MX2014009319A - Proceso de remocion de hidrocarburos pesados. - Google Patents

Abstract

Un proceso para retirar hidrocarburos pesados de una corriente de gas natural que comprende hacer pasar la corriente de gas natural a través de una unidad adsorbente de TSA para adsorber los hidrocarburos pesados, regenerar el adsorbente TSA mediante calentamiento para formar una fase gaseosa que contiene contaminantes, enfriar la fase gaseosa contaminada para separar el agua y líquidos de hidrocarburos pesados para formar una tercera fase gaseosa y dirigir la tercera fase gaseosa contaminada para separar el agua y líquidos de hidrocarburos pesados para formar una tercera fase gaseosa y dirigir la tercera fase gaseosa una unidad de PSA para adsorber los hidrocarburos pesados de la tercera fase gaseosa. El producto de la unidad PSA se puede enviar a la tubería o se puede reciclar en la unidad de TSA para retirar y recuperar más hidrocarburos.

Description

PROCESO DE REMOCIÓN DE HIDROCARBUROS PESADOS CAMPO DE LA INVENCIÓN La invención se refiere a un proceso para retirar agua e hidrocarburos de una corriente de gas natural .

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN El término "gas natural" se aplica al gas producido a partir de acumulaciones subterráneas de una composición muy variada. El principal constituyente del gas natural es el metano. Aparte del metano, el gas natural generalmente incluye otros hidrocarburos, nitrógeno, dióxido de carbono, a veces una pequeña proporción de sulfuro de hidrógeno y, a menudo, agua. Los constituyentes de hidrocarburo incluyen etano (C2) , propano (C3) , butano (C4) , pentano (C5) , hexano (C6) , he tano (C7) , etc. Los hidrocarburos que tienen 5 o más átomos de carbono generalmente se denominan C5+ . Los constituyentes de una corriente de gas natural que no sean metano se denominarán contaminantes en la memoria descriptiva y en las reivindicaciones. En particular, la invención se refiere a la remoción de contaminantes mediante una combinación de adsorción y condensación.

Los constituyentes más ligeros, Ci hasta e incluyendo C4, se encuentran en fase gaseosa a temperaturas y presiones atmosféricas. Los constituyentes más pesados, C5+, se encuentran en fase gaseosa, cuando se encuentran a temperaturas elevadas durante la producción desde la superficie y en fase líquida cuando se ha enfriado la mezcla de gas. El gas natural que contiene dichos constituyentes más pesados se conoce como "gas húmedo" a diferencia del gas seco que no contiene o contiene solamente una pequeña proporción de hidrocarburos líquidos.

La remoción de contaminantes, en particular, agua e hidrocarburos, de las corrientes de gas natural es importante para evitar los problemas que pueden ocurrir durante su transporte. En el caso de que el gas natural no tratado se transporte a través de sistemas de tuberías, la pérdida de presión que es inevitable en los sistemas de tubería hace que se formen líquidos como resultado de la condensación de agua y/o hidrocarburos. Los volúmenes de estos líquidos pueden provocar problemas, como el taponamiento de tuberías y sistemas de distribución. Además, el agua líquida puede acelerar la corrosión.

Un parámetro útil para indicar el posible contenido líquido de cualquier gas es el punto de condensación. El punto de condensación se define generalmente como la temperatura a la que se debe enfriar un gas (en composición constante) para que se vuelva saturado con respecto al vapor de agua (es decir, logre el equilibrio con un líquido) . Para las mezclas como el gas natural, en lugar de un punto de condensación se usan la presión crítica (presión más alta a la que está presente el equilibrio vapor-líquido) o la temperatura crítica (temperatura más alta a la que está presente el equilibrio vapor-líquido) .

Para evitar la formación de líquidos en una corriente de gas natural, los contaminantes, en particular el agua y, si corresponde, los hidrocarburos, se deberían retirar a los efectos de reducir la temperatura crítica de la corriente de gas natural. En el caso del gas natural con un bajo contenido de hidrocarburos sin ser metano, o en el caso en que se permita la formación de hidrocarburo líquido, solamente se requiere retirar el agua. Sin embargo, en general existe la necesidad de retirar tanto el agua como los hidrocarburos, que son más difíciles de retirar del gas natural, especialmente para lograr determinada temperatura crítica deseada .

Un proceso conocido para la remoción de agua e hidrocarburos de una corriente de gas natural se describe, por ejemplo, en el artículo "Solving storage problems" de T. Schulz, J. Rajani, D. Brands, Hydrocarbon Engineering junio 2001, páginas 55-60. En el proceso conocido, la corriente de gas natural se pone en contacto con un lecho adsorbente para retirar el agua y los contaminantes de hidrocarburos. Luego de determinado tiempo en la corriente, se debe regenerar el lecho de adsorción, dicho tiempo también depende de la calidad deseada de la corriente de gas purificado que se retira del lecho adsorbente debido a la adsorción preferencial de distintos tipos de contaminantes.

La adsorción de componentes de una mezcla de gases a través de adsorbentes sólidos es un proceso exotérmico térmico, conocido como adsorción por variación de temperatura (TSA) . En general, este proceso se revierte aplicando calor al adsorbente y fase adsorbente. Si el calor aplicado es suficiente, se retirarán los componentes adsorbentes de la superficie interna adsorbente y los poros. Para completar la regeneración, el adsorbente se vuelve a enfriar hasta su temperatura inicial. Esta inversión del proceso de adsorción se denomina regeneración.

Por lo tanto, en el proceso conocido se proporcionan tres lechos de adsorción en total, uno de ellos en el modo de adsorción, uno de ellos regenerado pasando una superficie de flujo de la corriente de gas natural no tratado a una temperatura elevada sobre el lecho de modo de retirar los contaminantes adsorbidos del lecho, y uno de ellos enfriado por la superficie de flujo luego de regenerar el lecho. En primer lugar, la superficie de flujo se pasa a través del lecho para que se enfríe, luego se calienta y se pasa a través del lecho para que se regenere. La superficie de flujo absorbe los contaminantes que se retiran del lecho adsorbente en el modo de regeneración. La superficie de flujo contaminada luego se pasa a través de un enfriador de aire y agua, de modo que los contaminantes que se condensan a la temperatura del agua (superior a la temperatura de formación de hidratos) se puedan separar como un líquido en un separador. El gas de evaporación se recicla en la corriente de gas natural que se va a tratar, corriente arriba del lecho de adsorción en el modo de adsorción. Desafortunadamente, el separador y enfriador de agua no son muy eficaces. Por consiguiente, se pueden concentrar niveles significativos de contaminantes de hidrocarburos C5+ en la corriente de reciclado al lecho de adsorción, reduciendo la eficacia de adsorción. De manera alternativa, el enfriamiento con un refrigerante también es problemático, se pueden formar hidratos sólidos en el enfriador y el separador de vapor y líquido .

Un problema en el uso de lechos adsorbentes para retirar el agua y/o los hidrocarburo¾ de una corriente de gas natural es que no siempre es posible alcanzar una temperatura crítica suficientemente baja de la corriente de gas purificado resultante del lecho en el modo de adsorción. Por lo tanto, existe la necesidad de un proceso que permita la remoción de contaminantes, comúnmente tanto agua como hidrocarburos, del gas natural, para alcanzar determinada temperatura crítica deseada .

De acuerdo con la publicación estadounidense n.° 2007/0267328, publicada el 22 de noviembre de 2007, se proporciona un proceso para retirar los contaminantes de una corriente de gas natural. El proceso comprende los pasos de: (a) poner en contacto una parte de la corriente de gas natural como una primera corriente de gas a una temperatura elevada con un primer lecho adsorbente en el modo de regeneración, para retirar los contaminantes presentes en el primer lecho adsorbente, y para obtener una segunda corriente de gas rica en contaminantes en comparación con la primera corriente de gas; b) someter la segunda corriente de gas a un paso de separación de gas/líquido que comprende enfriar la segunda corriente de gas hasta una temperatura de modo que comiencen a condensarse al menos algunos contaminantes en una primera fase líquida rica en contaminantes, y separar la primera fase líquida de la segunda corriente de gas para crear una tercera corriente de gas; donde el paso de separación de gas/líquido forma un primer paso de separación de gas/líquido, y donde el proceso comprende adicionalmente (c) someter la tercera corriente de gas a un segundo paso de separación de gas/líquido para obtener una segunda fase líquida rica en contaminantes, y una corriente de gas ligera.

En una modalidad particularmente ventajosa del proceso de acuerdo con la publicación estadounidense n. ° 2007/0267328, la segunda separación de gas/líquido en el paso (c) se realiza mediante un separador por inercia de velocidad acelerada. Dicho separador crea una corriente de fluido que fluye a velocidad acelerada y hace que se enfríe dicha corriente de fluido hasta una temperatura a la que se condensan el agua y los hidrocarburos en una segunda fase líquida de agua/hidrocarburo. El separador por inercia de velocidad acelerada es ventajosamente un separador por inercia supersónica y la corriente de fluido fluye a velocidad supersónica. Además, se puede inducir de forma adecuada un movimiento de rotación a la corriente de fluido que fluye a velocidad supersónica, causando así que los contaminantes, en particular el agua y los hidrocarburos, fluyan hacia una sección radialmente exterior de una zona colectora en la corriente. Sin embargo, luego de retirarse del separador por inercia de velocidad acelerada, la corriente de gas se debe comprimir a la presión de adsorción. El paso de compresión reduce la eficacia de energía del proceso .

COMPENDIO DE LA INVENCIÓN La presente invención proporciona un proceso para retirar agua e hidrocarburos de una corriente de gas natural, y que ha mejorado la eficacia del proceso en comparación con los procesos de la técnica previa. El proceso para retirar el agua y los contaminantes de hidrocarburos pesados de las corrientes de gas natural comprende un proceso de adsorción por variación de temperatura, como en la técnica previa, en la cual la corriente de gas natural se dirige a un lecho adsorbente para retirar los contaminantes de la corriente de gas natural. El lecho de adsorción se regenera mediante una temperatura a la que se liberan los contaminantes del adsorbente y pasan a un paso de separación de gas/líquido, que implica enfriar la corriente de gas contaminante para la condensación en una fase líquida rica en contaminantes. En lugar de reciclar la fase gaseosa que resulta de la separación de gas/líquido en el lecho adsorbente, la fase gaseosa pasa a un proceso de adsorción por variación de presión en el cual se adsorben los contaminantes en el lecho, que incluyen hidrocarburos pesados, y se forma una corriente de gas natural limpia. Al regenerar el lecho de adsorción por variación de presión mediante la reducción de la presión, se usa la corriente contaminante a presión baja como un combustible para proporcionar calor para el modo de regeneración del lecho de adsorción por variación de temperatura. La presente invención también se refiere a variaciones en el proceso en el cual el producto y el contaminante fluyen del proceso de adsorción por variación de presión se puedan reciclar o tratar para posteriores separaciones .

El proceso y sistema de acuerdo con la invención permite, además de retirar el agua, la remoción de hidrocarburos de la corriente de gas de suministro, que da como resultado una temperatura crítica inferior en comparación con la corriente de gas de suministro. En el proceso de acuerdo con la invención, se puede dirigir el alcance de la remoción del agua y los hidrocarburos de la corriente de gas de suministro, creando así una corriente de gas resultante con una temperatura crítica deseada, incluso en casos en los que la composición de la corriente de gas de suministro sea tal que una disminución de la temperatura crítica no pudiera alcanzar un nivel lo suficientemente bajo usando otras técnicas, como el proceso que solamente utiliza adsorción.

El proceso de la presente invención alivia los problemas que se encuentran en la técnica previa en el que el gas del separador de gas-líquido se recicló en la unidad de adsorción por variación de temperatura, y donde el reciclado continuo dio como resultado una acumulación de hidrocarburos pesados en el proceso de adsorción debido a la eficacia inherente de la unidad de separación de gas-líquido. El uso de la unidad de adsorción por variación de presión retira de manera eficaz los contaminantes de hidrocarburos pesados de la corriente contaminante que se retira de la unidad de adsorción por variación de temperatura. Cualquier gas reciclado de la unidad de adsorción por variación de presión presenta un contenido significativamente menor de hidrocarburos pesados que el gas del condensador o separador de gas/líquido.

Además, cualquier gas reciclado de la unidad de PSA en la unidad de adsorción por variación de temperatura para la adsorción adicional de contaminantes se encuentra a la presión más alta del gas resultante a partir de la adsorción por variación de presión y, por lo tanto, mejora la eficacia de la publicación estadounidense n.° 2007/0267328 en la que la fase gaseosa del separador de gas- líquido debido a una disminución de presión, y luego se debió comprimir para cumplir con la presión de suministro de la unidad de adsorción por variación de temperatura.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LAS FIGURAS La Figura 1 es un esquema del proceso de la presente invención para retirar el agua y los hidrocarburos de una corriente de gas natural, que muestra la combinación de adsorción por variación de temperatura, separación de gas/líquido y adsorción por variación de presión.

La Figura 2 es un esquema del proceso de la presente invención para retirar el agua y los hidrocarburos de una corriente de gas natural, que muestra la combinación de adsorción por variación de temperatura, separación de gas/líquido y adsorción por variación de presión en la que se usa la corriente contaminante de la unidad de PSA como combustible para regenerar la unidad de TSA, y el producto de la unidad de PSA se recicla en la unidad de TSA para la reducción adicional de contaminante.

La Figura 3 es un esquema de un proceso alternativo de la presente invención para retirar el agua y los hidrocarburos de una corriente de gas natural, que muestra la combinación de adsorción por variación de temperatura, separación de gas/líquido y adsorción por variación de presión en la que se dirige la corriente contaminante de la unidad de PSA a un separador de gas/líquido antes de usarse como combustible para regenerar la unidad de TSA.

La Figura 4 es un esquema de aun otro proceso alternativo para retirar el agua y los hidrocarburos de una corriente de gas natural, que ilustra la combinación de TSA, separación de gas/líquido y unidad de PSA en la que la corriente contaminante de la unidad de PSA se somete a separación adicional de gas/líquido.

La Figura 5 es un esquema de aun otra variación del proceso de la presente invención para retirar el agua y los hidrocarburos de una corriente de gas natural, que muestra la combinación de TSA, separación de gas/líquido y unidad de PSA en la que se forma una corriente de presión intermedia de la unidad de PSA.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN La composición de la corriente de gas natural que se debe tratar puede variar. En general, la corriente de gas natural comprende agua en concentraciones en el intervalo de 0,01 a 4 % mol, preferentemente 0,05 a 2 % mol. La concentración de hidrocarburos C2, C3 y C4 en la corriente de gas de suministro se encuentra comúnmente en el intervalo de 0,4 a 4 % mol, en particular de 1,0 a 3 % mol. La concentración de hidrocarburos C5+ en la corriente de gas de suministro se encuentra comúnmente en el intervalo de 0,05 a 5 % mol, en particular de 0,1 a 3 % mol, en función de la corriente de gas de suministro.

De manera adecuada, la corriente de gas tratada presenta una temperatura crítica inferior a la de la corriente de suministro de gas natural, preferentemente al menos 10 °C menor, más preferentemente al menos 15 °C menor, más preferentemente al menos 20 °C menor. En términos absolutos, la corriente de gas tratada que se debe enviar a la tubería tendrá una temperatura crítica inferior a 10 °C, preferentemente inferior a 6 °C, más preferentemente inferior a 0 °C, más preferentemente inferior a -5 °C.

La corriente de suministro de gas natural, como la que se describe anteriormente y se muestra en la Figura 1 con número de referencia 10, se dirige a la unidad de adsorción por variación de temperatura (unidad de TSA) 12. La unidad de TSA 12 incluye uno o más lechos que se procesan de manera alternativa mediante una etapa de adsorción, una etapa de regeneración y una etapa de enfriamiento. En la Figura 1, la etapa de adsorción se indica con el número de referencia 14, la etapa de regeneración se indica con el número de referencia 16 y la etapa de enfriamiento se indica con el número de referencia 18. La corriente de suministro 10 ingresa a la etapa de adsorción 14 mediante la línea 11. La etapa de adsorción 18 incluye un adsorbente de partículas que puede adsorber el agua y los hidrocarburos pesados, que incluyen los hidrocarburos C5+ de la corriente de suministro 10. La temperatura de entrada de la etapa de adsorción puede oscilar entre alrededor de 5 y 100 °C, preferentemente entre alrededor de 15 y 60 °C, y 20 y 30 °C, como también se ejemplifica. Se pueden usar presiones de 200 a 1400 psia, preferentemente 600 a 1200 psia, y como se ejemplifica adicionalmente de 800 a 1000 psia. Una corriente de producto 15 se retira del lecho adsorbente de TSA 14, con un contenido de hidrocarburos pesados y agua muy reducido en comparación con la corriente de suministro 10. También se puede usar una parte de la corriente de suministro 10 para enfriar el adsorbente en la etapa 18 mediante la línea 13, posterior a la adsorción y luego la regeneración. Por lo tanto, una vez que se ha calentado el adsorbente en la etapa 14 y el adsorbente libera los contaminantes que se encuentran allí, ahora se debe enfriar la etapa y se debe preparar para la etapa de adsorción. Las temperaturas de entrada de la etapa de enfriamiento pueden oscilar entre 5 y 100 °C, preferentemente entre alrededor de 15 y 60 °C, y 20 y 30 °C, como también se ejemplifica. Se pueden usar presiones de 200 a 1400 psia, preferentemente 600 a 1200 psia, y como se ejemplifica adicionalmente de 800 a 1000 psia. La etapa de regeneración implica el calentamiento del adsorbente, de modo que el adsorbente libere los hidrocarburos pesados. El calentamiento se lleva a cabo dirigiendo la corriente de suministro que ha pasado a través de la unidad de enfriamiento 18 y dirigiendo la corriente de suministro desde la unidad 18 mediante la línea 20 a la caldera 22. En la caldera 22, la corriente de suministro se calienta y dirige a la unidad de regeneración 16 mediante la línea 24. Las temperaturas de entrada de la etapa de regeneración pueden oscilar entre alrededor de 200 y 350 °C, preferentemente entre alrededor de 200 y 300 °C, y 270 y 290 °C, como también se ejemplifica. Se pueden usar presiones de 200 a 1400 psia, preferentemente 600 a 1200 psia, y como se ejemplifica adicionalmente de 800 a 1000 psia.

Los adsorbentes adecuados son sólidos con una estructura microscópica. La superficie interna de dichos adsorbentes es preferentemente entre 100 y 2000 m2/g, más preferentemente entre 500 y 1500 m2/g. La naturaleza de la superficie interna del adsorbente en el lecho adsorbente es tal que se absorban el agua y los hidrocarburos C5+. De manera adecuada, la superficie interna del adsorbente es polar. Los materiales adsorbentes adecuados incluyen materiales a base de sílice, gel de sílice, aluminio o sílice y aluminio. Se prefieren los adsorbentes tipo zeolita.

En general, en el lecho adsorbente se adsorbe preferentemente el agua en comparación con los hidrocarburos. En general, se adsorberán preferentemente hidrocarburos C5+, hidrocarburos que tienen 5 o más átomos de carbono, en comparación con los hidrocarburos más ligeros, tales como C2, C3 o C4. En general, se adsorbe el agua en la medida en que las concentraciones resultantes se encuentren en el intervalo de 0,001 y 0,5 % mol, en particular 0,01 y 0,4 % mol, más particularmente 0,05 y 0,2 % mol. En general, se adsorben los hidrocarburos C5+ en la medida en que las concentraciones resultantes se encuentren en el intervalo de 0,01 y 1 % mol, en particular 0, 05 y 0,5 % mol .

La regeneración del lecho adsorbente 16 da como resultado un aumento en el contenido contaminante relativo de la corriente de gas 26 que se retira del lecho, en comparación con el contenido contaminante relativo de la corriente de suministro de gas natural 10 que ingresa al lecho adsorbente 14. Si bien de esta manera se puede regenerar el lecho adsorbente, el gas de regeneración 26 es ahora de peor calidad que la corriente de gas natural original 10. Esto es. un problema dado que generalmente se desea reciclar la corriente de gas de regeneración a un lecho adsorbente en modo de adsorción. En la técnica previa, este problema se resuelve enfriando el gas de regeneración en un enfriador de aire y agua, de modo de condensar parte de los contaminantes en una fase líquida, y separando la fase líquida del gas de regeneración.

Por lo tanto, la corriente de gas 26 se enfría en el condensador 28 hasta una temperatura tal que al menos parte del agua y parte de los hidrocarburos comiencen a condensarse en una fase líquida de agua/hidrocarburos. La temperatura de enfriamiento se puede ajustar y depende de la temperatura de la corriente de gas 26. Comúnmente, el enfriamiento se realiza mediante un enfriador de aire y/o agua, y las temperaturas de enfriamiento son temperaturas típicas de aire o agua, en particular por encima de la temperatura del hidrato, tal como por encima del intervalo de 0 a +20 °C. Las temperaturas de entrada de los enfriadores pueden oscilar entre alrededor de 5 y 60 °C, preferentemente alrededor de 15 y 35 °C, y 20 y 35 °C, como también se ejemplifica. Se pueden usar presiones de 200 a 1400 psia, preferentemente 600 a 1200 psia, y como se ejemplifica adicionalmente 800 a 1000 psia. La condensación o separación del agua y los hidrocarburos pesados a partir de la fase gaseosa ocurre en el separador 30, que recibe la corriente enfriada 29 del condensador 28. Preferentemente, se condensarán entre 0,5 % y 90 % del agua y contaminantes de hidrocarburos, más preferentemente entre 1,0 % y 80 %, en función de los contaminantes de agua e hidrocarburos totales presentes en la fase gaseosa en la corriente de gas .

El agua y los hidrocarburos pesados (C5+) líquidos se separan de la corriente enfriada 29 en el separador 30, y se desechan mediante la línea 32. Una corriente de gas 34, principalmente de hidrocarburos Ci-C4 y sin agua y contaminantes C5+, se retira del separador 30. En los sistemas de la técnica previa, la corriente de gas 34 se recicló en el lecho adsorbente 14 para la posterior remoción de los hidrocarburos pesados, que permanecieron. Tal como se mencionó anteriormente, sin embargo, el condensador 28 y el separador 30 no son demasiado eficientes y, por consiguiente, pueden permanecer niveles significativos de contaminantes de hidrocarburos C5+ en la fase gaseosa 34. El reciclado continuo de la corriente 34 en el lecho adsorbente podría sobrecargar el adsorbente, lo que requiere que se regenere el adsorbente con mayor frecuencia, o requiere un aumento del tamaño del lecho adsorbente. Independientemente de si el lecho se agranda o si el adsorbente se regenera con mayor frecuencia, aumentará la cantidad de gas de regeneración, aumentando así la cantidad de reciclado eficaz.

De acuerdo con la presente invención, se trata adicionalmente la corriente de gas 34, que se obtiene a partir de la separación de gas/líquido en el separador 30, para retirar los hidrocarburos pesados de allí. Luego del tratamiento, la fase gaseosa luego se puede enviar a la tubería, o se puede reciclar en el lecho adsorbente sin las dificultades anteriores de sobrecarga del lecho adsorbente. Con referencia nuevamente a la Figura 1, la fase gaseosa 34, que se separa del separador 30, se calienta en la caldera 36, y la fase gaseosa calentada mediante la línea 38 se envía a una unidad de PSA 40. Como se muestra en la Figura 1, la unidad de PSA 40 representa un sistema de PSA en el cual se utiliza uno o comúnmente múltiples lechos de un adsorbente. De manera similar al sistema de TSA, cada lecho del sistema de PSA funciona en un ciclo de presurización/adsorción y despresurización/regeneración secuencial. Los procesos de PSA se llevan a cabo comúnmente en sistemas de múltiples lechos, como se ilustra en la patente estadounidense n.° 3,430,418 de Wagner, que describe un sistema con al menos cuatro lechos. Tal como se conoce y describe generalmente en la presente patente, el proceso de PSA se realiza comúnmente en un ciclo de una secuencia de procesamiento que incluye en cada lecho: (1) mayor adsorción de presión con liberación del producto efluente del producto final del lecho; (2) despresurización en paralelo hasta presión intermedia con liberación de gas de espacio vacío desde el producto final de este; (3) despresurización contracorriente hasta una presión más baja; (4) purga y (5) presurización . El gas de espacio vacío liberado durante el paso de despresurización en paralelo se emplea comúnmente con propósitos de compensar la presión y para proporcionar gas de purga a un lecho a su presión de desorción más baja. De manera adecuada, la superficie interna del adsorbente es polar. Los materiales adsorbentes adecuados incluyen materiales a base de adsorbentes tipo sílice, gel de sílice, aluminio o sílice y aluminio y zeolita. En general, las temperaturas de entrada de la etapa de adsorción de PSA pueden oscilar entre alrededor de 65 y 200 °C, preferentemente entre alrededor de 125 y 175 °C, y 150 y 160 °C, como también se ejemplifica. Se pueden usar presiones de 200 a 1400 psia, preferentemente 500 a 1200 psia, y como se ejemplifica adicionalmente 800 a 1000 psia. Se pueden usar presiones de 2 a 100 psia, preferentemente 5 a 30 psia, y como se ejemplifica adicionalmente 10 a 20 psia para la etapa de purga.

Nuevamente, con referencia a la Figura 1, el gas resultante del sistema de PSA 40 se retira mediante la línea 42, con un contenido de hidrocarburos pesados sustancialmente menor que la corriente de gas 26 y la fase gaseosa 34. La línea 42 se puede enviar directamente a la tubería o se puede enfriar mediante el condensador 44 para separar más agua o hidrocarburos líquidos pesados para proporcionar una fase gaseosa limpia 46, que luego se puede dirigir a la tubería. La fase gaseosa contaminante a baja presión 48, del sistema de PSA 40, se forma mediante la despresurización del lecho adsorbente, que representa un ciclo de regeneración de la PSA. La fase gaseosa a presión baja 48 se puede usar como combustible para calentar la caldera 22 para la regeneración del adsorbente de TSA.

La Figura 2 representa un proceso alternativo al que se muestra en la Figura 1, si bien los procesos de TSA y las unidades de separación de la fase gaseosa/líquida son los mismos para cada proceso. La corriente de suministro de gas natural 50 se dirige a la unidad de adsorción por variación de temperatura (unidad de TSA) 52. La unidad de TSA 52 incluye uno o más lechos que se procesan de manera alternativa mediante una etapa de adsorción, una etapa de regeneración y una etapa de enfriamiento. En la Figura 2, la etapa de adsorción se indica con el número de referencia 54, la etapa de regeneración se indica con el número de referencia 56 y la etapa de enfriamiento se indica con el número de referencia 58. La corriente de suministro 50 ingresa a la etapa de adsorción 54 mediante la línea 51. La etapa de adsorción 54 incluye un adsorbente de partículas, como se describe anteriormente, que puede adsorber agua, y los hidrocarburos pesados, que incluyen los hidrocarburos C5+ de la corriente de suministro 50. Una corriente de producto 55 se retira del lecho adsorbente de TSA 54, con un menor contenido de hidrocarburos pesados y agua que la corriente de suministro 50. También se puede usar una parte de la corriente de suministro 50 para enfriar el adsorbente en la etapa 58 mediante la línea 53, posterior a la adsorción y luego la regeneración, como se describe anteriormente. La etapa de regeneración implica el calentamiento del adsorbente, de modo que el adsorbente libere los hidrocarburos pesados. El calentamiento se lleva a cabo dirigiendo la corriente de suministro que ha pasado a través de la unidad de enfriamiento 58 y se dirige desde la unidad 58 mediante la línea 60 a la caldera 62. En la caldera 62, la corriente de suministro se calienta y dirige a la unidad de regeneración 56 mediante la línea 64.

En la unidad de regeneración 56, el adsorbente calentado libera el agua y los hidrocarburos adsorbidos, que se retiran mediante la línea 66. La línea 66 presenta una concentración mucho más alta de agua e hidrocarburos pesados que la corriente de suministro 50. La corriente de gas 66 se enfría, como se describe con respecto a la Figura 1, en el condensador 68 hasta una temperatura tal que al menos parte del agua y parte de los hidrocarburos comiencen a condensarse en una fase líquida de agua/hidrocarburos. La condensación o separación del agua y los hidrocarburos pesados a partir de la fase gaseosa ocurre en el separador 70, que recibe la corriente enfriada 69 del condensador 68.

La fase líquida de agua/hidrocarburos se separa de la corriente de gas en el separador 70, y se desecha mediante la línea 72. Se retira una corriente de gas 74 sin contaminantes del separador 70. La corriente de gas 74 se dirige a una unidad de PSA 80 que funciona de la misma manera que la unidad de PSA 40, como se describe con respecto a la Figura 1. Por lo tanto, la corriente de gas 74 que contiene hidrocarburos pesados en forma de hidrocarburos C5+ se calienta en el calentador 76 y la corriente de gas se dirige al proceso de PSA 80 mediante la línea 78. El sistema de PSA 80 incluye un lecho adsorbente que incluye un adsorbente selectivo para los hidrocarburos pesados. Se retira una corriente de producto a presión alta 82 del proceso de PSA 80 mediante el lecho adsorbente del proceso de PSA 80, con considerablemente menos hidrocarburos pesados que las corrientes de proceso 66, 74 y 78. Por consiguiente, el producto 82 se puede enfriar en el enfriador 84 y se puede enviar mediante la línea 86 para reciclado en el lecho adsorbente 54 del proceso de TSA. En la medida en que la corriente 86 presente un menor contenido de hidrocarburos pesados debido a la adsorción en la unidad de PSA 80, el reciclado en la unidad adsorbente de TSA no sobrecarga la unidad, como en la técnica previa. Como la Figura 1, se puede usar la fase contaminante a presión baja 88 de la unidad de PSA 80 como combustible para la caldera 62.

La Figura 3 representa aun otro proceso alternativo comprendido por el alcance de la presente invención. Como en las Figuras 1 y 2, el proceso de la Figura 3 implica tratar una corriente de suministro de gas natural con un proceso combinado de TSA y separación de gas/líquido. Como en las Figuras 1 y 2, una corriente de suministro de gas natural 90 se trata mediante un proceso de TSA 100 para proporcionar un gas de producto limpio 101, y una corriente concentrada de agua/hidrocarburo C5+ 102. Un condensador 99 y un separador de gas/líquido 103 trata la corriente 102 para proporcionar una fase gaseosa resultante 104, que aún contiene hidrocarburos pesados contaminantes que se hayan desorbido de la unidad de TSA 100 durante la regeneración. También se retira una corriente líquida de agua/hidrocarburos pesados 107 del separador 103. Como en el proceso que se muestra en las Figuras 1 y 2, la fase gaseosa resultante 104 se calienta en el calentador 105 y se transporta mediante la línea 106 a la unidad de PSA 108. El gas resultante 110 que se retira de la unidad de PSA 108 se reduce mucho en los hidrocarburos pesados, que se han adsorbido en la unidad de PSA. El adsorbente es como se describe anteriormente y es más selectivo para el agua y los hidrocarburos C5+ que los hidrocarburos más ligeros, es decir, Ci-C4. Por consiguiente, el gas resultante 110 se puede reciclar directamente en la unidad de adsorción de TSA mediante las líneas 112 y 113 sin sobrecargar el adsorbente en la unidad de TSA 100. La fase gaseosa contaminante a presión baja de la unidad de PSA 108 se retira mediante la línea 114 y es rica en agua e hidrocarburos pesados. En esta modalidad, la corriente de gas contaminante a presión baja se presuriza en el compresor 116 y se dirige mediante la línea 117 al condensador 118, y mediante la línea 119 al separador 120, donde se separan aun más el agua y los hidrocarburos pesados de los hidrocarburos Ci-C4 que constituyen la fase gaseosa en el separador 120, y se retiran del separador 120 como corriente líquida 122. La fase gaseosa del separador 120 se retira mediante la línea 124 y se puede usar como combustible en la caldera 130 de la unidad de TSA 100. Por lo tanto, se retiran los hidrocarburos líquidos de C5+ de las líneas 107 y 122 de los separadores 103 y 120, respectivamente, y se pueden recuperar para obtener valor químico.

La Figura 4 representa aun otra alternativa al proceso de la presente invención. Se pasa una corriente de suministro de gas natural 130 a través de una unidad de TSA 132 para retirar la carga de agua e hidrocarburos pesados de la corriente de suministro y producir un gas resultante 134 que se puede enviar a la tubería. La unidad de TSA 132 incluye uno o más lechos que se procesan de manera alternativa mediante una etapa de adsorción, una etapa de regeneración y una etapa de enfriamiento. En la Figura 4, la etapa de adsorción se indica con dos lechos ejecutados en paralelo, 133 y 135, la etapa de regeneración se indica con el número de referencia 136 y la etapa de enfriamiento se indica con el número de referencia 138. La corriente de suministro 130 ingresa a las etapas de adsorción 133 y 135, ya sea simultáneamente o de forma escalonada mediante las líneas 131, 139 y 141. Las etapas de adsorción 133 y 135 incluyen un adsorbente de partículas que puede adsorber agua, y los hidrocarburos pesados, que incluyen los hidrocarburos C5+ de la corriente de suministro 130. La temperatura y presión de entrada de las etapas de adsorción son como se establece en la descripción de la Figura 1. Se retira una corriente de producto 134 de los lechos adsorbentes de TSA 133 y 135, con un contenido de hidrocarburos pesados y agua muy reducido en comparación con la corriente de suministro 130. También se puede usar una parte de la corriente de suministro 130 para enfriar el adsorbente en la etapa 138 mediante la línea 137, posterior a la adsorción y luego la regeneración. Por lo tanto, una vez que se ha calentado el adsorbente en las etapas 133 y 135 y el adsorbente libera los contaminantes de allí, se debe enfriar la etapa y se debe preparar para la etapa de adsorción como se describió anteriormente. La etapa de regeneración implica el calentamiento del adsorbente, de modo que el adsorbente libere los hidrocarburos pesados. El calentamiento se lleva a cabo dirigiendo la corriente de suministro que ha pasado a través de la unidad de enfriamiento 138 y dirigiendo la corriente de suministro desde la unidad 138 mediante la línea 140 a la caldera 142. En la caldera 142, la corriente de suministro se calienta y dirige a la unidad de regeneración 136 mediante la línea 144.

La corriente contaminante 146 de la unidad de TSA 132 se forma mediante la regeneración del lecho adsorbente 136 y se dirige al condensador 148 mediante la línea 147 y luego la unidad de separación 150 mediante la línea 149. El separador 150 proporciona una separación de gas/líquido, en el cual se retiran los contaminantes líquidos del agua y los hidrocarburos C5+ mediante la línea 151, y se separa una fase gaseosa 152 y se trata adicionalmente de acuerdo con la presente invención para retirar los contaminantes de hidrocarburos pesados adicionales. Nuevamente, la fase gaseosa 152 se calienta en el calentador 154 y se dirige mediante la línea 156 a la unidad de PSA 158. El producto de la unidad de PSA 158, con un menor nivel de agua e hidrocarburos C5+ que la corriente 156, se retira mediante la línea 160 y se dirige a la tubería. Opcionalmente , se puede reciclar la línea 160 (no se muestra) en un lecho adsorbente de la unidad de TSA 132. La corriente contaminante a presión baja 162 de la unidad de PSA se presuriza en el compresor 164, se dirige mediante la línea 165 al condensador 166 y mediante la línea 167 al separador 168, donde los líquidos pesados se retiran adicionalmente mediante la línea 170. En el proceso que se muestra en la Figura 4, la fase gaseosa 171, que se retira del separador 168, se presuriza en el compresor 172 y se dirige mediante la línea 174 al condensador 176 y al separador 178 mediante la línea 177 para la separación en una fase líquida de C5+ mediante la línea 180 y una fase gaseosa 182 para que se mezcle con la fase gaseosa contaminante 146 que se retira de la unidad de TSA 132, posterior a la regeneración del adsorbente en la unidad de TSA 132. La corriente combinada 146 y 182 forma la corriente 147, que se enfría y separa en la unidad de separación 150.

Se toma una fase gaseosa resultante a presión intermedia 159 de la unidad de PSA 158 como corriente de combustible 157. Se puede dirigir una parte de la fase gaseosa 159 mediante la línea 161 a la fase gaseosa 171. En esta modalidad, los hidrocarburos pesados se recuperan a partir de la corriente de suministro inicial 130 como lineas 151, 170 y 180.

En una modalidad alternativa final que se muestra en la Figura 5, se pasa la corriente de gas natural 90 que se debe tratar para retirar el agua y los hidrocarburos pesados a la unidad de TSA 100 y la unidad de separación 103, como se muestra en la Figura 3 y se describe anteriormente. Se retira de la unidad de separación 103 una corriente contaminante líquida 190 que contiene agua e hidrocarburos pesados que se pueden recuperar para obtener valor químico, y una fase gaseosa 192, que aún contiene una cantidad menor de hidrocarburos pesados, C5+. Como en las modalidades que anteceden, la fase gaseosa 192 se calienta en el calentador 193 y se hace pasar mediante la línea 194 a la unidad de PSA 196. En la unidad de PSA 196, los hidrocarburos pesados contenidos en la corriente 194 se adsorben en el lecho adsorbente de la unidad de PSA 196 para proporcionar una corriente gaseosa 198 resultante a presión alta, con un menor contenido de hidrocarburos C5+ que la corriente 194. En esta modalidad, la corriente de gas resultante a presión alta 198 se recicla en la etapa adsorbente de la unidad de TSA 100. Esto se muestra mediante las líneas 200 y 201. Una corriente resultante a presión intermedia 172 también se toma de forma paralela al producto final de la unidad de PSA 196. Esta corriente resultante a presión intermedia 202 también tiene un menor contenido de C5+ que la corriente 194 y se presuriza en el compresor 204 y se dirige mediante la línea 206 para reciclarse con la línea 200 en la etapa adsorbente de la unidad de TSA 100. La remoción y reciclado de una corriente de presión intermedia de una unidad de PSA mejora la eficacia de la unidad de PSA, y se muestra en la patente estadounidense asignada comúnmente n.° 6,610,124, emitida el 26 de agosto de 2003. La corriente altamente contaminada a presión baja 208 que se retira de la unidad de PSA 196 se presuriza en el compresor 210 y luego se envía mediante la línea 212 al condensador 214 para la separación en una fase gaseosa y líquida en el separador 216. La fase líquida que contiene hidrocarburos pesados se retira mediante la línea 218 y se puede usar la fase gaseosa mediante 200 para calentar la caldera en la unidad de TSA 100.

Ejemplo 1 (técnica previa) Este ejemplo ilustra el rendimiento de un sistema de recuperación de hidrocarburos con un proceso de TSA de 4 lechos de 12.000 kg/lecho. El sistema contiene la unidad de TSA de la técnica previa y un separador. El sistema sería el mismo que en la Figura 1, donde la etapa adsorbente 14 constaría de dos lechos con 12.000 kg de adsorbente en cada lecho. En lugar de que se envíe la fase gaseosa 34 del separador 30 a la unidad de PSA, la fase gaseosa 34 se recicla en la carga de suministro 11. Este sistema produce una corriente de producto 15 que presenta una temperatura crítica de 32 °C que no alcanza el requisito de una tubería típica de -2 °C. Las corrientes se definen en la Tabla 1 y se asocian a la Figura 1, según se modifica anteriormente.

TABLA 1 Ejemplo 2 (técnica previa) Este ejemplo ilustra el rendimiento de un sistema de recuperación de hidrocarburos con un proceso de 4 lechos de 27.000 kg/ lecho, como en el Ejemplo 1. En este ejemplo, se analiza el impacto del aumento del inventario de adsorbentes por lecho en la temperatura critica de la corriente resultante 15. Al aumentar la cantidad de adsorbente en cada lecho 14, la temperatura crítica del producto 15 es de 21 °C. Las corrientes se definen en la Tabla 2.

TABLA 2 Ejemplo 3 (técnica previa) Este ejemplo ilustra el rendimiento de un sistema de recuperación de hidrocarburos con un proceso de 4 lechos de 35.000 kg/lecho. En este ejemplo, se considera el impacto del aumento adicional del inventario de adsorbentes por lecho en la temperatura crítica de la corriente resultante 15. Nuevamente, la temperatura critica de la corriente 15 es de 19,8 °C. Referirse a la Tabla 3 para ver los datos de corrientes. De manera eficaz, se usa todo el gas procesado para la regeneración, sírvase comparar los flujos de las corrientes 10 y 34.

TABLA 3 Ejemplo 4 (técnica previa) Este ejemplo ilustra el rendimiento de un sistema de recuperación de hidrocarburos con un proceso de 4 lechos de 39.750 kg/lecho, como en el Ejemplo 1. En este caso, se introduce un reciclado que toma la cantidad de gas requerida para la regeneración más allá de la cantidad disponible en el suministro. Esto podría realizarse con la introducción de un fuelle a presión alta. Sin embargo, no hay una mejora adicional de la indicación de temperatura crítica de la corriente 15, ya que en este caso la temperatura crítica sigue siendo 19,8 °C. Referirse a la Tabla 4 para ver los datos de corrientes.

TABLA 4 Ejemplo 5 (invención) En este caso, se agrega PSA a la unidad de TSA en un sistema de recuperación de hidrocarburos con un proceso de 4 lechos de 12.000 kg/lecho, como se ilustra en la Figura 4. En este caso, la temperatura crítica de las corrientes resultantes combinadas 134 y 160 es de 10 °C, que no alcanza la indicación de temperatura crítica de -2 °C, pero ilustra la mejora del proceso de colocar una PSA en la corriente de regeneración de la unidad de TSA. Véase la Tabla 5.

TABLA 5 Ejemplo 6 (invención) En este caso, se agrega una unidad de PSA a la unidad de TSA como en el Ejemplo 5, con un proceso de 4 lechos de 21.000 kg por lecho, como se ilustra en la Figura 4. En este caso, la temperatura crítica de las corrientes combinadas 134 y 160 es de -2,3 °C, que cumple con la indicación de temperatura crítica de -2 °C e ilustra la mejora del proceso de colocar una PSA en la corriente de regeneración de la TSA. Una consideración importante también es la cantidad de líquidos C5+ producidos en este proceso Se producen 111,6 # mol/hr vs 76,7 # mol/hr para el Ejemplo 5. La producción de C5+ gradual es considerable y se puede usar para pagar la instalación. En general, el condensado de C5+ se comercializa a un precio superior al barril de petróleo muy por encima de su valor como gas .

Ejemplo 7 (invención) Para un suministro como el que se describe mediante la corriente 10 en la Figura 1, los coeficientes de fugacidad se ilustran a varias temperaturas para el n-pentano, n-hexano, n-heptano, n-octano en función de la temperatura y la presión. La Tabla 7 presenta el coeficiente de fugacidad vs . la temperatura para varios componentes a dos presiones para la corriente 10 en la Figura 1.

Tal como se puede observar en la Tabla 7 a presión alta y temperaturas elevadas (350 °F) , aumentan los coeficientes de fugacidad hasta un orden de magnitud relativa a 70 °F y presión alta. Por el contrario, a presión baja, todos los componentes presentan coeficientes de fugacidad a todas las temperaturas que son aproximadamente 1. Dado que la fuerza motriz para la separación en una PSA es un cambio en la presión parcial, más precisamente, presión parcial x el coeficiente de fugacidad, cabe destacar que el funcionamiento a una temperatura superior de la PSA permitirá mayores cambios en la fuerza motriz cuando se cambia la presión en el ciclo de PSA. Un cambio mayor en la fuerza motriz en el ciclo de PSA permitirá inventarios de adsorbentes más pequeños y un mejor rendimiento.

TABLA 7 Presión 1QBQ 1080 1080 Teia <F) 350 *F 150 *F 70 »F Coeficiente de fugacidad n—penfcano 0, 6631 0.3354 0,1658 n-hexano 0, 6061 0,2629 0, 1105 n-heptano 0,SS7Í 0,2095 0,07564 n-octano y 5X2S 0,1659 0, 05121 Presión (&g¿a> 15 15 15 350 eF 150 eF 70 eF Coeficiente de fugacidad n-pentano 0, 9937 0,9848 0, 9799 n-hexano 0,9814 0,9723 n-heptano 0,9911 0,9783 0, 9677 n-octano 0, 897 0,975 0,9628

Claims (22)

REIVINDICACIONES

1. Un proceso para retirar hidrocarburos pesados de una corriente de gas natural, que comprende: dirigir una corriente de gas natural que contiene agua e hidrocarburos C5+ al lecho adsorbente de una unidad de adsorción por variación de temperatura (TSA) , de modo de adsorber al menos una parte del agua y los hidrocarburos C5+ de dichas corriente de suministro de gas natural para producir una primera corriente de gas resultante con un menor nivel de agua e hidrocarburos C5+ que dicha corriente de suministro, regenerando dicho lecho adsorbente mediante calentamiento para retirar el agua adsorbida y los hidrocarburos C5+ y formar una segunda corriente de gas con una concentración mayor de agua e hidrocarburos C5+ que dicha corriente de suministro; enfriar dicha segunda corriente de gas para formar agua líquida e hidrocarburos C5+ líquidos y separar dichos líquidos de dicha segunda corriente de gas para formar una tercera corriente de gas; dirigir dicha tercera corriente de gas a un lecho adsorbente de una unidad de adsorción por variación de presión (PSA) de modo de adsorber los hidrocarburos C5+ de dicha tercera corriente de gas y proporcionar una segunda corriente de gas resultante a presión alta con una menor concentración de hidrocarburos C5+ que dicha tercera corriente de gas; regenerar dicho lecho adsorbente en dicha unidad de PSA mediante la disminución de la presión y formar una corriente de gas contaminante a presión baja que contiene hidrocarburos C5+-

2. El proceso de la reivindicación 1, donde dicha corriente de gas contaminante a presión baja de dicha unidad de PSA se usa como combustible para calentar dicho lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

3. El proceso de la reivindicación 1, donde dicha segunda corriente de gas resultante a presión alta se recicla en dicho lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

4. El proceso de la reivindicación 1, donde dicha corriente contaminante a presión baja se enfría para condensar líquidos de hidrocarburos C5+ de dicha corriente de gas contaminante a presión baja, separando y recuperando dichos líquidos de dicha corriente de gas contaminante a presión baja para formar una corriente de gas de hidrocarburos ligeros.

5. El proceso de la reivindicación 4, donde dicha corriente de gas de hidrocarburos ligeros se usa como combustible para calentar y regenerar el lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

6. El proceso de la reivindicación 4, donde dicha corriente de gas contaminante a presión baja se presuriza antes del enfriamiento mencionado.

7. El proceso de la reivindicación 4, donde dicha corriente resultante a presión alta se recicla en el lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

8. El proceso de la reivindicación 4, donde una parte de dicha corriente de gas de hidrocarburos ligeros se combina con dicha segunda corriente de gas antes de enfriar dicha segunda corriente de gas.

9. El proceso de la reivindicación 8, donde una parte de dicha tercera corriente de gas se usa como combustible para calentar y regenerar dicho lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

10. El proceso de la reivindicación 8, donde dicha segunda corriente resultante a presión alta se recicla en el lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

11. El proceso de la reivindicación 9, donde dicha segunda corriente de gas resultante a presión alta se recicla en el lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

12. El proceso de la reivindicación 1, que comprende formar una corriente de gas a presión intermedia a partir de dicha unidad de PSA en paralelo al flujo de dicha segunda corriente resultante a presión alta, reciclar dicha corriente a presión intermedia en el lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

13. El proceso de la reivindicación 12, donde dicha corriente de gas a presión intermedia se mezcla con dicha segunda corriente de gas resultante a presión alta para formar una mezcla reciclable, y dirigir dicha mezcla a dicho lecho adsorbente de dicha unidad de TSA.

14. El proceso de la reivindicación 1, donde una parte de dicha corriente de suministro de gas natural se calienta y dirige a dicho lecho adsorbente de dicha TSA para regenerar dicho lecho adsorbente.

15. El proceso de la reivindicación 1, donde dicho lecho adsorbente de dicha unidad de TSA y dicha unidad de PSA se selecciona de adsorbentes de sílice, gel de sílice, aluminio, silicio y aluminio y zeolita.

16. El proceso de la reivindicación 1, donde dicha primera corriente de gas resultante, dicha segunda corriente de gas resultante a presión alta o ambas de dichas corrientes de gas se envían a una tubería de gas natural .

17. El proceso de la reivindicación 4, donde dicha corriente de gas de hidrocarburos ligeros se enfría para separar y recuperar una corriente líquida de hidrocarburos C5+ de dicha corriente de gas de hidrocarburos ligeros.

18. El proceso de la reivindicación 1, que comprende formar una corriente de gas a presión intermedia a partir de dicha unidad de PSA en paralelo al flujo de dicha segunda corriente resultante a presión alta.

19. El proceso de la reivindicación 1, donde dicha PSA se adsorbe a una temperatura de al menos 65 °C y una presión de al menos 500 psia.

20. El proceso de la reivindicación 19, donde dicha PSA se adsorbe a una temperatura de al menos 150 °C y una presión de al menos 800 psia.

21. Un proceso para retirar hidrocarburos pesados a partir de una corriente de gas que contiene metano e hidrocarburos pesados , que comprende : dirigir dicha corriente de gas a un lecho adsorbente de una unidad de adsorción por variación de presión (PSA) de modo de adsorber hidrocarburos C5+ a partir de dicha corriente de gas y proporcionar una corriente de gas resultante con una mayor concentración de metano y una menor concentración de hidrocarburos C5+ que dicha corriente de gas; dicha unidad de PSA adsorbe a una temperatura de al menos 65 °C y una presión de al menos 500 psia; regenerar dicho lecho adsorbente en dicha unidad de PSA mediante la disminución de la presión y formar una corriente de gas contaminante a presión baja que contiene hidrocarburos c5+ .

22. El proceso de la reivindicación 21, donde dicha unidad de PSA adsorbe a una temperatura de al menos 125 °C y una presión de al menos 500 psia.