza una temperatura de -73°C [-100°F] y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en el primer punto de alimentación de columna media inferior.

El vapor del separador 13 (corriente 34) entra a una máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica desde esta porción de la alimentación a alta presión. La máquina 10 expande el vapor de manera sustancialmente isentropica hasta ligeramente por encima de la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo que enfría la corriente 34a expandida a una temperatura de aproximadamente -77°C [-106°F] . La corriente 34a expandida se enfría adicionalmente a -85°C [-121°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la corriente 38a de destilación comprimida en frío, como se ha descrito previamente, por lo que la corriente 34b expandida y condensada parcialmente posteriormente se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

La segunda porción de la corriente 81a subenfriada, la corriente 36 de reflujo, se expande a la presión de operación del desmetanizador 20 por la válvula 15 de expansión. La corriente 36a expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como una alimentación de columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 20. Este reflujo de líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 20.

La corriente 40 del líquido de columna que sale del fondo de la torre a 39°C [102°F] , en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior y se combina con la corriente 80 para formar el producto líquido (corriente 41) . La corriente 38 de destilación superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -96°C [-141°F] y fluye al compresor 11 impulsado por la máquina 10 de expansión, en donde se comprime a 3452 kPa(a) [501 psia] . La corriente 38a de destilación comprimida y fría pasa a contracorriente a la primera porción (corriente 32a) de la corriente 31 de gas de entrada y la corriente 34a de vapor expandida en el intercambiador de calor 14 en donde se calienta a -78°C [-109°F] (corriente 38b) y a contracorriente a la primera porción [corriente 32] y la segunda porción [corriente 33] de la corriente 31 de gas de admisión en el intercambiador de calor 12, en donde se calienta a -1°C [31°.F] (corriente 38c) . La corriente de destilación calentada después entra al compresor 21 impulsada por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de ventas (corriente 38d) . Después de enfriar a 52°C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38a se combina con . la corriente 83b de LG magro tibio para formar el producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye a la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia], suficiente para satisfacer los requerimientos de la línea.

Un resumen de los caudales de corriente y el consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en la figura 2 se establece en la siguiente tabla: Tabla IV (FIGURA 4) Resumen de flujo de corriente - libras moles/h [kg moles/h] Vapor Metano Et no Propano Superiores Total a butano 1 42, 545 5, 048 2, 972 1, 658 53, 145 2 3, 404 404 238 133 4,251 3 39, 141 4, 644 2, 734 1, 525 48, 894 4 28,606 1, 181 191 26 30, 730 5 10, 535 3,463 2, 543 1,499 18, 164 6 8, 046 2 0 0 8,101 8 50, 491 27 0 0 51,413 0 100 5, 023 2, 972 1, 658 9,833 1 40, 293 2, 642 491 3 43,689 2/75 4, 916 322 60 0 5,330 3/76 35,377 2, 320 431 3 38,359 7 35, 377 2, 320 431 3 38,359 8 0 0 0 • 0 0 9 45, 682 14 0 0 45,990 1 13,488 4 0 0 13,579 3 32, 194 10 0 0 32,411 2 5, 442 2 0 0 5,478 0 53 2, 630 491 3 3, 177 2 82, 685 37 0 0 83,824 Vapor Metano Etano Propano Superiores Total a butano 41 153 7, 653 3,463 1,661 13, 010 Recuperaciones* Etano 99.51¾ Propano 100.00% Superiores a butano 100.

Energía Bomba de alimentación de LNG 3 , 561 HP [ 5, 854 kW] Bomba de producto de LNG 1,727 HP [ 2,839 kW] Compresor de gas residual 24,400 HP [ 40,113 kW] Totales 29,688 HP [ 48,806 kW] Calor de instalación de bajo nivel Calentador de alimentación de líquido 65,000 MBTU/h [41,987 kW] Hervidor desmetanizador 60 19,000 MBTU/h [12,273 kW] Totales 84 , 000 MBTU/h [54,260 kW] Calor de instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador 19 37,360 MBTU/h [24,133 kW] Hervidor desmetanizador 61 8,400 MBTU/h _[ 5,426 kW] Totales 45,760 MBTU/h [29,559 kW] Energía específica HP-h/libras mol 2,282 [kW-h/kg mol] [ 3.751] * (Basado en caudales no redondeados) Una comparación de las tablas III y IV muestra que la modalidad de la figura 4 de la presente invención alcanza esencialmente la misma recuperación de líquidos de la modalidad de la figura 3. No obstante, la modalidad de la figura 4 utiliza menos energía que la modalidad de la figura 3, lo que mejora la energía específica en ligeramente más de 1%. Además, el calor de instalación de alto nivel requerido para la modalidad de la figura 4 de la presente invención es aproximadamente 8% menor que el de la figura 3.

EJEMPLO 3 Otro método alternativo de procesamiento de gas natural se muestra en la modalidad de la presente invención como se ilustra en la figura 5. La corriente de LNG y las composiciones de corriente de gas de admisión y las condiciones consideradas en el procedimiento rep'resentado en la figura 5 son las mismas que se muestran desde la figura 1 hasta la figura 4. En consecuencia, el procedimiento de la figura 5 se puede comparar con los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2 para ilustrar las ventajas de la presente invención y de igual manera se pueden comparar con las modalidades mostradas en la figura 3 y en la figura 4.

En la simulación del procedimiento de la figura 5, el LNG que va a ser procesado (corriente 71) del tanque 50 de LNG entra a la bomba 51 a -157°C [-251°FÍ . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de los intercambiadores de calor y desde aquí al separador 54. La corriente 71a sale de la bomba a -152°C [-242°F] y 9,401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, corrientes 72 y 73. La primera porción, la corriente 72, se vuelve la corriente 75 y se expande a la presión de operación (aproximadamente 2,859 kPa(a) [415 psia] de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 58 de expansión. La corriente expandida 75a abandona la válvula 58 de expansión a -150°C [-238°F] y posteriormente se suministra a la torre 62 en un punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción, la corriente 73, es calentada antes de entrar al separador 54 de manera que la totalidad o una porción de la misma se vaporiza. En el ejemplo que se muestra en la figura 5, la corriente 73 primero se calienta a -61°C [-77°F] en el intercambiador 52 de calor por enfriamiento de la corriente 79a de destilación superior comprimida a -57°C [-70°F] y la corriente 81 de reflujo a -80°C [-112°F]. La corriente 73a parcialmente calentada se vuelve la corriente 76 y se calienta adicionalmente en el intercambiador de calor 53 utilizando calor de instalación de bajo nivel. La corriente 76a calentada entra al separador 54 a -20°C [-5°F] y 9,195 kPa(a) [1334 psia] en donde se separa el vapor (corriente 77) de cualquier líquido remanente [corriente 78] . La corriente 77 de vapor entra a una máquina 55 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica desde esta porción de la alimentación a alta presión. La máquina 55 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a la presión de operación de la torre, con el trabajo de expansión que enfría la corriente 77a expandida a una temperatura de aproximadamente -77 °C [-107°F] . La corriente 77a expandida y parcialmente condensada a continuación se suministra como alimentación a la columna 62 de fraccionamiento en un punto de alimentación de columna media inferior. El líquido separador (corriente 78) si lo hay, se expande a la presión de operación de la columna 62 de fraccionamiento por la válvula 59 de expansión antes de que la corriente 78a expandida se suministra a la torre 62 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

La corriente 80 de líquido de columna sale del fondo de la torre a 12°C [54°F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior. La corriente 79 de destilación de la parte superior se extrae desde la sección superior de la torre 62 de fraccionamiento a -98°C [-144°F] y fluye al compresor 56 impulsado por la máquina 55 de expansión, en donde se comprime a 5,554 kPa(a) [805 psia] (corriente 79a) . A esta presión, la corriente se condensa completamente se enfría hasta -80°C [-112°F] en el intercambiador de calor 52, como se describe previamente. El líquido condensado (corriente 79b) después se divide en dos porciones, las corrientes 83 y 81. . La primera porción (corriente 83) es una corriente de LNG magra rica en metano, la cual es bombeada por la bomba 63 a 8,756 kPa(a) [1270 psia] para vaporización subsecuente en el intercambiador de calor 12, calentando la corriente 83a a 4°C [40°F] como se describe posteriormente, para producir la corriente 83b de LNG magra tibia.

La porción remanente de la corriente 79b de líquido condensado, la corriente 81, fluye al intercambiador de calor 52 en donde es subenfriada a -149°C [-237°F] por intercambio de calor con una porción del LNG frío (corriente 73), como se ha descrito previamente. La corriente 81a subenfriada después se divide en dos porciones, las corrientes 82 y 36. La primera porción, la corriente 82 de reflujo, se expande a la presión de operación del desmetanizador 62 por la válvula 57 de expansión. La corriente 82a expandida a -149°C [-236 °F] después se suministra como alimentación (reflujo) de columna superior fría al desmetanizador 62. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados a partir de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 62. La disposición de la segunda porción, la corriente 36 de reflujo para el desmetanizador 20, se describe posteriormente.

En la simulación del procedimiento de la figura 5, el gas de admisión entra a la planta a 52 °C [126 °F] y 4,137 kPa(a) [600 psia] como la corriente 31. La corriente 31 de alimentación se divide en dos . porciones , las corrientes 32 y 33. La primera porción, la corriente 32, se enfría en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con LNG magro frío (corriente 83a) a -67°C [-89°F] , enfría la corriente 38b de destilación comprimida a -68°C [-91°F] y los líquidos del desmetanizador (corriente 39) a -67°C [-89°F] . La corriente 32a parcialmente enfriada se enfría adicionalmente de -65°C [-86°F] hasta -74°C [-100°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la corriente de destilación comprimida fría 38a a -80°C [-112°F] . La corriente 32b sustancialmente condensada después se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, por ejemplo, la válvula 16 de expansión, a la presión de operación (aproximadamente 2,949 kPa(a) [428 psia] ) de la torre 20 de f accionamiento, enfriando la corriente 32c a -83°C [-117°F] antes de que se suministre a la torre 20 de fraccionamiento en un punto de alimentación de la columna media superior.

La segunda porción de la corriente 31 de alimentación, la corriente 33, entra a la máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica desde esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 10 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a una presión ligeramente superior a la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento, con la expansión de trabajo que enfría la corriente 33a expandida a una temperatura de aproximadamente 35 °C [95 °F] . La corriente 33a expandida se enfría adicionalmente en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) , la corriente 38b de destilación comprimida fría y los líquidos del desmetanizador (corriente .39) , como se ha descrito previamente. La corriente 33b enfriada ádicionalmente entra al separador 13 a -65°C [-85°F] y 3,004 kPa(a) [436 psia] en donde el vapor (corriente 34) se separa del líquido condensado (corriente 35) .

La corriente 34 de vapor se enfría a -74°C [-100°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la corriente 38a de destilación comprimida fría, como se describe previamente. La corriente 34a condensada parcialmente después se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un primer punto de alimentación de columna media inferior. La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado por ejemplo, la válvula 17 de expansión, a la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35a expandida que sale de la válvula 17 de expansión alcanza una temperatura de -65°C [-86°F] y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

La segunda porción de la corriente 81a subenfriada, la corriente 36 de reflujo, se expande a la presión de operación del desmetanizador 20 por la válvula 15 de expansión. La corriente 36a expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como la alimentación de columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 20. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 20. , · La corriente 40 del líquido de la columna sale del fondo de la torre a 37°C [98°F], en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto inferior y se combina con la corriente 80 para formar el producto líquido (corriente 41) . La corriente 38 de destilación de la parte superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -97°C [-143°F] y fluye al compresor 11 impulsada por la máquina 10 de expansión, en donde se comprime a 3,950 kPa(a) [573 psia] . La corriente 38a de destilación comprimida fría pasa a contracorriente a la primera porción (corriente 32a) de la corriente 31 de gas de admisión y la corriente 34 de vapor en el intercambiador de calor 14 en donde se calienta a -68°C [-91°F] (corriente 38b) y a contracorriente a la primera porción [corriente 32] y la segunda porción expandida [corriente 33a] de la corriente 31 de gas de admisión en el intercambiador de calor 12, en donde se calienta a 19°C [67°F] (corriente 38c) . La corriente de destilación calentada después entra al compresor 21 impulsada por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de ventas (corriente 38d) . Después de enfriar a 52°C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38e se combina con la corriente 83b de LNG magro tibio para formar el producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye a la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia], suficiente para satisfacer los requerimientos de la línea.

' Un resumen de los caudales de corriente y el consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en la figura 5 se establece en la siguiente tabla: Tabla V (FIGURA 5) Resumen de flujo de corriente - libras moles/h [kg moles/h] iente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 31 42, 545 5, 048 2,972 1,658 53, 145 32 14, 465 1, 716 1, 010 564 18, 069 33 28, 080 3, 332 1, 962 1, 094 35, 076 34 24, 317 1, 236 184 21 26, 332 . 35 3, 763 2, 096 1, 778 1, 073 8, 754 36 10, 372 3 0 0 10, 442 38 52, 817 30 0 0 53, 749 40 100 5, 021 2, 972 1,658 9, 838 71 40, 293 2, 642 491 3 43, 689 72/75 4, 916 322 60 0 5,330 73/76 35, 377 2, 320 431 3 38,359 77 35, 377 2, 320 431 3 38,359 78 0 0 0 0 0 79 45, 682 14 0 0 45,990 81 15, 814 5 0 0 15,920 83 29, 868 9 0 0 30, 070 82 5,442 2 0 0 5,478 Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 80 53 2 , 630 491 3 3, 177 42 82, 685 39 0 0 83, 819 41 153 7,651 3,463 1,661 13, 015 Recuperaciones* Etano 99.48% Propano 100.00% Superiores a butano 100.00% Energía Bomba de alimentación LNG 3,561 HP [ 5,854 kW] Bomba de producto de LNG 1,778 HP [ 2,923 kW] Compresor de gas de residuo 23,201 HP [38,142 kW] Totales 28,540 HP [46,919 kW] Calor de la instalación de bajo nivel Calentador de alimentación líquido 65.000 MBTU/h [41,987 kW] Hervidor desmetanizador 60 19, 000 MBTU/h [12,273 kW] Totales 84,000 MBTU/h [54,260 kW] Calor de la instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador 19 53,370 MBTU/h [34,475 kW] Hervidor desmetanizador 61 8,400 MBTU/h [ 5,426 kW] Totales 61,770 MBTU/h [39,901 kW] Energía específica HP-h/libras mol 2.193 [kW/h/kg mol] [3.605] * (En base en caudales no redondeados) Una comparación de las tablas III, IV y V muestra que la modalidad de la figura 5 de la presente invención obtiene esencialmente la misma recuperación de líquidos que las modalidades de la figura 3 y de la figura 4. La modalidad de la figura 5 utiliza menos energía que las modalidades de la figura 3 y de la figura 4, mejorando la energía específica en más de 5% en relación a la modalidad de la figura 3 y casi 4% en relación a la modalidad de la figura 4. No obstante, el calor de instalación de alto nivel necesario para la modalidad de la figura 5 de la presente invención es algo mayor que el de las modalidades de la figura 3 y de la figura 4 (en 24% y 35%, respectivamente) . La selección de cual modalidad utilizar para una aplicación particular generalmente estará determinada por los costos relativos de energía' y calor de instalación de alto nivel así como los costos de capital relativa de las bombas, intercambiadores de calor y compresores .

EJEMPLO 4 Un método alternativo de procesamiento de LNG y gas natural se muestra en la modalidad de la presente invención como se ilustra en la figura 6. La corriente de LNG y las composiciones de la corriente de gas de entrada y las condiciones consideradas en el procedimiento presentado en la figura 6 son los mismos que los que se utilizaron desde la figura 1 hasta la figura 5. En consecuencia, el procedimiento de la figura 5 se puede comparar con los procedimientos de la figura 1 y de la figura 2 para ilustrar las ventajas de la presente invención y de igual manera se pueden comparar con las modalidades mostradas desde la figura 3 hasta la figura 5.

En la simulación del procedimiento de la figura 6, el LNG que va a ser procesado (corriente 71) desde el tanque 50 de LNG entra a la bomba 51 a -157°C [-251°F] . La bomba 51 eleva la presión del LNG lo suficiente de manera que puede fluir a través de los intercambiadores de calor y desde aquí al separador 54. La corriente 71a sale de la bomba a -152°C [-242°F] y 9,401 kPa(a) [1364 psia] y se divide en dos porciones, las corrientes 72 y 73. La primera porción, la corriente 72 se vuelve la corriente 75 y se expande a la presión de operación (aproximadamente 2,997 kPa(a) [435 psia] ) de la columna 20 de fraccionamiento por la válvula 58 de expansión. La corriente 75a expandida abandona la válvula 58 de expansión a -150°C [-238°F] y posteriormente se suministra a la torre 20 en un primer punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción, la corriente 73, se calienta antes de entrar al separador 54 de manera que la totalidad o una porción de la misma se vaporiza. En el ejemplo que se muestra en la figura 6, la corriente 73 se calienta primero a -60°C [-76°F] en el intercambiador de calor 52 al enfriar la corriente 81a de destilación de la parte superior comprimida a -54°C [-65°F] y la corriente 82 de reflujo a -82°C [-117°F] después se calienta en un intercambiador de calor 14 como se describe posteriormente. La corriente 73b calentada parcialmente se vuelve la corriente 76 y se calienta adicionalmente en el intercambiador 53 de calor utilizando calor de instalación de bajo nivel. La corriente 76a calentada entra a los separador 54 a -20°C [-5°F] y 9,195 kPa(a) [1334 psia] , en donde el vapor (corriente 77) se separa de cualquier líquido remanente (corriente 78) . La corriente 77 de vapor entra a la máquina 55 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de la alimentación a alta presión. La máquina 55 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a la presión de operación de la torre, con el trabajo de expansión que enfría la corriente 77a expandida a una temperatura de aproximadamente -76°C [-104°F] . La corriente 77a expandida y parcialmente condensada posteriormente se suministra como alimentación a la columna 20 de fraccionamiento en un primer punto de alimentación de columna media inferior. El líquido separador (corriente 78) , si lo hay, se expande a la presión de operación de la columna 20 de fraccionamiento por la válvula 59 de expansión antes de que la corriente 78a expandida se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media inferior.

En la simulación del procedimiento de la figura 6, el gas de admisión entra a la planta a 52°C [126°F] y 4,137 kPa(a) [600 psia] como la corriente 31. La corriente 31 de alimentación se divide en dos porciones, las corrientes 32 y 33. La primera porción, la corriente 32 se enfría en el íntercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) a -75°C [-103°F] , la corriente 38b de destilación comprimida fría a -69°C [-92°F] y líquidos de desmetanizador (corriente 39) a -61°C [-78°F] . La corriente 32a enfriada parcialmente se enfría adicionalmente a -70°C [-94°F] a -74°C [-101°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la segunda porción (corriente 73a) calentada parcialmente de la corriente de LNG y con la corriente 38a de destilación comprimida fría a -77°C [-106°F] . La corriente 32b condensada sustancialmente después se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión, apropiado, por ejemplo, la válvula 16 de expansión, a la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento, la corriente 32c de enfriamiento a -83°C [-117°F] antes de ser suministrada a la torre 20 de fraccionamiento en un segundo punto de alimentación de columna media superior.

La segunda porción de la corriente 31 de alimentación, la corriente 33, entra a la máquina 10 de expansión de trabajo en la cual se extrae energía mecánica a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 10 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a una presión ligeramente por encima de la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento, con la expansión de trabajo que enfría la corriente 33a expandida a una temperatura de aproximadamente 36°C [96°F] . La corriente 33a expandida después se enfría adicionalmente en el intercambiador de calor 12 por intercambio de calor con el LNG magro frío (corriente 83a) , la corriente 38b de destilación comprimida fría y los líquidos del desmetanizador (corriente 39), como se ha descrito previamente. La corriente 33b enfriada adicionalmente entra al separador 13 a -68 °C [-90°F] y 3,052 kPa(a) [443 psia] en. donde el vapor (corriente 34) se separa del líquido condensado (corriente 35) .

La corriente 34 de vapor se enfría a -74°C [-101°F] en el intercambiador de calor 14 por intercambio de calor con la segunda porción calentada parcialmente (corriente 37a) de la corriente de LNG y con la corriente 38a de destilación comprimida fría, como se describe previamente. La corriente 34a condensada parcialmente después se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un tercer punto de alimentación de columna media inferior. La corriente 35 de líquido se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado por ejemplo, la válvula 17 de expansión, a la presión de operación de la torre 20 de fraccionamiento. La corriente 35a expandida que abandona de la válvula 17 de expansión alcanza una temperatura de -68°C [-90°F] y se suministra a la torre 20 de fraccionamiento en un cuarto punto de alimentación de columna media inferior.

La corriente 41 de producto líquido abandona el fondo de la torre a 32°C [89°F] en base en una especificación típica de una proporción de metano respecto a etano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo. La corriente 79 de destilación en la parte superior se extrae desde la sección superior de la torre 20 de fraccionamiento a -97°C [-142°F] y se divide en dos porciones, la corriente 81 y la corriente 38. La primera porción (corriente 81) fluye al compresor 56 impulsado por la máquina 55 de expansión, en donde se comprime a 5,595 kPa(a) [864 psia] (corriente 81a) . A esta presión, la corriente se condensa completamente y se enfría hasta -83°C [-117°F] en el intercambiador de calor 52, como se describe previamente. El líquido condensado (corriente 81b) después se divide en dos porciones, las corrientes 83 y 82. La primera porción (corriente 83) es una corriente de LNG magra rica en metano, la cual es bombeada por la bomba 63 a 8,756 kPa(a) [1270 psia] para vaporización subsecuente en el intercambiador de calor 12, calentando la corriente 83a a 4°C [40°F] , como se describe posteriormente para producir la corriente 83b de LNG magra tibia.

La porción remanente de la corriente 81b (corriente 82) fluye al intercambiador de calor 52 en donde es subenfriada a -149°C [-237°F] por intercambio de calor con una porción del LNG frío (corriente 73), como se ha descrito previamente. La corriente 82a subenfriada se expande a la presión de operación de la columna 20 de fraccionamiento por la válvula 57 de expansión. La corriente 82b expandida a -149°C [-236°F] después se suministra como una alimentación de columna superior fría (reflujo] al desmetanizador 20. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes C2 y componentes de hidrocarburo más pesados a partir de los vapores que ascienden en la sección de rectificación superior del desmetanizador 20.

La segunda porción de la corriente 79 de destilación (corriente 38) fluye al compresor 11 impulsado por la máquina 10 de expansión en donde se comprime a 4,165 kPa(a) [604 psia] . La corriente 38a de destilación comprimida fría pasa a contracorriente a la primera porción (corriente 32a) de la corriente 31 de gas de admisión y la corriente 34 de vapor en el intercambiador de calor 14 en donde se calienta a -69°C [-92°F] (corriente 38b) y, a contracorriente, a la primera porción (corriente 32) y la segunda porción expandida (corriente 33a) de la corriente 31 de gas de admisión en el intercambiador de calor 12 en donde se calienta a 9°C [48°F] (corriente 38c) . La corriente de destilación calentada después entra al compresor 21 impulsada por una fuente de energía suplementaria la cual comprime la corriente 38c a la presión de línea de ventas (corriente 38d) . Después de enfriar a 52°C [126°F] en el enfriador 22 de descarga, la corriente 38e se combina con la corriente 83b de LNG magro tibio para formar el producto de gas residual (corriente 42) . La corriente 42 de gas residual fluye a la tubería de gas de ventas a 8,701 kPa(a) [1262 psia] , suficiente para satisfacer los requerimientos de línea.

Un resumen de los caudales de corriente y el consumo de energía para el procedimiento que se ilustra en la figura 6 se establece en la siguiente tabla: Tabla VI (FIGURA 6) Resumen de flujo de corriente - libras moles/h [kg moles/h] Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 31 42,545 5,048 2,972 1,658 53,145 32 7,871 934 550 307 9,832 33 34,674 4,114 2,422 1,351 43,313 Corriente Metano Etano Propano Superiores Total a butanos 34 29,159 1,328 185 21 31,380 35 5,515 2,786 2,237 1,330 11,933 71 40,293 2,642 491 3 43,689 72/75 5.037 330 61 0 43,689 73/76 35,256 2,312 430 3 38,228 77 35,256 2,312 430 3 38,228 78 0 0 0 0 0 79 97,329 46 0 0 98,696 38 54,991 26 0 0 55,763 81 42,338 20 0 0 42,933 82 14,644 7 0 0 14,850 83 27,694 13 0 0 28,083 42 82,685 39 0 0 83,846 41 153 7,651 3,463 1,661 12,988 Recuperaciones* Etano 99.48% Propano 100.00% Superiores a butano 100.00% · Energía Bomba de alimentación LNG 3,561 HP [ 5,854 kW] Bomba de producto de LNG 1,216 HP [ 1,999 kW] Compresor de gas de residuo 21,186 HP [34,829 kW] Totales 25,963 HP [42,682 kW] Calor de la instalación de bajo nivel Calentador de alimentación líquido 70.000 MBTU/h [45,217 kW] Hervidor desmetanizador 18 30,000 MBTU/h [19,378 kW] Totales 100,000 MBTU/h [64,595 kW] Calor de la instalación de alto nivel Hervidor desmetanizador 19 39,180 MBTU/h [25,308 kW] Energía específica HP-h/libras mol 1.999 [k /h/kg mol] [3.286] * (En base en caudales no redondeados) Una comparación de las tablas III, IV, V y VI muestran que la modalidad de la figura 6 de la presente invención obtiene esencialmente la misma recuperación de líquidos que las modalidades que se muestran en la figura 3, la figura 4 y la figura 5. No obstante, la reducción en el consumo de energía de la modalidad de la figura 6 de la presente invención en relación a las modalidades de la figura 3 a la figura 5 es inesperadamente grande. La modalidad de la figura 6 utiliza menos energía que las modalidades de la figura 3, la figura 4 y la figura 5, lo que reduce la energía específica en 14%,. 12% y 9%, respectivamente. El calor de instalación de alto nivel necesario para la modalidad de la figura 6 de la presente invención también es menor que el de las modalidades que se muestran en la figura 3, en la figura 4 y en la figura 5 (en 21%, 14% y 37%, respectivamente) . Estas ganancias grandes en eficiencia de procedimiento se deben principalmente a una distribución más adecuada de las alimentaciones de columna proporcionadas al integrar el procesamiento de LNG y el procesamiento de gas natural en una columna de fracción única. El desmetanizador 20. Por ejemplo, la distribución relativa de la corriente 31 de gas de admisión entre la corriente 32 (la cual forma la corriente 32c expandida y sustancialmente condensada) y la corriente 33 suministrada a la máquina 10 de expansión se puede optimizar para producción de energía, puesto que la corriente 75a de la corriente 71 de LNG proporciona parte de la rectificación suplementaria para la columna 20 que debe proporcionarse completamente por la corriente 32c en las modalidades de la figura 3 a la figura 5.

El costo de capital de la modalidad de la figura 6 de la presente invención generalmente será menor que el de las modalidades de la figura 3, de la figura 4 y la figura 5 puesto que utiliza únicamente una columna de fraccionamiento y debido a la reducción en el consumo de energía y de calor de instalación de alto nivel. La selección de cual modalidad utilizar para una aplicación particular generalmente estará determinada por los costos relativos de energía y calor de instalación de alto nivel así como los costos de capital relativos de columnas, bombas, intercambiadores de calor y compresores.

OTRAS MODALIDADES Algunas circunstancias pueden favorecer el utilizar una corriente 38 de destilación fría en la modalidad de la figura 6 para intercambio de calor antes de compresión, como se muestra en la modalidad que se presenta en la figura 7. En otros casos, el trabajo de expansión del gas de admisión de alta presión puede ser más ventajoso después de enfriamiento y separación de cualquier líquido, como se muestra en la modalidad que se presenta en la figura 8. Las selecciones respecto a las corrientes utilizadas para trabajo de expansión y en donde se aplica mejor la energía generada al comprimir las ' corrientes de procedimiento dependerá de factores tales como la presión y composición del gas de admisión y se deben determinar para cada aplicación.

Cuando el gas de admisión es más magro, el separador .13 en la figura 3 a la figura 8 puede no ser necesario. En base en la cantidad de hidrocarburos más pesados en el gas de alimentación y la presión de gas de alimentación, la corriente 33b enfriada (figura 3, figura 5, figura 6 y figura 7) o la corriente 33a enfriada (figura 4 y figura 8) que salen del intercambiador de calor 12 pueden no contener líquido alguno (debido a que está por encima de su punto de rocío o debido a que está por encima de su presión crítica) de manera que el separador 13 puede no estar justificado. En tales casos, el separador 13 y la válvula 17 de expansión se pueden eliminar, como se muestra por las líneas discontinuas. Cuando el LNG que se va a procesar es magro o cuando se contempla vaporización completa del LNG en los intercambiadores de calor 52 y 53, puede no estar justificado el separador 54 en la figura 3 a la figura 8. En base en la cantidad de hidrocarburos más pesados en el LNG de admisión y la presión de la corriente de LNG que abandona la bomba 51 de alimentación, la corriente de LNG calentada que tiene el intercambiador de calor 53 puede no contener líquido alguno (debido a que está por encima de su punto de rocío o debido a que está por encima de su presión crítica) . En estos casos, el separador 54 y la válvula 59 de expansión se pueden eliminar, como se muestra por las líneas discontinuas.

En las modalidades de la presente invención que · se ilustran en la figura 4 a la figura 8, la corriente 32c expandida y sustancialmente condensada se forma utilizando una porción (corriente 32) de la corriente 31 de gas de admisión. Dependiendo de la composición del gas de alimentación y otros factores, algunas circunstancias pueden favorecer utilizar una porción del vapor (corriente 34) en vez del separador 13. En estos casos, una porción del separador 13 de vapor forma la corriente 32a como se muestra por las líneas discontinuas en la figura 4 a la figura 8, en donde la porción restante que forma la corriente 34 que es alimentada a la máquina 10 de expansión.

En los ejemplos mostrados, se presenta la condensación total de la corriente 79b en la figura 3 a la figura 5 y la corriente 81b en la figura 6 a la figura 8. Algunas circunstancias pueden favorecer el subenfriamiento de estas corrientes mientras que otras circunstancias pueden favorecer solo la condensación parcial . Si se puede obtener la condensación parcial de estas corrientes, puede ser necesario el procesamiento del vapor no condensado, utilizando un compresor u otro medio para elevar la presión del vapor de manera que pueda unirse el líquido condensado bombeado. De manera alternativa, el vapor no condensado se puede dirigir al sistema de combustible de planta o a otro uso.

Las condiciones de gas de alimentación, las condiciones de LNG, el tamaño de la planta, el equipo disponible u otros factores pueden indicar que la eliminación de la máquina 10 y/o 55 de expansión de trabajo o su sustitución con un dispositivo de expansión alternativo (por ejemplo, una válvula de expansión) es factible. Aunque la expansión de la corriente individual se muestra en dispositivos de expansión particulares, se puede utilizar, cuando se considera apropiado, un medio de expansión alternativo .

En la figura 3 a la figura 8 se ha mostrado los intercambiadores de calor individuales para la mayor parte de los servicios. No obstante, es posible combinar dos o más servicios de intercambio de calor en un intercambiador de calor común, por ejemplo, la combinación de los intercambiadores de calor 12 y 14 en la figura 3 a la figura 8, en un intercambiador de calor común. En algunos casos, las circunstancias pueden favorecer la división de un servicio de intercambio de calor en intercambiadores múltiples. La decisión de si se combinan los servicios de intercambio de calor o si se utiliza más de un intercambiador de calor para el servicio indicado dependerán del número de factores que incluyen, pero que no se limitan al caudal de gas de admisión, caudal de LNG, tamaño del intercambiador de calor, temperaturas de la corriente, etc. De acuerdo con la presente invención, el uso y distribución de LNG magro rico en metano y corrientes de la parte superior de la torre para procesamiento de intercambio de calor y la distribución particular de los intercambiadores de calor para calentar las corrientes LNG y enfriar las corrientes de gas de alimentación, se debe evaluar para cada aplicación particular así como la selección de las corrientes de procedimiento para servicios de intercambio de calor específicos.

En las modalidades de la presente invención que se ilustran en la figura 3 a la figura 8, la corriente 83a LNG magra se utiliza directamente para proporcionar enfriamiento en el intercambiador de calor 12 o los intercambiadores de calor 12 y 14. No obstante, algunas circunstancias pueden favorecer la utilización de LNG magro para enfriar un fluido de transferencia de calor intermedio por ejemplo, propano u otro fluido adecuado, por lo cual el fluido de transferencia de calor enfriado se utiliza después para proporcionar enfriamiento en el intercambiador de calor 12 o los intercambiadores de calor 12 y 14. Este medio alternativo de uso indirecto de la refrigeración disponible en la corriente 83a de LNG magro lleva a cabo los mismos objetivos de procedimiento que el uso directo de la corriente 83a para enfriamiento en las modalidades de la figura 3 a la figura 8 de la presente invención. La selección de cómo utilizar de mejor manera la corriente LNG magra para refrigeración dependerá principalmente de la composición del gas de admisión, pero otros factores también pueden afectar la decisión.

Se reconocerá que la cantidad relativa de alimentación encontrada en cada rama de la alimentación de LNG dividida a la columna 62 de fraccionamiento, en cada rama del gas de admisión dividida a la columna 20 de fraccionamiento en cada rama de la alimentación de LNG dividida y el gas de admisión dividido a la columna 20 de fraccionamiento dependerá de varios factores que incluyen la composición del gas de admisión, la composición de LNG, la cantidad de calor la cual económicamente se puede extraer de la alimentación y la cantidad de caballos de fuerza disponibles. Más alimentación a la parte superior de la columna puede incrementar la recuperación mientras que un incremento en el trabajo en los hervidores 61 y/o 19 y de esta manera incrementan los requerimientos de calor de instalación de alto nivel. El incremento de la alimentación inferior en la columna reduce el consumo de calor de instalación de alto nivel pero puede también reducir la recuperación de producto. Los lugares relativos de las alimentaciones de columna media pueden variar dependiendo de la composición de gas de admisión, la composición de LNG u otros factores tales como el nivel de recuperación deseado y la cantidad de vapor formada durante el calentamiento de las corrientes de LNG. Además dos o más de las corrientes de alimentación, o porciones de las mismas, se pueden combinar dependiendo de las temperaturas relativas y de las cantidades de las corrientes individuales y de la corriente combinada después suministrada a una posición de alimentación de columna media.

En algunas circunstancias puede ser deseable recuperar la refrigeración de la porción (de la corriente - .19 - 75a) de la corriente 71 de alimentación de LNG que se alimenta a un punto de alimentación de columna media superior en el desmetanizador 62 (figura 3 a figura 5) y el desmetanizador 20 (figura 6 a figura 8) . En estos casos, la totalidad de la corriente 71a se puede dirigir al intercambiador 52 de calor (corriente 73) y la corriente de LNG parcialmente calentada (corriente 73a en la figura 3 a la figura 5 y la corriente 73b en la figura 6 a la figura 8) entonces se puede dividir a la corriente 76 y a la corriente 74 (como se muestra por las líneas discontinuas), en donde la corriente 74 se puede dirigir a la corriente 75.

En los ejemplos proporcionados para las modalidades desde la figura 3 hasta la figura 6, se ilustra la recuperación de los componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados. No obstante, se considera que las modalidades de la figura 3 a la figura 8 también son ventajosas cuando se desea la recuperación de únicamente componentes de C3 y componentes de hidrocarburos más pesados . La presente invención proporciona recuperación mejorada de componentes C2 y componentes de hidrocarburos más pesados o de componentes C3 y componentes de hidrocarburos más pesados por cantidad de consumo de instalaciones necesario para operar el procedimiento. Una mejora en el consumo de instalación requerido para operar el procedimiento puede parecer en forma de requerimientos reducidos de energía para compresión o bombeo, requerimientos reducidos de energía para hervidores de torre o una combinación de los mismos. De manera alternativa, las ventajas de la presente invención se pueden realizar al llevar a cabo niveles de recuperación superiores para una cantidad dada de consumo de instalación o mediante una combinación de una recuperación mayor y una mejora en el consumo de instalación.

Aunque se han descrito lo que se consideran las modalidades preferidas de la invención, los expertos en la técnica reconocerán que se pueden realizar a la misma otras modificaciones adicionales, por ejemplo, para adaptar la invención a diversos tipos de condiciones de alimentación u otros requerimientos sin apartarse del espíritu de la presente invención como se define en las siguientes reivindicaciones: Se hace constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, es el que resulta claro de la presente descripción de la invención.

REIVINDICACIONES Habiéndose descrito la invención como antecede, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones : 1. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburo más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburo más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburos más pesados, caracterizado porque : J (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación a una primera posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla, por lo que se forma una corriente de vapor; (d) la .corriente de vapor se expande a la presión

Claims

menor y se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; (f) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una presión menor por lo que se enfría aún más; (g) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a la columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media superior; (h) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (i) se extrae una corriente de destilación superior desde una región superior de la columna de destilación y se divide en por lo menos una primera porción y una segunda porción, después de lo cual la primera porción se comprime a una presión mayor; (j) la primera porción comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (k) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de reflujo; (1) la corriente de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (m) la corriente de reflujo enfriada adicionalmente se suministra a la columna de destilación en la posición de alimentación de columna superior; (n) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, con el calentamiento que suple a por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (o) la segunda porción se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (p) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción calentada se combinan para formar la fracción de gas de residuo volátil que contiene una porción principal de metano; y (q) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones a la columna de destilación son eficaces para mantener la temperatura superior de la columna de destilación a una temperatura por la cual. la porción principal de los componentes de hidrocarburo más pesados se recuperan en una fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la columna de destilación.
2. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburo más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de liquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación a una primera posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla, por lo que se forma una primera corriente de vapor; (d) la primera corriente de vapor se expande a la presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; (f) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una presión menor por lo que se enfría aún más ; (g) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a la columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media superior; (h) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor, y posteriormente se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (i) la segunda corriente gaseosa parcialmente condensada y expandida se separa con lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (j) la segunda corriente de vapor se enfría . aún más y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (k) la tercera corriente de líquido se suministra a la columna de destilación en una tercera posición de alimentación de columna media inferior; (1) una corriente de destilación superior se extrae desde una región superior de la columna de destilación y se divide en por lo menos una primera porción y una segunda porción, después de lo cual la primera porción se comprime a una presión mayor; (m) la primera porción comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (n) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de reflujo; (o) la corriente de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (p) la corriente de reflujo enfriada adicionalmente se suministra a la columna de destilación en la posición de alimentación de. columna superior; (q) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, con el calentamiento que suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (r) la segunda porción se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (s) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción calentada se combinan para formar la fracción de gas de residuo volátil que contiene una porción principal de metano; y (t) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones a la columna de destilación son eficaces para mantener la temperatura superior de la columna de destilación a una temperatura por la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburo más pesados se recuperan en una fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la columna de destilación.
3. Un procedimiento, para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción, principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburo más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla por lo menos parcialmente; (d) la segunda corriente de líquido vaporizada parcialmente se separa por lo que se proporciona una corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (e) la corriente de vapor se expande a la presión menor y se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (f) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa ; (g) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una presión menor por lo que se enfría aún más; (h) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a la columna de destilación a una segunda posición de alimentación de. columna media superior; (i) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la columna de destilación a una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (j) la tercera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a la columna de destilación a una tercera posición de alimentación de columna media inferior; (k) una corriente de destilación superior se extrae desde una región superior de la columna de destilación y se divide en por lo menos una primera porción y una segunda porción, por lo cual la primera porción se .comprime a una presión mayor ; (1) la primera porción comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (m) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de refluj o; (n) la corriente de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (o) la corriente de reflujo enfriada adicionalmente se suministra a la columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (p) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, con el calentamiento que suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (q) la segunda porción se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (r) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción calentada se combinan para formar la fracción de gas de residuo volátil que contiene una porción principal de metano; y (s) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones de la columna de destilación són eficaces para mantener la temperatura superior de la columna de destilación a una temperatura mediante la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburo más pesados se recuperan en una fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la columna de destilación.
4. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburo más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla por lo menos parcialmente; (d) la segunda corriente de líquido vaporizada parcialmente se separa por lo que se proporciona una primera corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (e) la primera corriente de vapor se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a una columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (f) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; (g) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una presión menor por lo que se enfría aún más; (h) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a la columna de destilación a una segunda posición de alimentación de columna media superior; (i) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor; (j) la segunda corriente gaseosa expandida se enfría suficientemente para condensarla parcialmente; (k) la segunda corriente gaseosa parcialmente condensada y expandida se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una cuarta corriente de líquido; (1) la segunda corriente de vapor se enfría aún más y posteriormente se suministra a la columna de destilación a una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (m) la tercera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una tercera posición de alimentación de columna media inferior; (n) la cuarta corriente de líquido se suministra a la columna de destilación y en una cuarta posición de alimentación de columna media inferior; (o) una corriente de destilación superior se extrae desde una región superior de la columna de destilación y se divide en por lo menos una primera porción y una segunda porción, por lo cual la primera porción se comprime a una presión mayor; (p) la primera porción comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (q) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de reflujo; (r) la corriente de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (s) la corriente de reflujo enfriada adicionalmente se suministra a la columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (t) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento que suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (u) la segunda porción se calienta, y el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor ; (v) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción calentada se cpmbinan para formar la fracción de gas de residuo volátil que contiene una porción principal de metano; y (w) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones a la columna de destilación son eficaces para mantener la temperatura superior de la columna de destilación a una temperatura mediante la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburo más pesados se recuperan en una fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la columna de destilación.
5. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 ó 3, caracterizado porque: (a) la segunda porción se comprime a una presión mayor ; (b) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (c) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil .
6. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 2 ó 4, caracterizado porque: (a) la segunda porción se comprime a una presión mayor,-. (b) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; y (c) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción comprimida y calentada se combinan . para formar la fracción de gas residual volátil.
7. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 ó 3, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría antes de la expansión; (b) la segunda porción se comprime a una presión mayor; (c) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (d) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (e) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
8. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la segunda corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona la segunda corriente de vapor en la tercera corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la columna de destilación en la segunda posición de alimentación de columna media inferior; (d) la tercera corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una tercera posición de alimentación de columna media inferior; (e) la segunda porción se comprime a una presión mayor ; (f) , la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida ; (g) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; y (h) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
9. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la segunda corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona la segunda corriente de vapor y la cuarta corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a una columna de destilación en la segunda posición de alimentación de columna media inferior; (d) la cuarta corriente de líquido se expande a una presión menor y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una cuarta posición de alimentación de columna media inferior; (e) la segunda porción se comprime a una presión mayor; (f) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; (g) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de. una o más de la primera corriente gaseosa", la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; y (h) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda porción comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
10. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque: (a) la corriente de gas se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que proporciona la segunda corriente de vapor y la tercera corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se divide en por lo menos la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa ; (d) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la columna de destilación en una segunda. posición · de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (f) la segunda porción comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente gaseosa, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida .
11. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque: (a) la corriente gaseosa se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que proporciona una segunda corriente de vapor y la cuarta corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se divide en por lo menos la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa ; (d) la segunda corriente gaseosa se expande a una presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a una columna de destilación en la segunda posición de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (f) la segunda porción comprimida se calienta., en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente gaseosa, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida .
12. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburos más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una primera presión menor y posteriormente se suministra en una primera columna de destilación a una primera posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla, por lo que se forma' una corriente de vapor; (d) la corriente de vapor se expande a la primera presión inferior y se suministra a la primera columna de destilación a una posición de alimentación de columna media inferior; (e) una primera corriente de destilación superior se extrae de la región superior de la primera columna de destilación y se comprime a una presión superior; (f) la primera corriente de destilación superior comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (g) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de líquido de reflujo; (h) la corriente de líquido de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (i) la corriente de líquido de reflujo enfriada adicionalmente se divide en por lo menos una primera corriente de reflujo y una segunda corriente dé reflujo; (j) la primera corriente de reflujo se suministra a la primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (k) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; (1) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una segunda presión inferior por lo que se enfría aún más; (m) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (n) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media inferior; (o) la segunda corriente de reflujo se suministra a la segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (p) una segunda corriente de destilación superior se extrae desde una región superior de la segunda columna de destilación; (q) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (r) la segunda corriente de destilación superior se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (s) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda corriente de destilación superior calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano; (t) un primer líquido inferior de la primera columna de destilación y un segundo líquido inferior de la segunda columna de destilación se combinan para formar la fracción de líquido relativamente menos volátil; y (u) las cantidades y temperaturas de la primera y segunda corrientes de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones de la primera y segunda columnas de destilación son eficaces para mantener las temperaturas superiores de la primera y segunda columnas de destilación a una temperatura por medio de la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados se recuperan en la fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la primera y segunda columnas de destilación.
13. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de componentes de hidrocarburos más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una primera presión menor y posteriormente se suministra a una primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (c) .la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla, por lo que se forma una primera corriente de vapor; (d) la primera corriente de vapor se expande a una primera presión inferior y posteriormente se suministra a la primera columna de destilación a una posición de alimentación de columna media inferior; (e) una primera corriente de destilación superior se extrae de una región superior de la primera columna de destilación y se comprime a una presión superior; (f) la primera corriente de destilación superior comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda ' corriente de líquido ; (g) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de líquido de reflujo; (h) la corriente de líquido de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (i) la corriente de líquido de reflujo enfriada adicionalmente se divide en por lo menos una primera corriente de reflujo y una segunda corriente de reflujo; (j) la primera corriente de reflujo se suministra a la primera columna de destilación en la posición de alimentación de columna superior; (k) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa ; (1) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una segunda presión inferior por lo que se enfría aún más; (m) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (n) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor, y posteriormente se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (o) la segunda corriente gaseosa expandida y condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (p) la segunda corriente de vapor se enfría aún más y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (q) la tercera corriente de líquido se suministra a la segunda columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (r) la segunda corriente de reflujo se suministra a una segunda columna de destilación en la posición de alimentación de columna superior; (s) una segunda corriente de destilación superior se extrae desde la región superior de la segunda columna de destilación; (t) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (u) la segunda corriente de destilación superior se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (v) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda corriente de destilación superior calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano; (w) un primer líquido de fondo de la primera columna de destilación y un segundo líquido de fondo de la segunda columna de destilación se combinan para formar la fracción de líquido relativamente menos volátil; y (x) las cantidades y temperaturas de la primera y segunda corrientes de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones a la primera y segunda columnas de destilación son eficaces para mantener las temperaturas superiores de la primera y segunda columnas de destilación a temperaturas por medio de las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados se recuperan en la fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la primera y segunda columnas de destilación.
14. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; (b) la primera corriente de líquido se expande a una primera presión menor y posteriormente se suministra a una primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo suficiente para vaporizarla parcialmente; (d) . la segunda corriente de líquido vaporizada parcialmente se separa por lo que se proporciona una corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (e) la corriente de vapor se expande a una primera presión menor y se suministra a la primera columna de destilación a una primera posición de alimentación de columna media inferior; (f) la tercera corriente de líquido se expande a una primera presión menor y posteriormente se suministra a la primera columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (g) una primera corriente de destilación superior se extrae desde una región superior de la primera columna de destilación y se comprime a una presión mayor; (h) la primera corriente de destilación superior comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente cohdensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (i) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de líquido de reflujo; (j) la corriente de líquido de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (k) la corriente de líquido de reflujo enfriada adicionalmente se divide en por lo menos una primera corriente de reflujo y una segunda corriente de reflujo; (1) la primera corriente de reflujo se suministra a la primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (m) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; - - (n) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una segunda presión menor por lo que se enfría aún más; (o) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (p) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor es enfriada, y posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media inferior; (q) la segunda corriente de reflujo se suministra a la segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (r) una segunda corriente de destilación superior se extrae desde la región superior de la segunda columna de destilación; (s) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (t) la segunda corriente de destilación superior se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (u) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda corriente de destilación superior calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano; (v) un primer líquido de fondo de la primera columna de destilación y un segundo líquido de fondo de la segunda columna de destilación se combinan para formar la fracción de líquido relativamente menos volátil; y (w) las cantidades y temperaturas de la primera y segunda corrientes de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones de la primera y segunda columnas de destilación son. eficaces para mantener las temperaturas superiores de la primera y segunda columnas de destilación a temperaturas por medio de las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados se recuperan en la fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la primera y segunda columnas de destilación .
15. Un procedimiento para la separación de gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados y una corriente de gas que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano y una fracción de líquido relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; 5 (b) la primera corriente de líquido se expande a una primera presión menor y posteriormente se suministra a una primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (c) la segunda corriente de líquido se calienta lo l*-1 suficiente para vaporizarla parcialmente; (d) la segunda corriente de líquido vaporizada parcialmente se separa por lo que se proporciona una corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (e) la primera, corriente de vapor se expande a una 15 primera presión menor y posteriormente se suministra a la primera columna de destilación en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (f) la tercera corriente de líquido se expande a la primera presión menor y posteriormente se suministra a la 20 primera columna .de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (g) una primera corriente de destilación superior se extrae de una región superior de la primera columna de destilación y se comprime a una presión mayor; 25 (h) la primera corriente de destilación superior comprimida se enfría lo suficiente para condensarla por lo menos parcialmente y formar de esta manera una corriente condensada, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (i) la corriente condensada se divide en por lo menos una corriente de líquido volátil y una corriente de líquido de reflujo; (j) la corriente de líquido de reflujo se enfría aún más, en donde el enfriamiento suministra por lo menos una porción del calentamiento de la segunda corriente de líquido; (k) la corriente de líquido de reflujo enfriada adicionalmente se divide en por lo menos una primera corriente de reflujo y una segunda corriente de reflujo; (1) la primera corriente de reflujo se suministra a la primera columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (m) la corriente de gas se divide en por lo menos una primera corriente gaseosa y una segunda corriente gaseosa; (n) la primera corriente gaseosa se enfría para condensar sustancialmente la totalidad de la misma y posteriormente se expande a una segunda presión menor por lo que se enfría aún más ; (o) la primera corriente gaseosa expandida y sustancialmente condensada posteriormente se suministra a una segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna media superior; (p) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor, y posteriormente se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente;. (q) la segunda corriente gaseosa parcialmente condensada y expandida se separa para de esta manera proporcionar una segunda corriente de vapor y una cuarta corriente de líquido; (r) la segunda corriente de vapor se enfría aún más y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en una. primera posición de alimentación de columna media inferior; (s) la cuarta corriente de líquido se suministra a la segunda columna de destilación en una segunda posición de alimentación de columna media inferior; (t) la segunda corriente de reflujo se suministra a la segunda columna de destilación en una posición de alimentación de columna superior; (u) una segunda corriente de destilación superior se extrae de una región superior de la segunda columna de destilación; (v) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del énfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (w) la segunda corriente de destilación superior se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; (x) la corriente de líquido volátil vaporizada y la segunda corriente de destilación superior calentada se combinan para formar la fracción /de gas residual volátil que contiene una porción principal de metano; (y) un primer líquido de fondo de la primera columna de destilación y un segundo líquido de fondo de la segunda columna de destilación se combinan para formar la fracción de líquido relativamente menos volátil; y (z) las cantidades y temperaturas de la primera y segunda corrientes de . reflujo y las temperaturas de las alimentaciones a la primera y segunda columnas de destilación son eficaces para mantener las temperaturas superiores de la primera y segunda columnas de destilación a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados se recuperan en la fracción de líquido relativamente menos volátil por fraccionamiento en la primera y segunda columnas de destilación.
16. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 12 ó 14, caracterizado porque: (a) la segunda corriente de destilación superior se comprime a una presión mayor; (b) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (c) la corriente de líquido volátil vaporizado y la segunda corriente de destilación superior comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
17. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 13 ó 15, caracterizado porque: (a) la segunda corriente de destilación superior se comprime a una presión mayor; (b) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa expandida y la segunda corriente de vapor; y (c) la corriente de líquido volátil vaporizado y la segunda corriente de destilación superior comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
18. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 12 ó 14, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría antes de la expansión; (b) la segunda corriente de destilación superior se comprime a una presión mayor; (c) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; (d) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (e) la corriente de líquido volátil vaporizado y la segunda corriente de destilación superior comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
19. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la segunda corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se expande a una segunda presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en la primera posición de alimentación de columna media inferior; (d) la tercera corriente de líquido se expande a una segunda presión menor y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en la segunda posición de alimentación de columna media inferior; (e) la segunda corriente de destilación superior se comprime a una presión mayor; (f) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; (g) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; y (h) la corriente de líquido volátil vaporizado y la segunda corriente de destilación superior comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
20. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque: (a) la segunda corriente gaseosa se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la segunda corriente gaseosa condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una cuarta corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se expande a una segunda presión menor, se enfría y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en la primera posición de alimentación de columna media inferior; (d) la cuarta corriente de líquido se expande a una segunda presión menor y posteriormente se suministra a la segunda columna de destilación en la segunda posición de alimentación de columna media inferior; (e) la segunda corriente de destilación superior se comprime a una presión mayor; (f) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; (g) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la primera corriente gaseosa, la segunda corriente gaseosa y la segunda corriente de vapor expandida; y (h) la corriente de líquido volátil vaporizado y la segunda corriente de destilación superior comprimida y calentada se combinan para formar la fracción de gas residual volátil.
21. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque: (a) la corriente de gas se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la corriente de gas condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una tercera corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se divide en por lo menos la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa ; (d) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor, se enfría y posteriormente se suministra en la segunda columna de destilación a una primera posición de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (f) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida.
22. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado porque: (a) la corriente de gas se enfría lo suficiente para condensarla parcialmente; (b) la corriente de gas condensada parcialmente se separa por lo que se proporciona una segunda corriente de vapor y una cuarta corriente de líquido; (c) la segunda corriente de vapor se divide 'en por lo menos la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa ; (d) la segunda corriente gaseosa se expande a una segunda presión menor, se enfría y posteriormente se suministra en la segunda columna de destilación, en una primera posición de alimentación de columna media inferior; (e) la corriente de líquido volátil se calienta lo suficiente para vaporizarla, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida; y (f) la segunda corriente de destilación superior comprimida se calienta, en donde el calentamiento suministra por lo menos una porción del enfriamiento de una o más de la corriente de gas, la primera corriente gaseosa y la segunda corriente gaseosa expandida.
.23. El procedimiento de conformidad ' con las reivindicaciones 1, 2, 3, 4, 8, 9, 10 u 11, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de la . primera porción comprimida y la corriente de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
24. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y . (b) el enfriamiento de la primera porción comprimida y la corriente de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
25. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de la primera porción comprimida y la corriente de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
26. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de la primera porción comprimida y la corriente de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
27. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 12, 13, 14, 15, 19, 20, 21 ó 22, caracterizado porque : (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de la primera corriente de destilación superior comprimida y la corriente de líquido de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
28. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de la primera corriente de destilación superior comprimida y la corriente de líquido de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
29. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el- enfriamiento de la primera corriente de destilación superior comprimida y la corriente de líquido de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
30. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque: (a) el gas natural licuado se calienta y posteriormente se divide en por lo menos una primera corriente de líquido y una segunda corriente de líquido; y (b) el enfriamiento de, la primera corriente de destilación superior comprimida y la corriente de líquido de reflujo suministran por lo menos una porción del calentamiento del gas natural licuado.
31. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1, 2, 3, 4, 8, 9, 10, 11, 12, 13, 14, 15, 19, 20, 21 ó 22, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
32. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
33. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
34. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
35. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
36. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
37. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
38. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
39. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
40. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 25, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
41. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
42. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
43. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
44. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 29, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.
45. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 30, caracterizado porque la fracción de gas residual volátil contiene una porción principal de metano y componentes de C2.