MXPA05009293A - Produccion de gas natural licuado (gnl) en plantas criogenicas de procesamiento de gas natural. - Google Patents

Produccion de gas natural licuado (gnl) en plantas criogenicas de procesamiento de gas natural.

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MXPA05009293A
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Abstract

Un proceso para licuar gas natural integrado con el procesamiento de gas natural para recuperar liquidos de gas natural (LGN). En el proceso, la corriente de gas natural a licuar se toma de una de las corrientes de la planta de recuperacion de LGN y se enfria bajo presion para condensarla. Una corriente de destilacion es extraida de la planta de recuperacion de LGN para proporcionar algo de enfriamiento requerido para condensar la corriente de gas natural. Una porcion de la corriente de condensado se expande a una presion intermedia y luego se utiliza para proporcionar algo del enfriamiento requerido para condensar la corriente de gas natural; y luego se dirige a la planta de recuperacion de LGN de tal forma que cualquier hidrocarburo mas pesado que contenga puede ser recuperado en el LGN producto. La porcion restante de la corriente de condensado se expande a presion baja para formar una corriente de gas natural licuado.

Description

For two-letter codes and other abbreviations, refer to ihe "Guid-ance Notes on Codes and Abbreviations" appearing al the begin-ning of each regular iss e qf the PCT Gazette. 1 PRODUCCION DE GAS NATURAL LICUADO (GNL) EN PLANTAS CRIOGENICAS DE PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a un proceso para procesar gas natural para producir gas natural licuado (GNL) que tiene un alto contenido de -metano. En particular, la invención es apropiada para la producción conjunta de GNL por integración con plantas de procesamiento de gas que recuperan líquidos de gas natural (LGN) y/o gas licuado de petróleo (GLP) usando un proceso criogénico. ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN El gas natural se obtiene a través de pozos perforados en reservorios subterráneos. Este tiene usualmente una alta proporción de metano, por ejemplo el metano constituye por lo menos el 50% en moles del gas total. Dependiendo del reservorio subterráneo particular, el gas natural también contiene cantidades relativamente menores de hidrocarburos más pesados que el metano tales como etano, propano, butanos, pentanos, y similares, así como agua, hidrógeno, nitrógeno, dióxido de carbono, y otros gases. La mayor parte del gas natural se manipula en forma gaseosa. El medio más común para transportar el gas natural desde la cabeza de pozo a las plantas de procesamiento, y por lo tanto a los consumidores de gas natural, es en gasoductos REF.166219 2 de alta presión. En muchas circunstancias, sin embargo, se ha encontrado que es necesario y/o deseable licuar el gas natural, ya sea para su transporte o para su uso. En lugares remotos, por ejemplo, no existe infraestructura de gasoductos que permitiría el transporte en forma conveniente del gas natural al mercado. En estos casos, el volumen específico, mucho menor en el GNL en relación al del gas natural en estado gaseoso, puede reducir en gran medida los costos de transporte permitiendo la entrega del G L usando barcos de carga y camiones . Otra circunstancia que favorece la licuación del gas natural es su uso como combustible en vehículos de motor. En grandes áreas metropolitanas, existen flotas de autobuses, taxis y camiones que podrían funcionar con GNL si hubiera una fuente económica de GNL disponible. Tales vehículos que funcionan con GNL producen una polución del aire considerablemente menor debido a la naturaleza de la combustión, que es más limpia en el gas natural en comparación con otros vehículos que funcionan con motores de gasolina y diesel, en los cuales se queman hidrocarburos de mayor peso molecular. Además, si el GNL es de alta pureza (es decir con un contenido de metano del 95% en moles o mayor) , la cantidad de dióxido de carbono producido (un gas que produce efecto invernadero) es considerablemente menor debido a la menor relación carbono -.hidrógeno que tiene el metano en comparación 3 con todos los otros combustibles derivados de hidrocarburos . SUMARIO DE LA INVENCIÓN La presente invención en general se refiere a la licuación de gas natural como producto lateral en una planta criogénica de procesamiento de gas natural que también produce líquidos de gas natural (LGN) que contienen componentes tales como etano, propano, butanos, e hidrocarburos más pesados. Un análisis típico de una corriente de gas natural a procesar de acuerdo con la presente invención sería, en % de moles, de aproximadamente 92.3% de metano, 4.4% de etano y otros componentes C2, 1.5% de propano y otros hidrocarburos C3, 0.3% de isobutano, 0.3% de butano, 0.3% de pentanos y superiores, siendo el resto hasta 100% constituido por nitrógeno y dióxido de carbono . A menudo están presentes también gases que contienen azufre. Existen diferentes métodos conocidos para licuar gas natural. Por ejemplo, ver Finn, Adrián J, Grant L. Johnson, y Terry R Tomlinson, "LNG Technology for Offshore and Mid-Scale Plants" , Proceedings of the Seventy-Ninth Annual Convention of the Gas Processors Associations , pp 429-450, Atlanta, Georgia, March 13-15, 2000, and Kikkawa, Yoshitsugi, Masaaki Ohishi, and Noriyoshi Nozawa, "Optimize the Power System of Baseload LNG Plant", Proceedings of the Eightieth Annual Convention of the Gas Processors Association, San Antonio Texas, March 12-14, 2001, como referencia de un número de tales procesos. Las Patentes de los Estados Unidos Nos. 4.445.917; 4.525.185 4.545.795; 4.755.200; 5.291.736; 5.363.655; 5.365.740 5.600.969; 5.615.561; 5.651.269; ' 5.755.114; 5.893.274 6.014.869; 6.053.007; 6.062.041; 6.119.479; 6.125.653 6.250.105 Bl; 6.269.655 Bl; 6.272.882 Bl; 6.308.531 Bl 6.324.867 Bl; 6.347.532 Bl; International Publication Number WO 01/88447 Al publicada el 22 de Noviembre de 2001, nuestra Solicitud de Patente de los Estados Unidos co-pendiente Serie No. 09/839.907 presentada el 20 de Abril de 2001; nuestra Solicitud de Patente de los Estados Unidos co-pendiente Serie No. 10/161.780 presentada el 4 de Junio de 2002; y nuestra Solicitud de Patente de los Estados Unidos co-pendiente Serie No. 10/278.610 presentada el 23 de Octubre de 2002; también describen procesos relevantes . Estos métodos incluyen en general pasos en los cuales el gas natural se purifica (por remoción de agua y compuestos problemáticos tales como dióxido de carbono y compuestos de azufre) , se enfría, se condensa, y se expande. El enfriamiento y la condensación del gas natural se pueden realizar de maneras diferentes. La "refrigeración en cascada" emplea intercambio de calor entre el gas natural y diferentes refrigerantes que tienen sucesivamente puntos de ebullición decrecientes, tales como propano, etano, y metano. Como alternativa, este intercambio de calor se puede realizar usando un solo refrigerante, evaporando el refrigerante a diferentes niveles de presión. La "Refrigeración 5 multicomponente" emplea el intercambio de calor entre gas natural y uno o mas fluidos refrigerantes que se componen de varios componentes refrigerantes en lugar de múltiples refrigerantes de un solo componente. La expansión del gas natural se puede realizar ya sea en forma isoentálpica (usando por ejemplo la expansión de Joule-Thompson) y en forma isoentrópica (usando por ejemplo una turbina de expansión que entrega trabajo) . Mientras que cualquiera de estos métodos podrían emplearse para producir GNL grado vehicular, los costos de capital y de operación asociados con estos métodos han hecho que la instalación de tales plantas sea antieconómica. Por ejemplo, los pasos de purificación requeridos para separar agua, dióxido de carbono, compuestos de azufre, etc. del gas natural antes de la licuación representan en tales plantas costos de operación y de capital considerables, tal como los controladores para los ciclos de refrigeración empleados . Esto llevó a los inventores a investigar la posibilidad de integrar la producción de GNL con plantas criogénicas de procesamiento de gas usadas para recuperar LGN a partir del gas natural . Tal método integrado de producción de GNL eliminaría la necesidad de tener plantas de purificación de gas y sistemas de compresión de gas separados. Además, el potencial de integrar los sistemas de enfriamiento-condensación de la planta de GNL con el proceso de enfriamiento requerido para la recuperación 6 de LGN podría llevar a una mejora significativa de la eficiencia en el método de licuación de la planta de GNL. De acuerdo con la presente invención, se ha encontrado que se puede producir el GNL con un contenido de metano por encima del 99% en conjunto con una planta criogénica de recuperación de LGN sin reducir el nivel de recuperación del LGN utilizando menos energía que en los procesos de la técnica anterior. La presente invención, aunque es aplicable a bajas presiones y a mayores temperaturas, es particularmente ventajosa cuando se procesan gases de alimentación en el rango de 400 a 1,500 psia (2.758 a 10.342 kPa(a)) o mayores bajo condiciones que requieren temperaturas de cabeza de columna de recuperación de LGN de -50°F (-46°C) o inferiores. BREVE DESCRIPCIÓN DE LAS FIGURAS Para entender mejor la presente invención, se hace referencia a los siguientes ejemplos y figuras. Con referencia a las Figuras : La Fig. 1 es un diagrama de flujo de una planta criogénica de procesamiento de gas natural de la técnica anterior de acuerdo con la Patente de los Estados Unidos No. 4.278.457. La Fig. 2 es un diagrama de flujo de la planta criogénica de procesamiento de gas natural cuando se adapta para la producción conjunta de GNL de acuerdo con la presente invención. 7 La Fig. 3 es un diagrama de flujo de la planta criogénica de procesamiento de gas natural cuando se adapta para la producción conjunta de GNL usando un proceso de la técnica anterior de acuerdo con la Patente de los Estados Unidos No. 5.615.561. La Fig. 4 es un diagrama de flujo de la planta criogénica de procesamiento de gas natural cuando se adapta para la producción conjunta de GNL de acuerdo con una modalidad de nuestra Solicitud de Patente de los Estados Unidos co-pendiente Serie No. 09/839.907. La Fig. 5 es un diagrama de flujo de la planta criogénica de procesamiento de gas natural cuando se adapta para la producción conjunta de GNL de acuerdo con la presente invención. La Fig. 6 es un diagrama de flujo que ilustra un medio alternativo de aplicación de la presente invención para la producción conjunta de GNL a partir de la planta criogénica de procesamiento de gas natural . La Fig. 7 es un diagrama de flujo que ilustra otro medio alternativo de aplicación de la presente invención para la producción conjunta de GNL a partir de la planta criogénica de procesamiento de gas natural . DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN En la siguiente explicación de las figuras anteriores se proporcionan tablas que resumen los caudales 8 calculados para condiciones de proceso representativas . En las tablas que aparecen en esta descripción los valores de los caudales (en moles por hora) han sido redondeados por conveniencia al número entero más cercano. Los caudales de las corrientes totales mostrados en las tablas incluyen todos los componentes diferentes de hidrocarburos y por lo tanto son generalmente mayores que la suma de los caudales de las corrientes para los componentes de hidrocarburo. Las temperaturas indicadas son valores aproximados, redondeados al valor en grados más cercano. También se debe notar que los cálculos de diseño del proceso realizados con el propósito de comparar los procesos mostrados en las Figuras, se basan en la suposición de que no hay pérdidas de calor desde (o hacia) los alrededores del proceso. La calidad de los materiales aislantes disponibles comercialmente hace que ésta sea una suposición muy razonable la cual hacen típicamente aquellos expertos en la técnica. Por conveniencia, los parámetros de proceso son informados en unidades Inglesas tradicionales y en unidades del Sistema Internacional (SI) . Los caudales molares que se muestran en las Tablas se pueden interpretar ya sea en libra-mol por hora o en kilogramo-mol por hora. Los consumos de Potencia informados son en HP y/o en miles de British Thermal Units por hora (MBTU/h) y corresponden a los caudales molares establecidos en libra-mol por hora. Los consumos de energía 9 informados en kilowatt corresponden a los caudales molares establecidos en kilogramo-mol por hora. Los datos de producción de GNL que se informan en galones por día (gal/D) y/o libras por hora (Lb/h) corresponden a los caudales molares establecidos en libra-mol por hora. Los datos de producción de GNL que se informan en metros cúbicos por día (m3/D) y/o kilogramos por hora (kg/h) corresponden a los caudales molares establecidos en kilogramo-mol por hora. Haciendo referencia a la Fig. 1 y con propósitos de comparación comenzamos con un ejemplo de una planta de recuperación de LGN que no produce GNL en forma conjunta. En esta simulación de una planta de recuperación de LGN de la técnica anterior, de acuerdo con la Patente de los Estados Unidos No. 4.278.457, el gas de entrada entra a la planta a 90°F (32°C) y 740 psia (5.102 kPa(a)) como corriente 31. Si el gas de entrada contiene una concentración de dióxido de carbono y/o compuestos de azufre, que podrían evitar que las corrientes del producto cumplan con las especificaciones, estos compuestos se separan por medio de un tratamiento previo del gas de alimentación (no mostrado) . Además, la corriente de alimentación es usualmente deshidratada para evitar la formación de hidratos (hielo) bajo condiciones criogénicas. Típicamente para este propósito se ha usado un desecante sólido . La corriente de alimentación 31 se enfría en un 10 intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con vapor frío de cabeza de separador de metano a -66°F (-55°C) (corriente 36a) ; producto líquido de fondo a 56°F (13°C) (corriente 41a) de la bomba de fondo 18 del separador de metano; líquidos del calderxn del separador de metano a 36°F (2°C) (corriente 40) , líquidos de una corriente lateral del calderín del separador de metano a -35°F (-37°C) (corriente 39) . Notar que en todos los casos el intercambiador de calor 10 es representativo de ya sea un conjunto de intercambxadores de calor individuales o un único intercambiador de calor de varios pasos, o cualquier combinación de ellos. (La decisión de usar más de un intercambiador de calor para los servicios de enfriamiento indicados dependerá de un número de factores que incluyen, aunque no están limitados por estos, al caudal de gas de entrada, tamaño del intercambiador de calor, temperatura de las corrientes , etc . ) . La corriente enfriada 31a entra al separador 11 a -43 °F (-42°C) y 725 psia (4.999 kPa(a)) donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 se divide en dos corrientes: 33 y 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente 27% del vapor total, pasa a través del intercambiador de calor 12 en relación de intercambio de calor con el vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) , resultando en el enfriamiento y una sustancial 11 condensación de la corriente 33a. La corriente 33a substancialmente condensada a -142°F (- 7°C) es luego sometida a una expansión instantánea a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como una válvula de expansión 13, a la presión de operación (aproximadamente 320 psia (2.206 kPa(a)) de la torre de fraccionamien o 17. Durante la expansión se vaporiza una porción de la corriente, resultando en el enfriamiento ' de la corriente total . En el proceso ilustrado en la Fig. 1, la corriente expandida 33b que sale de la válvula de expansión 13 alcanza la temperatura de -153 °F (-103 °C) y se alimenta a la sección del separador 17a, en la región superior de la torre de fraccionamiento 17. Los líquidos separados en la misma se convierten en la alimentación de cabeza a la sección 17b en el separador de metano . El 73% restante del vapor proveniente del separador 11 (corriente 34) entra en una máquina con trabajo de expansión 14 en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor en forma isoentrópica desde una presión de aproximadamente 725 psia (4.999 kPa(a)) a la presión de operación de la torre, y la expansión con desarrollo de trabajo enfria la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -107°F (-77°C) Los dispositivos de expansión típicos disponibles comercialmente son capaces de recuperar en 12 el orden de 80-85% del trabajo teórico disponible en una expansión isoentrópica ideal. El trabajo recuperado se utiliza a menudo para accionar un compresor centrifugo (tal como el ítem 15) que se puede usar por ejemplo para comprimir nuevamente el gas residual (corriente 38) . La corriente 34a expandida y parcialmente condensada se suministra como alimentación a la columna de destilación en un punto intermedio. El líquido del separador (corriente 35) se expande de modo similar a la presión de operación de la torre por expansión en la válvula 16, enfriando la corriente 35a a -72°F (-58°C) antes de su suministro al separador de metano en la torre de fraccionamiento 17 en un punto bajo en el medio de la columna. El separador de metano en la torre de fraccionamiento 17 es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de platos espaciados verticalmente, uno o más lechos rellenos, o alguna combinación de platos y relleno . Como ocurre a menudo en plantas ¦ de proceso de gas natural, la torre de fraccionamiento puede tener dos secciones. La sección superior 17a es un separador donde la alimentación de cabeza parcialmente vaporizada se divide en dos porciones respectivas de vapor y líquido, y donde el vapor que asciende desde la sección de destilación inferior o de separación de metano 17b se combina con la porción de vapor de la alimentación de cabeza para formar el 13 vapor frío de cabeza del separador de metano (corriente 36) la cual sale por la cabeza de la torre a -150°F (-101°C) . La sección inferior de separación de metano 17b contiene los platos y/o relleno y proporciona el contacto necesario entre los líquidos que fluyen hacia abajo y los vapores que ascienden. La sección de separación de metano también incluye calderines que calientan y evaporan una porción de los líquidos que descienden por la columna para proporcionar los vapores que producen su agotamiento y que fluyen columna arriba. La corriente 41 de producto líquido sale por el fondo de la torre a 51°F (10°C) en base a una especificación típica de una relación en base molar de metano a etano de 0.028:1 en el producto de fondo. La corriente se bombea a aproximadamente 650 psia (4.482 kPa(a)) (corriente 41a) en la bomba 18. La corriente 41a, ahora a aproximadamente 56°F (13°C), se calienta a 85°F (29°C) (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 mientras que proporciona enfriamiento a la corriente 31. (La presión de descarga de la bomba es usualmente fijada por el destino último del producto líquido. Substancialmente, el producto líquido fluye hacia el almacenaje y la presión de descarga de la bomba se fija para evitar cualquier evaporación de la corriente 41b cuando ésta se calienta en el intercambiador de calor 10) . El vapor de cabeza del separador de metano 14 (corriente 36) pasa en contracorriente con el gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 donde se calienta a -66°F (-55°C) (corriente 36a) y en el intercambiador de calor 10 donde se calienta a 68°F (20°C) (corriente 3Gb) . Una porción del vapor de cabeza del separador de metano calentado se separa para utilizar como combustible gaseoso de la planta (corriente 37), el resto se convierte en gas residual (corriente 38) . (La cantidad de gas para utilizar como combustible que se debe separar es determinada principalmente por el combustible requerido para las máquinas o turbinas que accionan los compresores de gas en la planta, tales como el compresor 19 en este ejemplo) . El gas residual se comprime nuevamente en dos etapas. La primera etapa es el compresor 15 accionado por la máquina de expansión 14. La segunda etapa es el compresor 19 accionado por una fuente de energía suplementaria, el cual comprime el gas residual a la presión de la línea de ventas (corriente 38b) . Luego de enfriar a 120°F (49°C) en el enfriador de descarga 20, el gas residual producto (corriente 38c) fluye a las tuberías de gas para venta a 740 psia (5.102 kPa(a)), suficiente para cumplir los requerimientos de la línea (usualmente en el orden de la presión de entrada) . Un resumen de los caudales de las corrientes y consumo de energía para el proceso ilustrado en la Fig. 1 se muestra en la Tabla 1 siguiente: 15 Tabla 1 (Fig. 1) Recuperación* Etano 87 . 52% Propano 98 . 92% Butanos+ 99 . 89% Potencia Compresión del gas residual 14. 517 HP [ 23 . 866 KW] *(en base a caudales sin redondeo) En la Fig. 2 se muestra una manera en la cual la planta de recuperación de LGN de la Fig. 1 se puede adaptar para la producción conjunta de GNL, en este caso por aplicación de un proceso de la técnica anterior para la producción de GNL similar al descrito por Price (Brian C. Price, "LNG Production for Peak Shaving Operations", Proceedings of the Seventy-Eight Annual Convention of the Gas 16 Processors Associatiori, pp. 273-280, Atlanta, Georgia, March 13-15, 2000) . La composición del gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Fig. 2 son los mismos que en la Fig. 1. En este ejemplo y todos los que siguen, la simulación se basa en la producción conjunta de 50.000 gal/D (417 m3/D) nominales de GNL, siendo el volumen de GNL medido en las condiciones de flujo (no estándar) . En la simulación del proceso de la Fig. 2, el esquema de enfriamiento, separación, y expansión para la planta de recuperación de LGN es exactamente la misma que la utilizada en la Fig. 1. En este caso, el vapor de cabeza del separador de metano comprimido y enfriado (corriente 45c) producido por la planta de recuperación de LGN se divide en dos porciones. Una porción (corriente 38) es el gas residual de la planta y se envía a la línea de venta de gas . La otra porción (corriente 71) se convierte en la corriente de alimentación para la planta de producción de GNL. El gas de entra a la planta de recuperación de LGN (corriente 31) no fue tratado para remover el dióxido de carbono antes de entrar a proceso. Aunque la concentración del dióxido de carbono en el gas de entrada (aproximadamente 0.5% en moles) no crea problemas operativos para la planta de recuperación de LGN, una fracción significativa de este dióxido de carbono deja la planta con el vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) y en forma subsiguiente 17 contaminará la corriente de alimentación de la sección de producción de GNL (corriente 71) . La concentración de dióxido de carbono en esta corriente es de aproximadamente 0.4% en moles, en exceso de la concentración que se puede tolerar por este proceso de la técnica anterior (aproximadamente 0.005% en moles) . En concordancia, la corriente de alimentación 71 se debe procesar en la sección 50 de remoción de dióxido de carbono antes de entrar a la sección de producción de GNL para evitar problemas operativos por congelamiento de dióxido de carbono. Aunque hay muchos procesos diferentes que se pueden usar para la remoción de dióxido de carbono, muchos de ellos harán que la corriente de gas tratado se sature parcialmente o totalmente con agua. Como el agua en la corriente de alimentación también produciría problemas de congelamiento en la sección de producción de GNL, es muy probable que la sección de remoción de dióxido de carbono 50 deba también incluir la deshidratación de la corriente de gas luego del tratamiento . El gas de alimentación tratado entra a la sección de producción de GNL a 120°F (49°C) y 730 psia (5.033 kPa(a)) como corriente 72 y se enfría en el intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con una mezcla refrigerante a -261°F. (-163 °C) (corriente 74b) . El propósito del intercambiador de calor 51 es enfriar la corriente de alimentación hasta una sustancial condensación y, preferiblemente, subenfriar la 18 corriente de tal forma que se elimine la generación de cualquier vapor en la etapa subsiguiente de expansión. Sin embargo, para las condiciones establecidas, la presión de la corriente de alimentación es mayor que su "criocondenbar" , por lo tanto no condensará ningún liquido cuando la corriente es enfriada. En lugar de esto, la corriente enfriada 72a deja el intercambiador de calor 51 a -256°F (-160°C) como un fluido en fase densa. (La "criocondenbar" es la presión máxima a la cual puede existir una fase vapor en un fluido de fases múltiples. A presión menor que la criocondenbar, la corriente 72a típicamente dejaría el intercambiador de calor 51 como una corriente de líquido sub-enfriado . ) La corriente 72a entra a la máquina con trabajo de expansión 52 en la cual se extrae energía mecánica a partir de la corriente de alta presión. La máquina 52 expande el fluido en fase densa en forma substancialmente isoentrópica desde una presión de aproximadamente 728 psia (5.019 kPa(a)) a la presión de almacenaje del GNL [18 psia (124 kPa(a))], ligeramente por encima de la presión atmosférica. La expansión para extraer trabajo enfría la corriente expandida 72b a una temperatura de aproximadamente -257°F (-160°C) , luego de esto se dirige al tanque de almacenaje 53 de GNL el cual almacena el GNL producto (corriente 73) . Todo el enfriamiento de la corriente 72 es proporcionado por un ciclo cerrado de refrigeración. El fluido 19 de trabajo de este ciclo es una mezcla de hidrocarburos y nitrógeno, la composición de la mezcla se ajusta en la medida necesaria para proporcionar la temperatura de refrigerante requerida y su condensación a un presión razonable usando el medio de enfriamiento disponible. En este caso, se ha supuesto la condensación con aire a temperatura ambiente, de esta forma en la simulación del proceso de la Fig.2 se utiliza una mezcla compuesta de nitrógeno, metano, etano, propano, e hidrocarburos más pesados. La composición aproximada de la corriente en % en moles es: 5.2% de nitrógeno, 24.6% de metano, 24.1% de etano, y 18.0% de propano, el resto está compuesto por hidrocarburos más pesados . La corriente de refrigerante 74 deja el condensador parcial 56 a 120°F (49°C) y 140 psia (965 kPa(a)). Entra al intercambiador de calor 51 y se condensa, y luego se subenfría a ~256°F (-160°C) por la corriente de refrigerante de expansión instantánea 74b. La corriente de líquido sub-enfriado 74a se somete a una expansión instantánea en forma sustancialmente isoentálpica en la válvula de expansión 54 desde aproximadamente 138 psia (951 kPa(a)) a aproximadamente 26 psia (179 kPa(a)). Durante la expansión una porción de la corriente se evapora, resultando en el enfriamiento de la corriente total a -261°F (-163°C) (corriente 74b) . La corriente de expansión instantánea 74b entra luego nuevamente al intercambiador de calor 51 donde proporciona enfriamiento a la 20 corriente de gas de alimentación (corriente 72) y el refrigerante (corriente 74) cuando esta es evaporada y sobrecalentada . El vapor refrigerante sobrecalentado (corriente 74c) deja el intercambiador de calor 51 a 110°F (43°C) y fluye hacia el compresor de refrigerante 55, accionado por -una fuente de energía suplementaria. El compresor 55 comprime el refrigerante a 145 psia (1.000 kPa(a)), luego de esto la corriente comprimida 74d retorna al condensador parcial 56 para completar el ciclo. En la siguiente Tabla se presenta un resumen de los caudales de las corrientes y del consumo de energía para el proceso ilustrado en la Fig. 2. Tabla II (Fig.2) Resumen de caudales de las corrientes- Ib-mol/h [kg-mol/h] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 35.473 1.689 585 331 38.432 36 35.432 211 6 0 35.951 37 596 4 0 0 605 71 452 3 0 0 459 72 452 3 0 0 457 74 492 481 361 562 2.000 38 34.384 204 6 0 34.887 41 41 1.478 579 331 2.481 73 452 3 0 0 457 21 Recuperación* Etano 87.52% Propano 98.92% Butanos+ 99.89% GNL 50.043gal/D [417.7m3/D) 7.397 Lb/h [7.397 kg/h] Pureza del GNL 98,94% Potencia Compresión del gas residual 14.484 HP [23.811 kW] Compresión del refrigerante 2.282 HP [ 3.752 kW] Compresión total 16.766 HP [27.563 kW] *(en base a caudales sin redondeo) Como se dijo antes, la planta de recuperación de LGN en la Fig. 2 opera exactamente igual que en el proceso de la Fig. 1, por lo tanto los niveles de recuperación para el etano, propano, y butanos+ mostrados en la Tabla II son exactamente los mismos que aquellos mostrados en la Tabla 1. La única diferencia significativa es la cantidad de gas para usar como combustible de la planta (corriente 37) utilizada en los dos procesos . Como se puede ver comparando las Tablas I y II, el consumo de gas para usar como combustible de la planta es mayor en el proceso de la Fig. 2 debido al consumo de energía adicional del compresor de refrigerante 55 (el cual se supone es accionado por un motor de gas o turbina) . En consecuencia hay un consumo correspondientemente menor de gas 22 entrante al compresor de gas residual 19 (corriente 45a), por lo tanto el consumo de energía de este compresor es ligeramente menor para el proceso de la Fig. 2 en comparación con el proceso de la Fig. 1. El aumento neto de la energía de compresión para el proceso de la Fig. 2 comparado con el de la Fig.l es de 2.249 HP (3.697 kW) , la cual se utiliza para producir 50.000 gal/D (417 m3/D) de GNL. Como la densidad del GNL varía considerablemente con las condiciones de almacenaje, es más consistente evaluar el consumo de energía por unidad de masa de GNL. En este caso la producción de GNL es de 7.397 Lb/h (7.397 kg/h) , por lo tanto el consumo de energía específico para el proceso de la Fig. 2 es de 0.304 HP.h/Lb (0.500 kw.h/kg) . Para esta adaptación de la técnica anterior en procesos de producción de GNL, donde el gas residual de una planta de recuperación de LGN se utiliza como fuente de gas de alimentación para la producción de GNL, no se han incluido medios para separar los hidrocarburos más pesados que el metano del gas de alimentación del proceso de GNL. En consecuencia, todos los hidrocarburos más pesados que el metano presentes en el gas de alimentación forman parte del GNL producto, reduciendo la pureza (es decir la concentración de metano] del GNL producto. Si se desea mayor pureza del GNL, o si la fuente de gas de alimentación contiene mayores 23 concentraciones de hidrocarburos más pesados que el metano (corriente de entrada 31 por ejemplo) , sería necesario separar la corriente de alimentación 72 del intercambiador de calor 51 luego de enfriarla a una temperatura intermedia de forma tal que se pueda separar el líquido condensado, siendo el vapor no condensado retornado luego al intercambiador de calor 51 para enfriar a la temperatura final de salida. Estos líquidos condensados contendrían en forma preferencial la mayor parte de los hidrocarburos más pesados que el metano junto con una fracción considerable de metano líquido el cual se puede vaporizar nuevamente y utilizar para suplir una parte de los requerimientos de gas para utilizar como combustible de la planta. Desafortunadamente, esto significa que los componentes C2, los componentes C3, y los componentes de hidrocarburos más pesados que el metano separados de la corriente de alimentación de GNL no serían recuperados en el LGN producto de la planta de recuperación de LGN, y su valor como productos líquidos se perdería para el operador de la planta. Además, para corrientes de alimentación tales como la considerada en este ejemplo, la condensación de líquido a partir de la corriente de alimentación puede no ser posible debido a las condiciones de operación del proceso (es decir, presión de operación mayor que el criocondenbar de la corriente) , lo que significa que la separación de los hidrocarburos más pesados que el metano no se podría realizar en tales casos. 24 El proceso de la Fig. 2 es esencialmente una instalación de producción de GNL autónoma que no aprovecha las corrientes de proceso o equipos de la planta de recuperación de LGN. La Fig. 3 muestra otra manera en la cual la planta de recuperación de LGN de la Fig. 1 se puede adaptar para la producción conjunta de GNL, en este caso por aplicación de un proceso de la técnica anterior para la producción de GNL de acuerdo con la Patente de los Estados Unidos No. 5.615.561, la cual integra el proceso de producción con la planta de recuperación de LGN. La composición del gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Fig. 3 son las mismas que las de las Figuras 1 y 2. En la simulación del proceso de la Fig. 3, el esquema de enfriamiento, separación, y expansión del gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente el mismo que el utilizado en la Fig. 1. La principal diferencia está en la disposición del vapor frío de cabeza del separador de metano (corriente 36) y el vapor de cabeza del separador de metano enfriado y comprimido (corriente 45c) producido por la planta de recuperación de LGN. El gas de entrada entra a la planta a 90°F (32°C) y 740 psia (5.102 kPa(a)) como corriente 31 y es enfriado en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con vapor frío de cabeza del separador de metano a -6 °F (-56°C) (corriente 36b) , producto líquido de fondo a 48°F (9°C) (corriente 41a) 25 proveniente de la bomba 18 de fondos del separador de metano, líquidos del calderín a 26°F (-3°C) (corriente 40), y líquidos de una corriente lateral del calderín del separador de metano a -50°F (-46°C) (corriente 39) . La corriente enfriada 31a entra al separador 11 a -46°F (-43 °C) y 725 psia (4.999 kPa(a)) donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 se divide en dos corrientes, 33 y 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente el 25% del vapor total, pasa a través del intercambiador de calor 12 en intercambio de calor con el vapor frío de cabeza del separador de metano, corriente 36a, donde es enfriado a -142°F (~97°C) . La corriente sustancialmente condensada resultante 33a se somete a una expansión instantánea a través de la válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 291 psia [2.006 kPa(a)] de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión se vaporiza una porción de la corriente, resultando en el enfriamiento de la corriente total . En el proceso ilustrado en la Fig. 3, la corriente expandida 33b que deja la válvula de expansión 13 llega a una temperatura de -158°F (-105°C) y es alimentada a la torre de fraccionamiento 17 en una posición en la cabeza de la columna. La porción de vapor de la corriente 33b se combina con los vapores que ascienden desde la parte superior de la etapa de fraccionamiento de la columna 26 para formar la corriente de vapor de cabeza 36 del separador de metano, la cual se extrae desde una región superior de la torre . El 75% restante del vapor proveniente del separador 11 (corriente 34) entra a una máquina con trabajo de expansión 14 en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor en forma sustancialmente isoentrópica desde una presión de aproximadamente 725 psia (4.999 kPa(a)) a la presión de operación de la torre, donde la expansión con trabajo enfría la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -116°F (-82°C) . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es luego suministrada como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en un punto intermedio. El líquido del separador (corriente 35) es expandido en forma similar a la presión de operación de la torre por medio de la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a -80°F (-62 °C) antes de alimentarla a la torre de fraccionamiento 17 en un punto bajo en el medio de la columna. El producto líquido (corriente 41) sale por el fondo de la torre 17 a 42°F(6°C). Esta corriente se bombea a aproximadamente 650 psia (4.482 kPa(a)) (corriente 41a) en la bomba 18 y se calienta a 83°F (28°C) (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 proporcionando así el enfriamiento 27 de la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la corriente de. cabeza de la torre (corriente 36) deja el separador de metano 17 a -154°F (-103 °C) y se divide en dos porciones. Una porción (corriente 43) se dirige al intercambiador de calor 51 en la sección de producción de GNL para proporcionar la mayor parte del servicio de enfriamiento en este intercambiador de calor cuando es calentada a -42°F (-41°C) (corriente 43a) . La porción restante (corriente 42) está en derivación del intercambiador de calor 51, y la válvula de control 21 ajusta la cantidad derivada para regular el enfriamiento realizado en el intercambi dor de calor 51. Las dos porciones se recombinan a -146°F (-99°C) para formar la corriente 36a, la cual pasa en contracorriente con la de gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 donde es calentada a -69°F (-56°C) (corriente 3Gb) y en el intercambiador de calor 10 donde es calentada a 72°F (22°C) (corriente 36c) . La corriente 36c se combina con el vapor caliente de alta presión (corriente 73a) proveniente de la sección de producción de GNL, formando la corriente 44 a 72°F (22°C) . Una porción de esta corriente se separa (corriente 37) para utilizar como parte del gas combustible de la planta. El resto (corriente 45) se comprime nuevamente en dos etapas, en el compresor 15 accionado por la máquina con trabajo de expansión 14 y el compresor 19 accionado por una fuente de energía suplementaria, y se enfría a 120°F (49°C) en el 28 enfriador de descarga 20. La corriente enfriada y comprimida (corriente 45c) se divide luego dos porciones. Una porción es el gas residual producto (corriente 38), el cual fluye a la tubería de gas para venta a 740 psia (5.102 kPa(a)). La otra porción (corriente 71) es la corriente de alimentación para la sección de producción de GNL. El gas de entrada a la planta de recuperación de LGN (corriente 31) , no fue tratado para separar el dióxido de carbono antes de su procesamiento. Aunque la concentración de dióxido de carbono en el gas de entrada (aproximadamente 0.5% en moles) no creará problemas operativos para la planta de recuperación de LGN, una fracción significativa de este dióxido de carbono dejará la planta en el vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) y en forma subsiguiente contaminará la corriente de alimentación de la sección de producción de GNL (corriente 71) . La concentración de dióxido de carbono en esta corriente es de aproximadamente 0.4% en moles, muy por encima de la concentración que se puede tolerar por este proceso de la técnica anterior (0.005% en moles). Como en el proceso de la Fig. 2 la corriente de alimentación 71 se debe procesar en la sección de separación de dióxido de carbono 50 (la cual puede también incluir la deshidratación de la corriente de gas tratada) antes de entrar a la sección de producción de GNL para evitar problemas operativos debido al congelamiento del dióxido de carbono. 29 El gas de alimentación tratado entra a la sección de producción de G L a 120°F (49°C) y 730 psia (5.033 kPa(a)) como corriente 72 y se enfría en el intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con vapor de expansión instantánea de baja presión a -200°F (-129°C} (corriente 75), vapor de expansión instantánea de alta presión a -164°F (-109°C) (corriente 73) , y una porción de vapor de cabeza del separador de metano (corriente 43) a -154°F (-103 OC) de la planta de recuperación de LGN. El propósito del intercambiador de calor 51 es enfriar la corriente de alimentación 72 de GNL hasta una condensación sustancial, y preferiblemente subenfriar la corriente para reducir la cantidad de vapor de expansión instantánea generado en los pasos de expansión subsiguientes en la sección de enfriamiento de GNL. Para las condiciones establecidas, la presión de la corriente de alimentación está por encima de la criocondenbar, de forma que no condense nada de líquido cuando se enfría la corriente. En lugar de ello, la corriente 72a enfriada deja el intercambiador de calor 51 a -148°F (-100°C) como un fluido en fase densa. A presión menor que la criocondenbar, la corriente 72a típicamente dejaría el intercambiador de calor 51 como una corriente líquida de condensado (y preferiblemente sub-enfriado) . La corriente 72a se somete a una expansión instantánea en forma substancialmente isoentálpica en la válvula de expansión 52 desde aproximadamente 727 psia (5.012 30 kPa(a)) a la presión de operación del recipiente de expansión instantánea de alta presión 53, aproximadamente 279 psia (1.924 kPa(a) ) . Durante la expansión, una porción de la corriente es evaporada resultando en el enfriamiento de la corriente total a -164°F (-109°C) (corriente 72b) . La corriente 72b de expansión instantánea que entra al recipiente de expansión instantánea 53 de alta presión donde el vapor de expansión instantánea de alta presión (corriente73 ) es separado y dirigido al intercambiador de calor 51 como se describió arriba. La presión de operación del recipiente de expansión instantánea se fija de tal forma que el vapor de expansión instantánea de alta presión calentado (corriente 73a) que deja el intercambiador de calor 51 tiene una presión suficiente que permita que se junte con el vapor de cabeza del separador de metano calentado (corriente 36c) que deja la planta de recuperación de LGN y que en forma subsiguiente es comprimido por los compresores 15 y 19 luego de la extracción de una porción (corriente 37) que sirve como parte del gas para utilizar como combustible para la planta. El líquido de expansión instantánea de alta presión (corriente 74) proveniente del recipiente de expansión instantánea de alta presión 53 se somete a expansión instantánea en forma substancialmente isoentálpica en la válvula de expansión 54 desde la presión de operación del recipiente de expansión instantánea de alta presión a la 31 presión de operación del recipiente de expansión instantánea de baja presión 55, aproximadamente 118 psia (814 kPa(a)). Durante la expansión, una porción de la corriente es evaporada resultando en el enfriamiento de la corriente total a -200°F (-129°C) (corriente 74a) . La corriente de expansión instantánea 74a entra luego al recipiente de expansión instantánea de baja presión 55 donde el vapor de expansión instantánea (corriente 75) de baja presión se separa y se envía al intercambiador de calor 51 como se describió antes . La presión de operación del recipiente de expansión instantánea de ba a presión se fija de forma tal que el vapor de expansión instantánea de baja presión calentado (corriente 75a) que deja el intercambiador de calor 51 está a una presión suficiente que permita su uso como gas para utilizar como combustible de la planta. El líquido de expansión instantánea de baja presión (corriente 76) del recipiente de expansión instantánea de baja presión 55 es sometido a una expansión instantánea de forma substancialmente isoentálpica en la válvula de expansión 56 desde la presión de operación del recipiente de expansión de baja presión a la presión de almacenaje del GNL, 18 psia (124 kPa(a)), ligeramente por encima de la presión atmosférica. Durante la expansión una porción de la corriente es evaporada, resultando en el enfriamiento de la corriente total a -254°F (-159°C) (corriente 76a) , después de lo cual se envía al 32 tanque de almacenaje 57 de GNL donde el vapor resultante de la expansión (corriente 77) es separado del GNL producto (corriente 78) . El vapor de expansión instantánea (corriente 77) proveniente del tanque de almacenaje 57 de GNL está a una presión demasiado baja para ser utilizado como gas para utilizarse como combustible de la planta, y está demasiado frío para entrar directamente en un compresor. De acuerdo con esto, primero se calienta a -30°F (-34°C) (corriente 77a) en el calentador 58, y luego se utilizan los compresores 59 y 60 (accionados por fuentes de potencia suplementarias) para comprimir la corriente (corriente 77c) . A continuación de su enfriamiento en el enfriador posterior 61, (corriente 77d a 115 psia (793 kPa(a)) se combina con las corrientes 37 y 75a para formar el gas para utilizar como combustible para la planta (corriente 79) . Un resumen de los caudales de las corrientes y consumos de energía para el proceso ilustrado en la Fig.3 se presenta en la Tabla siguiente. 33 Tabla III (Fig. 3; Resumen de caudales de las corrientes- ib-mol/h k mol/h Recuperaciones* Etano 87.60% Propano 99.12% Butanos+ 99.92% GNL 50.063 gal/D [417.8 mVD] 7.365 Lb/h [7.365 kg/h] Pureza del GNL* 98.91% 34 Potencia Compresión de gas residual 17.071 HP [28.065 kW] Compresión de vapor de expansión 142 HP [ 233 kW] instantánea Compresión Total 17.213 HP [28.298 kW] * (en base a caudales sin redondeo) . El proceso de la Fig. 3 utiliza una porción (corriente 43) de la corriente del vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) para proporcionar enfriamiento al proceso de producción de GNL, el cual quita a la planta de recuperación de LGN algo de su refrigeración. Comparando los niveles de recuperación mostrados en la Tabla III para el proceso de la Fig. 3 con aquellos mostrados en la Tabla II para el proceso de la Fig. 2 se ve que las recuperaciones han sido mantenidas en niveles esencialmente iguales para ambos procesos. Sin embargo, esto viene a expensas de aumentar el consumo de los servicios para el proceso de al Fig. 3. Comparando los consumos de los servicios de la Tabla III con aquellos de la Tabla II se ve que la compresión del gas residual para el proceso de la Fig. 3 es aproximadamente 18% mayor que para el proceso de la Fig. 2. Así, los niveles de recuperación se podrían mantener para el proceso de la Fig. 3 solo bajando la presión de operación del separador de metano 17, aumentando el trabajo de expansión en la máquina 14 y reduciendo en consecuencia la temperatura del 35 vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) para compensar la pérdida de refrigeración de la planta de recuperación de LON en la corriente 43. Como se puede ver comparando las Tablas I ? III, el consumo de gas combustible de la planta es mayor para el proceso de la Fig. 3 debido al consumo de energía adicional de los compresores de vapor de expansión instantánea 59 y 60 (los que se supone son accionados por motores de gas o turbinas) y el mayor consumo de energía del compresor de gas residual 19. En consecuencia existe una cantidad correspondientemente menor de gas que entra al compresor de gas residual 19 (corriente 45a) , pero el consumo de energía de este compresor es todavía mayor para el proceso de la Fig. 3 en comparación con el proceso de la Fig. 1 debido a la mayor relación de compresión. El aumento neto en la potencia de compresión para el proceso de la Fig. 3 en comparación con el proceso de la Fig. 1 es de 2.696 HP (4.432 kW) para producir los 50.000 gal/D (417 m3/D) nominales de GNL. El consumo de energía específico para el proceso de la Fig. 3 es de 0.366 HP.h/Lb (0.602 kw.h/kg) , aproximadamente 20% mayor que para el proceso de la Fig. 2. En el proceso de la Fig. 3 no se ha previsto separar los hidrocarburos más pesados que el metano del gas de alimentación a la sección de producción de GNL. Aunque algo de los hidrocarburos más pesados que el metano presentes en el gas de alimentación salen con el vapor de expansión 36 instantánea (corrientes 73 y 75) provenientes de los separadores 53 y 55, la mayor parte de los hidrocarburos más pesados que el metano forman parte del GNL producto y reducen su pureza. Con el proceso de la Fig. 3 es imposible aumentar la pureza del GNL, y si se utiliza un gas de alimentación que contiene mayores concentraciones de hidrocarburos más pesados que el metano (por ejemplo la corriente de gas de entrada 31, o aún la corriente de gas residual 45c cuando la planta de recuperación de LGN está operando a niveles de recuperación bajos) para suministrar como gas de alimentación para la planta de producción de GNL, la pureza del GNL sería aún menor que la mostrada en este ejemplo. La Fig. 4 muestra otra manera en la cual la planta de recuperación de LGN de la Fig. 1 se puede adaptar para la producción conjunta de GNL, en este caso por aplicación de un proceso para la producción de GNL de acuerdo con una realización de la Solicitud de Patente de los Estados Unidos co-pendiente Serie No. 09/839.907, la cual integra también el proceso de producción de GNL con la planta de recuperación de LGN. La composición del gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Fig. 4 son las mismas que las de las Figuras 1 y 2 , y 3. En la simulación del proceso de la Fig. 4, el esquema de enfriamiento, separación, y expansión del gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente 37 el mismo que el utilizado en la Fig. 1. La principal diferencia está en la disposición del vapor frío de cabeza del separador de metano (corriente 36) y el tercer gas residual comprimido y enfriado (corriente 45a) producido por la planta de recuperación de LGN. El gas de entrada entra a la planta a 90°F (32°C) y 740 psia (5.102 kPa(a)) como corriente 31 y es enfriado en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con el vapor frío de cabeza del separador de metano a -66°F (-55°C) (corriente 42a), producto líquido de fondo a 52°F (11°C) (corriente 41a) proveniente de la bomba 18, líquidos del calderín del separador de metano a 31°F (0°C) (corriente 40) , y líquidos de una corriente lateral del calderín del separador de metano a -42°F (-41°C) (corriente 39) . La corriente enfriada 31a entra al separador 11 a -44°F (-42°C) y 725 psia (4.999 kPa(a)) donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 se divide en dos corrientes: 33 y 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente el 26% del vapor total, pasa a través del intercambiador de calor 12 en intercambio de calor con la corriente de vapor de destilación frío (corriente 42) , donde es enfriado a -146°F (-99°C) . La corriente sustancialmente condensada resultante 33a se somete a una expansión instantánea a través de la válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 306 psia (2.110 kPa(a)) 38 de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión se vaporiza una porción de la corriente, resultando en el enfriamiento de la corriente total . En el proceso ilustrado en la Fig. 4, la corriente expandida 33b que deja la válvula de expansión 13 llega a una temperatura de -155 °F (-104°C) y es alimentada a la torre de fraccionamiento 17 en una posición en la cabeza de la columna. La porción de vapor de la corriente 33b se combina con los vapores que ascienden desde la parte superior de la etapa de fraccionamiento de la columna para formar la corriente de vapor de destilación (corriente 36) , la cual se extrae desde una región superior de la torre. El 74 % restante del vapor proveniente del separador 11 (corriente 34) entra a una máquina con trabajo de expansión 14 en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor en forma sustancialmente isoentrópica desde una presión de aproximadamente 725 psia (4.999 kPa(a)) a la presión de operación de la torre, donde el trabajo de expansión enfría la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -110 °F (-79°C) . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es luego suministrada como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en un punto intermedio. El líquido del separador (corriente 35) es expandido en forma similar a la presión de operación de la torre por medio de la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a -75°F (~59°C) antes 39 de alimentarla a la torre de fraccionamiento 17 en un punto bajo en el medio de la columna. El producto líquido (corriente 41) sale por el fondo de la torre 17 a 47°F (8°C) . Esta corriente se bombea a aproximadamente 650 psia (4.482 kPa(a)) (corriente 41a) con la bomba 18 y se calienta a 83°F (28°C) (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 proporcionando así el enfriamiento de la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la corriente de cabeza de la torre a -151°F (-102°C) (corriente 36) se divide en dos porciones. Una porción (corriente 43) se dirige a la sección de producción de GNL. La porción restante (corriente 42) pasa en contracorriente con la de gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 donde es calentada a -66°F (-55°C) (corriente 42a) y en el intercambiador de calor 10 donde es calentada a 72°F (22°C) (corriente 42b) . Una porción de la corriente de vapor de destilación se separa (corriente 37) para utilizarse como parte del gas combustible de la planta, mientras que el resto se convierte en el primer gas residual (corriente 44) . El primer gas residual se comprime nuevamente en dos etapas, en el compresor 15 accionado por la máquina de expansión 14 y el compresor 19 accionado por una fuente de energía suplementaria para formar el primer gas residual comprimido (corriente 44b) . Refiriéndose ahora a la sección de producción de GNL, la corriente de alimentación 71 entra al intercambiador 40 de calor 51 a 120°F (49°C) y 740 psia (5.102 kPa(a)). La corriente de alimentación 71 se enfría a -120°F (-84°C) en el intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con vapor frío de expansión instantánea de GNL (corriente 83a) , la corriente de vapor de destilación de la planta de recuperación de LGN a -151°F (-102°C) (corriente 43), líquidos de expansión instantánea (corriente 80) , y líquidos del calderín de la columna de destilación a -142°F (-97°C) (corriente 76) . (Para las condiciones establecidas, la presión de la corriente de alimentación está por encima de la criocondenbar, de forma que no condense nada de líquido cuando se enfría la corriente. En lugar de ello, la corriente enfriada 71a deja el intercambiador de calor 51 como un fluido en fase densa. Para otras condiciones de operación del proceso es posible que la presión del gas de alimentación sea menor que su presión de criocondenbar, en tal caso la corriente de alimentación será enfriada hasta una sustancial condensación) . La corriente enfriada resultante 71a se somete luego a una expansión instantánea a través de una válvula de expansión apropiada, tal como la válvula de expansión 52, a la presión de operación de la columna de destilación 56 [420 psia (2.896 kPa(a))]. Durante la expansión se vaporiza una porción de la corriente, resultando en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Fig. 4, la corriente expandida 71b que deja la válvula de expansión 52 llega a una temperatura de -143°F (-97°C ) y luego es alimentada 41 a la columna de destilación 5G en una posición intermedia. La columna de destilación 56 sirve como torre de purificación de GNL, recuperando aproximadamente todo el dióxido de carbono y los hidrocarburos mas pesados que el metano presentes en su corriente de alimentación (corriente 71b) como su producto de fondo (corriente 77) de forma tal que la única impureza significativa en su corriente de cabeza (corriente 74) es el nitrógeno contenido en la corriente de alimentación. El reflujo para la columna de destilación 56 se genera por enfriamiento y condensación del vapor de cabeza de la torre [corriente 74 a -144°F (-98°C) ] en el intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con el vapor frío de expansión instantánea de GNL a -155°F (-104°C) (corriente 83a) y líquidos de expansión instantánea a -157°F (-105°C) (corriente 80) . La corriente condensada 74a, ahora a -146°F (-99°C) se divide en dos porciones. Una porción (corriente 78) se convierte en la alimentación de la sección de enfriamiento de GNL. La otra porción (corriente 75) entra a la bomba de reflujo 55. Luego de su bombeo, la corriente 75a, a -145°F (-98°C) , se alimenta a la torre de purificación de GNL 56 en un punto en la cabeza para proporcionar el líquido de reflujo de la torre. Este líquido de reflujo rectifica los vapores que ascienden en la torre tal que la corriente de cabeza (corriente 74) y en consecuencia la corriente de alimentación 78 a la sección de enfriamiento de GNL contienen cantidades mínimas de dióxido de carbono e 42 hidrocarburos más pesados que el metano. La corriente de alimentación a la sección de enfriamiento de GL (corriente líquida de condensado 78) entra al intercambiador de calor 58 a -146°F (-99°C) y es sub-enfriada por intercambio de calor con vapor frío de expansión instantánea de GNL a -255°F (-159°C) (corriente 83) y líquidos de expansión instantánea fríos (corriente 79a) . Los líquidos de expansión instantánea fríos se producen extrayendo una porción de la corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada (corriente 79) del intercambiador de calor 58 y sometiendo la corriente a una expansión instantánea a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como la válvula de expansión 59, a una presión ligeramente mayor que la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión una porción de la corriente es evaporada, resultando en el enfriamiento de la corriente total de -156°F (-104°C) a -160°F (-106°C) (corriente 79a) . La corriente de expansión instantánea luego se envía al intercambiador de calor 58 como se describió antes. La porción restante de la corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada es adicionalmente sub-enfriada en el intercambiador de calor 58 a -169°F (-112°C) (corriente 82) . Luego entra a una máquina con trabajo de expansión 60 en la cual se extrae energía mecánica de esta corriente de presión intermedia. La máquina 60 expande el líquido sub-enfriado en forma sustancialmente isoentrópica desde una presión de 43 aproximadamente 414 psia (2.854 kPa(a)) a la presión de almacenaje del GNL [18 psia (124 kPa(a)], ligeramente por encima de la presión atmosférica. El trabajo de expansión enfría la corriente expandida 82a a una temperatura de aproximadamente -255°F (-159°C), luego de lo cual es dirigida al tanque de almacenaje 61 de GNL, donde el vapor de expansión instantánea resultante de la expansión (corriente 83) se separa del GNL producto (corriente 84) . La corriente 77 de fondo de la torre de purificación de GNL 56 se somete a una expansión instantánea a una presión ligeramente por encima de la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 por medio de la válvula de expansión 57. Durante la expansión una porción de la corriente es evaporada, resultando en el enfriamiento de la corriente total de -141°F (-96°C) a -156°F (-105°C) (corriente 77a) . La corriente de expansión instantánea 77a se combina luego con la corriente 79b de líquido de expansión instantánea calentado lo que sale del inte cambiador de calor 58 a -155°F (-104°C) para formar una corriente de líquido de expansión instantánea combinada (corriente 80) a -157°F (-105°C) la cual se suministra al intercambiador de calor 51. Esta se calienta a -90°F (-68°C) (corriente 80a) cuando enfría la corriente de alimentación de GNL (corriente 71) y la corriente de vapor de cabeza 74 como se describió antes, y luego de esto es alimentada a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación bajo en el medio 44 de la columna. El vapor de expansión instantánea (corriente 83) del tanque de almacenaje 61 de GNL pasa en contracorriente con el líquido de entrada en el intercambiador de calor 58 donde se calienta a -155°F (-104°C) (corriente 83a) . Esta entra luego al intercambiador de calor 51 donde se calienta a 115°F (46°C) (corriente 83b) cuando enfría la corriente de alimentación 71 de GNL y la corriente 74 de cabeza de la torre. Como esta corriente esta a baja presión [15.5 psia (107 kPa(a))], se debe comprimir antes de que se pueda utilizar como gas combustible de la planta. Los compresores 63 y 65 (accionados por fuentes de energía suplementarias) con el enfriador intermedio 64 se utilizan para comprimir la corriente (corriente 83e) . Luego del enfriamiento en el post-enfriador 65, la corriente 83f a 115 psia (793 kPa(a)) se combina con la corriente 37 y se convierte en el gas para utilizar como combustible de la planta (corriente 85) . La corriente de vapor frío de destilación de la planta de recuperación de LGN (corriente 43) se calienta a 115°F (46°C) cuando ésta enfría la corriente de alimentación de GNL 71 en el intercambiador de calor 51, formando el segundo gas residual (corriente 43a) la cual es luego comprimida nuevamente en el compresor 62 accionado por una fuente de energía suplementaria. El segundo gas residual comprimido (corriente 43b) se combina con el primer gas residual comprimido (corriente 44b) para formar la tercera corriente de gas residual 45. Luego de enfriar 45 a 120°F (49°C) en el enfriador de descarga 20, la corriente del tercer gas residual 45a se divide en dos porciones, Una porción (corriente 71) se convierte en la corriente de alimentación a la sección de producción de GNL. La otra porción (corriente 38) se convierte en el gas residual producto, el cual fluye a la línea de gas para ventas a 740 psia (5.102 kPa(a)). Un resumen de los caudales de las corrientes y consumos de energía para el proceso ilustrado en la Fig. 4 se presenta en la Tabla siguiente. Tabla IV (Fig. 4) Resumen de caudales de las corrientes- Ib-mol/h [kg-mol/h] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 35.473 1.689 585 331 38.432 32 35.201 1.611 495 178 37.835 35 272 78 90 153 597 33 9.258 424 130 47 9.951 34 25.943 1.187 365 131 27.884 36 36.684 222 6 0 37.222 42 34.784 210 6 0 35.294 37 376 2 0 0 382 71 1.923 12 0 0 1.951 74 1.229 0 0 0 1.242 77 1.173 12 0 0 1.193 75 479 0 ' 0 0 484 78 750 0 0 0 758 79 79 0 0 0 80 83 216 0 0 0 222 85 592 2 0 0 604 43 1.900 12 0 0 1.928 38 34.385 208 6 0 34.889 41 41 1.479 579 331 2.483 84 455 0 0 0 456 46 Recuperaciones Etano 87.52% Propano 99.05% Butanosn- 99.91% GNL 50.070 gal/D [417.9 m3/D] 7.330 Lb/h [7.330 kg/ ] Pureza del GNL* 99.84% Potencia Ira Compresión de gas residual 15.315 HP [25.178 kW] 2da Compresión de gas residual 1.124 HP [ 1.848 kW] Compresión de vapor de expansión 300 HP [ 493 kWj Compresión total 16.739 HP [27.519 kW] * (En base a caudales no redondeados) Comparando los niveles de recuperación mostrados en la Tabla IV para el proceso de la Fig. 4 con aquellos de la Tabla I para el proceso de la Fig. 1, se ve que las recuperaciones en la planta de recuperación de LGN se han mantenido esencialmente en los mismos niveles para ambos procesos . El aumento neto en la potencia de compresión para el proceso de la Fig. 4 en comparación con al proceso de la Fig. 1 es de 2.222 HP (3.653 kW) para producir los 50.000 gal/D (417 m3/D) nominales de GNL, dando un consumo específico de energía de 0.303 HP.h/Lb (0.498 kW.h/kg) para el proceso de la Fig. 4. Esto es aproximadamente el mismo consumo específico de energía del proceso de la Fig. 2, y aproximadamente 17% menor 47 que el del proceso de la Fig. 3. La Fig. 5 ilustra un diagrama de flujo de un proceso de acuerdo con la presente invención. La composición del gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Fig. 5 son las mismas que las de las Figuras 1 a 4. En concordancia, el proceso de la Fig. 5 se puede comparar con los procesos de las Figuras 2 , 3 , y 4 para ilustrar las ventajas de la presente invención. En la simulación del proceso de la Fig. 5, el esquema de enfriamiento, separación, y expansión del gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente el mismo que el utilizado en la Fig. 1. Las principales diferencias están en la disposición del vapor frío de cabeza del separador de metano (corriente 36) y el tercer gas residual comprimido y enfriado (corriente 45a) producido por la planta de recuperación de LGN. El gas de entrada entra a la planta a 90°F (32°C) y 740 psia (5.102 kPa(a)) como corriente 31 y es enfriado en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con el vapor frío de cabeza del separador de metano a -66°F (~55°C) (corriente 42a) , producto líquido de fondo a 53 °F (12°C) (corriente 41a) proveniente de la bomba 18 de fondo de separador de metano, líquidos del calderín del separador de metano a 32°F (0°C) (corriente 40) , y líquidos una corriente lateral del calderín del separador de metano a -42°F (-41°C) (corriente 39) . La corriente enfriada 31a entra 48 al separador 11 a -44°F (-42°C) y 725 psia (4.999 kPa(a)) donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 se divide en dos corrientes: 33 y 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente el 26% del vapor total, pasa a través del intercambiador de calor 12 en intercambio de calor con la corriente de vapor frío de destilación corriente 42, donde es enfriado a -146°F (-99°C) . La corriente sustancialmente condensada resultante 33a se somete a una expansión instantánea a través de la válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 306 psia (2.110 kPa(a)) de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión se vaporiza una porción de la corriente, resultando en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Fig. 5, la corriente expandida 33b que deja la válvula de expansión 13 llega a una temperatura de -155°F (-104°C) y es alimentada a la torre de fraccionamiento 17 en una posición en la cabeza de la columna. La porción de vapor de la corriente 33b se combina con los vapores que ascienden desde la parte superior de la etapa de fraccionamiento de la columna para formar la corriente de vapor de destilación (corriente 36) , la cual se extrae desde una región superior de la torre. El 74% restante del vapor proveniente del separador 11 (corriente 34) entra a una máquina con trabajo de expansión 49 14 en la cual se extrae energía mecánica de esta porción de alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor en forma sustancialmente isoentrópica desde una presión de aproximadamente 725 psia (4.999 kPa(a)) a la presión de operación de la torre, y el trabajo de expansión enfría la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -110°F (-79°C) . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es luego suministrada como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en un punto intermedio. El líquido del separador (corriente 35) es expandido en forma similar a la presión de operación de la torre por medio de la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a -75°F (-59°C) antes de alimentarla a la torre de fraccionamiento 17 en un punto bajo en el medio de la columna. El producto líquido (corriente 41) sale por el fondo de la torre 17 a 47°F (9°C) . Esta corriente se bombea a aproximadamente 650 psia (4.482 kPa(a)) (corriente 41a) en la bomba 18 y se calienta a 83°F (28°C) (corriente 41b) en el intercambi dor de calor 10 proporcionando así el enfriamiento de la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la corriente de cabeza de la torre a -152°F (-102°C) (corriente 36) se divide en dos porciones. Una porción (corriente 43) se dirige a la sección de producción de NGL. La porción restante (corriente 42) pasa en contracorriente con la de gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 50 12 donde es calentada a -66°F (-55°C) (corriente 42a) y en el intercambiador de calor 10 donde es calentada a 72°F (22°C) (corriente 42b) . Una porción de la corriente de vapor de destilación caliente se separa (corriente 37) para utilizarse como parte del gas combustible de la planta, mientras que el resto se convierte en el primer gas residual (corriente 44) . El primer gas residual se comprime nuevamente en dos etapas, en el compresor 15 accionado por la máquina de expansión 14 y el compresor 19 accionado por una fuente de energía suplementaria para formar el primer gas residual comprimido (corriente 44b) . El gas de entrada a la planta de recuperación de LGN (corriente 31) , no fue tratado para separar el dióxido de carbono antes de su procesamiento. Aunque la concentración de dióxido de carbono en el gas de entrada (aproximadamente 0.5 en moles) no creará problemas operativos para la planta de recuperación de LGN, una fracción significativa de este dióxido de carbono dejará la planta en el vapor de cabeza del separador de metano (corriente 36) y en forma subsiguiente contaminará la corriente de alimentación de la sección de producción de GNL (corriente 71) . La concentración de dióxido de carbono en esta corriente es de aproximadamente 0.4% en moles , por encima de la concentración que se puede tolerar por la presente invención para las condiciones de operación de la Fig. 5 (aproximadamente 0.025% en moles) . Como en los procesos de la Fig. 2 y Fig. 3 la corriente de alimentación 71 se debe procesar en la sección de 51 separación de dióxido de carbono 50 (la cual puede también incluir la deshidratación de la corriente de gas tratado) antes de entrar a la sección de producción de GNL para evitar problemas operativos debido al congelamiento del dióxido de carbono. La corriente de alimentación tratada 72 entra al intercambiador de calor 51 a 120°F (49°C) y 730 psia (5.033 kPa(a)). Notar que en todos los casos el intercambiador de calor 51 es representativo ya sea de múltiples intercambiadores de calor individuales o un único intercambiador de calor de pasos múltiples, o cualquier combinación de los mismos. (La decisión de usar más de un intercambiador de calor para los servicios de enfriamiento indicados dependerá de un número de factores que incluyen, aunque no están limitados por éstos, el caudal de la corriente de alimentación, tamaño del intercambiador de calor, temperatura de las corrientes, etc.). La corriente de alimentación 72 es enfriada a -120°F (-84°C) en el intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con vapor de expansión instantánea de GNL (corriente 83a) , la corriente de vapor de destilación de la planta de recuperación de LGN a -152°F (-102°C) (corriente 43) y líquidos de expansión instantánea (corriente 79b) . (Para las condiciones establecidas, la presión de la corriente de alimentación está por encima de la criocondenbar, de forma que no condense nada de líquido cuando se enfría la corriente. En lugar de ello, la corriente enfriada 52 72a deja el intercambiador de calor 51 como un fluido en fase densa. Para otras condiciones de operación del proceso es posible que la presión del gas de alimentación sea menor que su presión de criocondenbar, en tal caso la corriente de alimentación será enfriada hasta una sustancial condensación) . La corriente de alimentación a la sección de enfriamiento de GNL (corriente de fase densa 72a) entra al intercambiador de calor 58 a -120°F (-84°C) y es enfriada adicionalmente por intercambio de calor con vapor frío de expansión instantánea de GNL a -254°F (-159°C) (corriente 83) y líquidos de expansión instantánea fríos (corriente 79a) . Los líquidos de expansión instantánea fríos se producen extrayendo una porción de la corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada (corriente 79) proveniente del intercambiador de calor 58 y sometiendo la corriente a una expansión instantánea a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como la válvula de expansión 59, a una presión ligeramente mayor que la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión una porción de la corriente es evaporada, resultando en el enfriamiento de la corriente total de -155°F (-104°C) a -158°F (-106°C) (corriente 79a) . La corriente de expansión instantánea 79a después se envía al íntercambiador de calor 58 como se describió antes. Notar que en todos los casos el intercambiador de calor 58 es representativo ya sea de múltiples intercambiadores de calor individuales o un único 53 intercambiador de calor de pasos múltiples, o cualquier combinación de los mismos. En algunas circunstancias, puede ser apropiado combinar los servicios del intercambiador de calor 51 y el intercambiador de calor 58 en un único intercambiador de calor de pasos múltiples. La porción restante de la corriente de alimentación parcialmente enfriada es adicionalmente enfriada en el intercambiador de calor 58 a -169°F (-112°C) (corriente 82) . Luego entra a una máquina con trabajo de expansión 60 en la cual se extrae energía mecánica de esta corriente de alta presión. La máquina 60 expande el líquido sub-enfriado en forma sustancialmente isoentrópica desde una presión de aproximadamente 720 psia (4.964 kPa(a)) a la presión de almacenaje del G L [18 psia (124 kPa(a)], ligeramente por encima de la presión atmosférica. El trabajo de expansión enfría la corriente expandida 82a a una temperatura de aproximadamente -254°F (-159°C) , luego de lo cual es dirigida al tanque de almacenaje 61 de GNL, donde el vapor de expansión instantánea resultante de la expansión (corriente 83) se separa del GNL producto (corriente 84) . La corriente de líquido de expansión instantánea calentado 79b que sale del intercambiador de calor 58 a -158°F (-105°C) se alimenta al intercambiador de calor 51. Se calienta a -85°F (-65°C) (corriente 79c) proporcionando enfriamiento a la corriente de alimentación de GNL 72 como se describió antes, y 54 luego es alimentada a la columna de fraccionamiento 17 en un punto bajo en el medio de la columna. La corriente de vapor de expansión instantánea (corriente 83) del tanque de almacenaje de GNL 61 pasa en contracorriente con la corriente de fase densa entrante en el intercambiador de calor 58 donde se calienta a -158°F (-105°C) (corriente 83a) . Luego entra al intercambiador de calor 51 donde se calienta a 115°F (46°C) (corriente 83b) cuando enfría la corriente 72 de alimentación de GNL. Como esta corriente esta a baja presión [15.5 psia (107 kPa(a))], se debe comprimir antes de que se pueda utilizar como gas combustible de la planta. Los compresores 63 y 65 (accionados por fuentes de energía suplementarias) con el enfriador intermedio 64 se utilizan para comprimir la corriente (corriente 83e) . Luego del enfriamiento en el post-enfriador 66, la corriente 83f a 115 psia (793 kpa(a)) se combina con la corriente 37 y se convierte en el gas para utilizar como combustible de la planta (corriente 85) . La corriente de vapor frío de destilación de la planta de recuperación de LGM (corriente 43) se calienta a 115°P (46°C) cuando esta enfría la corriente de alimentación de GNL 72 en el intercambiador de calor 51, formando el segundo gas residual (corriente 43a) el cual es luego comprimido nuevamente en el compresor 62 accionado por una fuente de energía suplementaria. El segundo gas residual comprimido (corriente 43b) se combina con el primer gas residual comprimido (corriente 44b) para 55 formar la tercera corriente de gas residual 45. Luego de enfriar a 120°F (49°C) en el enfriador de descarga 20, la corriente del tercer gas residual 45a se divide en dos porciones. Una porción (corriente 71) se convierte en la corriente de alimentación a la sección de producción de GNL. La otra porción (corriente 38) se convierte en el gas residual producto, el cual fluye a la línea de gas para ventas a 740 psia (5.102 kPa(a)) . Un resumen de los caudales de las corrientes y consumos de energía para el proceso ilustrado en la Fig. 5 se presenta en la Tabla siguiente. Tabla V (Fig. 5) Corriente Metano Etano Propano Butanos* Total 31 35.473 1.689 585 331 38.432 32 35.198 1.611 494 177 37.830 35 275 78 91 154 602 33 9.257 424 130 47 9.949 34 25.941 1.187 364 130 27.881 36 36.646 217 6 0 37.182 42 34.795 206 6 0 35.304 37 391 2 0 0 397 71 1.867 11 0 0 1.849 72 1.867 11 0 0 1.887 79 1.214 7 0 0 1.226 83 203 0 0 0 206 85 594 2 0 0 603 43 1.851 11 0 0 1.878 38 34.388 204 6 0 34.891 41 41 1.479 579 331 2.476 84 450 4 0 0 455 56 Restablecimientos Etano 87.57% Propano 99.04% Butanos+ 99.90% G L 50.025 gal/D [417.5 m3/D] 7.354 Lb/h [7.354 kg/h] Pureza del GNL* 99.05% Potencia Ira Compresión de gas residual 15.332 HP [25.206 kw] 2da Compresión de gas residual 1.095 HP [ 1.800 kW] Compresión de vapor de expansión 273 HP [ 449 kW] Compresión total 16.700 HP [27.445 kW] * (En base a caudales no redondeados) Comparando los niveles de recuperación mostrados en la Tabla V para el proceso de la Fig. 5 con aquellos de la Tabla 1 para el proceso de la Fig. 1, se ve que las recuperaciones en la planta de recuperación de LGN se han mantenido esencialmente en los mismos niveles para ambos procesos. El aumento neto en la potencia de compresión para el proceso de la Fig. 5 en comparación con al proceso de la Fig. 1 es de 2.183 HP (3.589 kW) para producir los 50.000 gal/D (417 m3/D) nominales de GNL, dando un consumo específico de energía de 0.297 HP.h/Lb (0.488 kw.h/kg) para el proceso de la Fig. 5. Así, la presente invención tiene un consumo específico de energía que es menor que el de los procesos de la técnica 57 anterior de la Fig. 2 y de la Fig. 3 en un 2% y 19% respectivamente. La presente invención también tiene un menor consumo especifico de energía que el proceso de la Fig. 4 de acuerdo a nuestra Solicitud de Patente de los Estados Unidos Serie No. 09/839.907, una reducción de consumo específico de energía de aproximadamente 2%. En forma muy significativa, el proceso de la presente invención es mucho más simple que el proceso de la Fig. 4 ya que no hay un segundo sistema de destilación como la columna 56 de purificación de LGN del proceso de la Fig. 4, reduciendo en forma significativa el costo de capital de las plantas construidas utilizando la presente invención. OTRAS MODALIDADES Aquellos expertos en la técnica reconocerán que la presente invención se puede adaptar para utilizarse con todos los tipos de plantas de recuperación de LGN para permitir la producción conjunta de GNL. Los ejemplos presentados arriba describen todas las utilidades de la presente invención con una planta de recuperación de LGN que emplea el proceso descrito en la Patente de los Estados Unidos No. 4.278.457 para facilitar las comparaciones de la presente invención con la técnica anterior. Sin embargo, la presente invención es generalmente aplicable para utilizarse con cualquier proceso de recuperación de LGN que produce una corriente de vapor de destilación que está a una temperatura de -50°F (- 6°C) o más 58 fría. Los ejemplos de tales procesos de recuperación de LGN están descriptos e ilustrados en las Patentes de los Estados Unidos Nos. 3.292.380; 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; 5.568.737; 5.771.712 5.799.507; 5.881.569; 5.890.378; 5.983.664; 6.182.469; la Patente de los Estados Unidos Reeditada No. 33.408; y la Solicitud co-pendiente No. 09/677.220, cuyas descripciones completas se incorporan aguí como referencia en su totalidad. Además, la presente invención se aplica para utilizarse con plantas de recuperación de LGN que están diseñadas para recuperar solo componentes C3 e hidrocarburos más pesados que el metano en el LGN producto (es decir sin recuperación significativa de componentes C2) o con plantas de recuperación de LGN que están diseñadas para recuperar solo componentes C2 e hidrocarburos más pesados que el metano en el LGN producto pero que son operadas para rechazar los componentes C2 en el gas residual de forma que se recuperen solo componentes C3 e hidrocarburos más pesados en el LGN producto (es decir operación en modo de rechazo de etano) . Cuando la presión del gas de alimentación a la sección de producción de GNL (corriente 72) está por debajo de su presión de criocondenbar , puede ser ventajoso separar la corriente de alimentación luego del enfriamiento a una 59 temperatura intermedia, separar cualquier líquido condensado que pudo haberse formado, y luego expandir la corriente de vapor en una máquina con trabajo de expansión antes de enfriar la corriente expandida hasta una condensación sustancial, similar a la modalidad mostrada en la Fig. 6. El líquido condensado (corriente 74) separado en el separador 52 contendrá preferiblemente los hidrocarburos más pesados que el metano que se encuentran en el gas de alimentación, y luego se puede someter a una expansión instantánea a la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 por medio de la válvula de expansión 55 y alimentarse a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación bajo en el medio de la columna. Esto permite que estos hidrocarburos más pesados que el metano se recuperen en el LGN producto (corriente 41) aumentando la pureza del GNL (corriente 84) . Como se muestra en la Fig. 7, algunas circunstancias pueden favorecer el mantenimiento de la corriente de vapor (corriente 73) a alta presión en vez de reducir la presión utilizando una máquina con trabajo de expansión. Para aplicaciones donde el gas de entrada a la planta (corriente 31 en la Fig. 5) contiene hidrocarburos que puede solidificar a bajas temperaturas, separando parafinas pesadas o benceno, la planta de recuperación de LGN puede servir como unidad de acondicionamiento de alimentación para la sección de producción de GNL recuperando estos compuestos 60 en el LGN producto. El gas residual que deja la planta de recuperación de LGN no contiene cantidades significativas de hidrocarburos más pesados que el metano, de tal forma que el procesamiento de una porción del gas residual de la planta para la producción conjunta de GNL utilizando la presente invención se puede realizar en tales circunstancias sin riesgo de formación de sólidos en los intercambiadores de calor en las secciones de producción de GNL y de enfriamiento de GNL. Como se muestra en las Figs. 6 y 7, si el gas de entrada a la planta no contiene compuestos que solidifican a bajas temperaturas, una porción del gas de entrada a la planta (corriente 30) se puede utilizar como gas de alimentación (corriente 72) para la presente invención. La decisión de cual modalidad de la presente invención se utiliza en una circunstancia particular puede también ser influenciada por factores tales como los niveles de presión del gas de entrada y del gas residual, tamaño de la planta, equipos disponibles, y el balance económico entre costo del capital y costos de operación. De acuerdo con la presente invención, el enfriamiento de la corriente de alimentación a la sección de producción de GNL puede realizarse de muchas maneras . En los procesos de las Figs. 5 a 7, la corriente de alimentación 72, la corriente expandida 73a (para el proceso de la Fig. 6) , y la corriente de vapor 73 (para el proceso de la Fig. 7) se enfrían (y posiblemente se condensan) por medio de una porción del vapor 61 de cabeza del separador de metano (corriente 43) junto con el vapor de expansión instantánea y líquido de expansión instantánea producidos en la sección de enfriamiento de G L. Sin embargo, los líquidos del separador de metano (tales como la corriente 39) se podrían utilizar para suministrar algo o todo el enfriamiento y condensación de la corriente 72 en los procesos de las Figs . 5 a 7 y/o la corriente 73 en el proceso de la Fig. 7, como puede hacerse con la corriente de expansión instantánea 74a, como se muestra en la Fig. 7. Además, se puede utilizar cualquier corriente a una temperatura menor que la de las corrientes que son enfriadas. Por ejemplo, una derivación lateral de la corriente de vapor del separador de metano se puede separar y usar para enfriamiento. Otras fuentes potenciales de fluidos de enfriamiento incluyen, sin limitarse a ellas, líquidos de expansión instantánea del separador de alta presión y sistemas de refrigeración mecánicos . La selección de la fuente de enfriamiento depende de un número de factores que incluyen, sin limitarse a ellos, la composición y condiciones del gas de alimentación, tamaño de la planta, tamaño del intercambiador de calor, temperatura de la fuente de enfriamiento potencial, etc. Aquellos expertos en la técnica reconocerán que cualquier combinación de las fuentes de enfriamiento anteriores o métodos de enfriamiento se podrán emplear en combinación para lograr la(s) temperatura (s ) deseada (s) de la corriente de alimentación. 62 Dependiendo de la cantidad de hidrocarburos más pesados que el metano en el gas de alimentación al GNL y de la presión del gas de alimentación de GNL, la corriente de alimentación enfriada 72a que deja el intercambiador de calor 51 puede no contener nada de líquido (porque está por encima del punto de rocío) , o porque está por encima de su criocondenbar) , de tal forma que el separador 52 mostrado en la Fig. 6 no es requerido. En tal caso, la corriente de alimentación enfriada puede fluir directamente a un dispositivo de expansión apropiado, tal como una máquina con trabajo de expansión 53. De acuerdo con la presente invención, se puede emplear refrigeración externa para suplementar el enfriamiento disponible para el gas de alimentación a GNL proveniente de otras corrientes de proceso, particularmente en el caso de un gas de alimentación más rico que el utilizado en el ejemplo. La utilidad y distribución del vapor de expansión instantánea y de líquido de expansión instantánea provenientes de la sección de enfriamiento de GNL para intercambio de calor en el proceso, y el ordenamiento particular de los intercambiadores de calor para el enfriamiento del gas de alimentación, se debe evaluar para cada aplicación particular, así como la elección de las corrientes de proceso para servicios específicos de intercambio de calor. También se reconocerá que la cantidad relativa de la 63 corriente 72a (Fig. 5), corriente 73b (Fig. 6} , o la corriente 73a (Fig. 7) que es retirada para convertirse en líquido de expansión instantánea (corriente 79) dependerá de varios factores, incluyendo la presión de alimentación a GNL, composición del gas de alimentación a GNL, la cantidad de calor que se puede extraer en forma económica de la alimentación, y la magnitud de la potencia disponible. Aumentando la cantidad que se separa para formar el líquido de expansión instantánea se reduce el consumo de energía para la compresión del vapor de expansión instantánea pero aumenta el consumo de energía para la compresión del primer gas residual aumentando el reciclo al separador de metano 17 en la corriente 79. El subenfriamiento de la corriente de líquido condensado 72a (Fig. 5), corriente de líquido condensado 73b (Fig. 6), o corriente de líquido condensado 73a (Fig. 7) en el íntercambiador de calor 58 reduce la cantidad de vapor de expansión instantánea (corriente 83) generada durante la expansión de la corriente a la presión de operación del tanque de almacenaje 61 de GNL. Esto reduce generalmente el consumo específico de energía para producir el GNL reduciendo el consumo de energía de los compresores 63 y 65 de gas de expansión instantánea. Sin embargo, en algunas circunstancias puede ser favorable eliminar cualquier subenfriamiento para bajar el costo de capital de la instalación reduciendo el tamaño del intercambiador de calor 58. 64 Aunque la expansión de una corriente individual es realizada en dispositivos de expansión particulares, por ejemplo, se puede utilizar la expansión instantánea isoentálpica en lugar del trabajo de expansión para la corriente de líquido sub-enfriado 82 en la Figs . 5 a 7 (con el aumento resultante en la cantidad relativa de vapor de expansión instantánea producido por la expansión, aumentando el consumo de energía para la compresión del vapor de expansión instantánea) , o para la corriente de vapor 73 en la Fig. 6 (con el aumento resultante en el consumo de energía para la compresión del segundo gas residual) . Mientras que se han descrito las que se cree son las modalidades preferidas de la presente invención, aquellos expertos en la técnica reconocerán que a la misma se le pueden hacer otras modificaciones o modificaciones adicionales, por ejemplo adaptar la invención a diferentes condiciones, tipos 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.

Claims (1)

  1. 65 REIVINDICACIONES Habiéndose descrito la invención como antecede, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones : 1. Proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque: (a) la corriente de gas natural, se obtiene de una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural; (b) la corriente de gas natural, se enfría bajo presión para condensar por lo menos una porción de la misma y formar una corriente de condensado; (c) se separa una corriente de destilación de la planta para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) se separa una primer porción de la corriente de condensado, se expande a una presión intermedia, y se pone en relación de intercambio de calor con la corriente de gas natural para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción se dirige a la planta; y (e) porción restante de la corriente de condensado, se expande a baja presión para formar dicha corriente de gas 66 natural licuado . 2. Proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque: (a) la corriente de gas natural, se obtiene de una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural : (b) la corriente de gas natural, se enfría bajo presión en una extensión suficiente para condensada parcialmente; (c) se separa una corriente de destilación de la planta para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) la corriente gas natural parcialmente condensada, se separa en una corriente de líquido y una corriente de vapor, luego de lo cual la corriente líquida se dirige a la planta; (e) la corriente de vapor, es enfriada adicionalmente a presión para condensar por lo menos una porción de ella y formar una corriente de condensado; (f) se separa una primer porción de la corriente de condensado, se expande a una presión intermedia, y se pone en relación de intercambio de calor con la corriente de vapor expandida para suministrar por lo menos una porción del enf iamiento, luego de lo cual la primera porción se dirige a 67 la planta; y (g) la porción restante de la corriente de condensado, se expande a una presión más baja para formar la corriente de gas natural licuado. 3. Proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque: (a) la corriente de gas natural, se obtiene de una plant de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural; (b) la corriente de gas natural, se enfría bajo presión en una extensión suficiente para condensarla parcialmente; (c) se separa una corriente de destilación de la planta para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) la corriente gas natural parcialmente condensada, se separa en una corriente de líquido y una corriente de vapor, luego de lo cual la corriente líquida se dirige a la planta; (e) la corriente de vapor, es expandida a una presión intermedia y enfriada adicionalmente a la presión intermedia para condensar por lo menos una porción de ella y formar una corriente de condensado; (f) se separa una primera porción de la corriente de 68 condensado, se expande a una presión intermedia, y se pone en relación de intercambio de calor con la corriente de vapor expandida para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción se dirige a la planta; y (g) la porción restante de la corriente de condensado, se expande a una presión más baja para formar la corriente de gas natural licuado. . Proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque: (a) la corriente de gas natural, se obtiene de una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural; (b) la corriente de gas natural, se enfría bajo presión; (c) se separa una corriente de destilación de la planta para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) la corriente de gas natural expandida a una presión intermedia y enfriada adicionalmente a la presión intermedia para condensar por lo menos una porción de ella y formar una corriente de condensado; (e) se separa una primera porción de la corriente de condensado, se expande a una presión intermedia, y se pone en 69 relación de intercambio de calor con la corriente de gas natural expandida para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción se dirige a la planta; y (f) la porción restante de la corriente de condensado, se expande a una presión más baja para formar la corriente de gas natural licuado . 5. Aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque comprende: (a) primer medio de derivación de corriente conectado a una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural para separar la corriente de gas natural; (b) medios de intercambio de calor conectados al primer medio de derivación para recibir la corriente de gas natural y enfriarla bajo presión para condensar por lo menos una porción de ella y formar una corriente de condensado,- (c) segundo medio de derivación de corriente conectado a la planta para separar una corriente de destilación, el segundo medio de derivación está además conectado al medio de intercambio de calor para calentar la corriente de destilación y por lo menos suministrar una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) tercer medio de derivación conectado al medio de 70 intercambio de calor para separar una primera porción de la corriente de condensado; (e) primer medio de expansión conectado al tercer medio de derivación para recibir la primera porción y expandir la misma a una presión intermedia, el primer medio de expansión está además conectado para suministrar la primera porción expandida del medio de intercambio de calor para calentar la primera porción expandida y por lo tanto suministra por lo menos una parte del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción expandida calentada se envía a la planta; y (f) segundo medio de expansión conectado al medio de intercambio de calor para recibir la porción restante de la corriente de condensado y expandirla a una menor presión para formar la corriente de gas natural licuado. 6. Aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porgue comprende: (a) primer medio de derivación de corriente conectado a una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural para separar la corriente de gas natural; (b) medios de intercambio de calor conectados a el primer medio de derivación para recibir la corriente de gas natural y enfriarla bajo presión en una extensión suficiente 71 para condensarla parcialmente; (c) segundo medio de derivación de corriente conectado a la planta para separar una corriente de destilación, el segundo medio de derivación está además conectado a el medio de intercambio de calor para calentar la corriente de destilación y por lo menos suministrar una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) medios de separación conectados a el medio de intercambio de calor para recibir la corriente de gas natural parcialmente condensada y para separar la misma en una corriente de vapor y una corriente de líquido, luego de lo cual la corriente de líquido se envía a la planta; (e) medio de separación, está además conectado para suministrar la corriente de vapor al medio de intercambio de calor, estando el medio de intercambio de calor adaptado para enfriar adicionalmente la corriente de vapor a una presión tal que condense por lo menos una porción de la misma para formar una corriente de condensado (f) tercer medio de derivación conectado a el medio de intercambio de calor para separar una primera porción de la corriente de condensado; (g) primer medio de expansión conectado al tercer medio de derivación para recibir la primera porción y expandir la misma a una presión intermedia, el primer medio de expansión está además conectado para suministrar la primera 72 porción expandida al medio de intercambio de calor para calentar la primera porción expandida y por lo tanto suministrar por lo menos una parte del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción expandida calentada se envía a la planta; y (h) segundo medio de expansión conectado al medio de intercambio de calor para recibir la porción restante de la corriente de condensado y expandirla a una menor presión para formar la corriente de gas natural licuado. 7. Aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque comprende: (a) primer medio de derivación de corriente conectado a una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural para separar la corriente de gas natural; (b) medios de intercambio de calor conectados al primer medio de derivación para recibir la corriente de gas natural y enfriarla bajo presión suficiente para condensarla parcialmente; (c) segundo medio de derivación de corriente conectado a la planta para separar una corriente de destilación, el segundo medio de derivación está además conectado al medio de intercambio de calor para calentar la corriente de destilación y de este modo suministrar por lo 73 menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural ; (d) medios de separación conectados al medio de intercambio de calor para recibir la corriente de gas natural parcialmente condensada y para separar la misma en una corriente de vapor y una corriente de líquido, luego de lo cual la corriente de líquido se envía a la planta; (e) primer medio de expansión conectado al medio de separación para recibir la corriente de vapor y expandir la misma a una presión intermedia, el primer medio de separación está además conectado para suministrar la corriente de vapor expandida al medio de intercambio de calor, con el medio de intercambio de calor adaptado para enfriar adicionalmente la corriente de vapor expandida a la presión intermedia para condensar por lo menos una porción de la misma y formar una corriente de condensado; (f) tercer medio de derivación conectado al medio de intercambio de calor para separar una primera porción de la corriente de condensado; (g) segundo medio de expansión conectado al tercer medio de derivación de corriente para recibir la primera porción y expandirla a una presión intermedia, el segundo medio de expansión está además conectado para suministrar la primer porción expandida al medio de intercambio de calor para calentar la primera porción expandida y de este modo 74 suministrar por lo menos una parte del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción expandida calentada se envía a la planta; y (h) tercer medio de expansión conectado al medio de intercambio de calor para recibir la porción restante de la corriente de condensado y expandirla a una menor presión para formar la corriente de gas natural licuado. 8. Aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque comprende: (a) primer medio de derivación de corriente conectado a una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural para separar la corriente de gas natural; (b) medios de intercambio de calor conectados al primer medio de derivación para recibir la corriente de gas natural y enfriarla bajo presión; (c) segundo medio de derivación de corriente conectado a la planta para separar una corriente de destilación, el segundo medio de derivación está además conectado al medio de intercambio de calor para calentar la corriente de destilación y de este modo suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) primer medio de expansión conectado al medio de 75 intercambio de calor para recibir la corriente de gas natural enfriada y expandir la misma a una presión intermedia, el primer medio de expansión está además conectado para suministrar la corriente de gas natural expandida al medio de intercambio de calor, con el medio de intercambio de calor adaptado para enfriar adicionalmente la corriente de gas natural expandida a la presión intermedia para condensar por lo menos una porción de la misma y formar una corriente de condensado; (e) tercer medio de derivación de corriente conectado al medio de intercambio de calor para separar una primera porción de la corriente de condensado; (f) segundo medio de expansión conectado al tercer medio de derivación de corriente para recibir la primera porción y expandirla a una presión intermedia, el segundo medio de expansión está además conectado para suministrar la primer porción expandida al medio de intercambio de calor para calentar la primera porción expandida y de este modo suministrar por lo menos una parte del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción expandida calentada se envía a la planta; y (g) tercer medio de expansión conectado al medio de intercambio de calor para recibir la porción restante de la corriente de condensado y expandirla a una presión menor para formar la corriente de gas natural licuado . 76 9. Proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano e hidrocarburos más pesados que el metano como componentes, caracterizado porque: (a) corriente de gas natural, se obtiene de una planta de procesamiento de gas natural criogénica que recupera líquidos de gas natural; (b) corriente de gas natural, se enfría bajo presión para condensar por lo menos una porción de la misma y formar una corriente de condensado; (c) se separa una corriente de destilación de la planta para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento de la corriente de gas natural; (d) se separa una primer porción de la corriente de condensado, se expande a una presión intermedia, y se pone en relación de intercambio de calor con la corriente de gas natural para suministrar por lo menos una porción del enfriamiento, luego de lo cual la primera porción se dirige a la planta; y (e) la porción restante de la corriente de condensado se expande a baja presión para formar la corriente de gas natural licuado.
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