MXPA99003624A - Procesamiento de gas de hidrocarburo - Google Patents

Abstract

La presente invención se refiere a un proceso para la recuperación de propano, propileno y componentes de hidrocarburo más pesados desde una corriente de gas de hidrocarburo. La corriente es enfriada y/o expandida para condensarla parcialmente, entonces se separa para proporcionar una o más corrientes líquidas conteniendo C3 y una primera corriente de vapor. Estas corrientes son entonces dirigidas a adentro de una columna de destilación en donde una segunda corriente de vapor es separada para recuperar un producto que contiene la parte principal de los componentes C3 y los componentes de hidrocarburo más pesados. Una corriente de destilación es retirada de la columna abajo del punto de suministro de la primera corriente de vapor y entonces se dirige a adentro de la relación de intercambio de calor con la segunda corriente de vapor para enfriar la corriente de destilación y condensar por lo menos una parte deésta, formando una corriente condensada. Por lo menos una parte de la corriente condensada es dirigida a la columna de destilación como el suministro superior. Las cantidades y las temperaturas de los suministros a la columna de destilación son efectivas para mantener la temperatura de sobrecabeza de la columna de destilación a una temperatura por lo que la parte principal de los componentes deseados se recupera.

Description

PROCESAMIENTO DE GAS DE HIDROCARBURO Antecedentes de la Invención Esta invención se refiere a un proceso para l separación de un gas conteniendo hidrocarburos.

El propileno, el propano y/o los hidrocarburos má pesados pueden ser recuperados de una variedad de gases, tal com del gas natural, del gas de refinería, y de las corrientes de ga sintético obtenidas de los materiales de hidrocarburo tal com carbón, aceite crudo, nafta, exquisito de aceite, arenas d alquitrán, y lignita. El gas natural usualmente tiene un proporción mayor de metano y etano, por ejemplo, el metano y e etano comprende juntos por lo menos 50 por ciento mol del gas El gas también contiene cantidades relativamente menores d hidrocarburos más pesados tal como de propano, butanos, pentano y similares, así como de hidrógeno, nitrógeno, bióxido de carbon y otros gases.

La presente invención está generalmente preocupad con la recuperación del propileno, del propano y de lo hidrocarburos más pesados de tales corrientes de gas . U análisis típico de una corriente de gas que va a ser procesada d acuerdo con la invención debe estar en un por ciento de mo aproximado, de 92.6% de metano, 4.7% de etano y de otro componentes C2, 1.0% de propano y otros componentes C3, 0.2% d isobutano, 0.2% de butano normal, 0.16% de pentanos más, con e balance constituido de nitrógeno y bióxido de carbono. Los gase contiendo sulfuro también están algunas veces presentes.

Las fluctuaciones históricamente cíclicas en lo precios de ambos el gas natural y los constituyentes líquidos d gas natural (NGL) han reducido el valor incremental del propan y de los componentes más pesados de los productos líquidos. Est ha resultado en una demanda para un proceso que pued proporcionar recuperaciones más eficientes de estos productos Los procesos disponibles para separar estos materiales incluye aquéllos, basados sobre el enfriamiento y la refrigeración de gas, la absorción de aceite, y la absorción del aceit refrigerado. Adicionalmente, los procesos criogénicos se ha hecho populares debido a la disponibilidad del equipo económic que produce la energía mientras que simultáneamente expande extrae calor del gas que está siendo proceso. Dependiendo de l presión de la fuente de gas, la riqueza (contenido d hidrocarburos más pesados y etanol) del gas, y de los producto finales deseados, cada uno de estos procesos o una combinación d los mismos puede ser empleado.

El proceso de expansión criogénico se prefier ahora generalmente para la recuperación del propano debido a qu proporciona una simplicidad máxima con facilidad de inicio operación, flexibilidad, buena eficiencia, seguridad y una bue confiabilidad. Las patentes de los Estados Unidos de Améri Nos. 4,157,904; 4,171,964; 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 y 5,275,005, la patente de los Estados Unidos América reexpedida No. 33,408, la solicitud copendiente N 08/377,172 y la solicitud copendiente No. 08/696,114 describ procesos relevantes .

En un proceso de recuperación de expansi criogénico típico, una corriente de gas de alimentación baj presión se enfría mediante el intercambio de calor con otr corrientes del proceso y/o fuentes externas de refrigeración t como un sistema de refrigeración de compresión de propano. ser enfriado el gas, los líquidos pueden ser condensados recolectados en uno o más separadores como líquidos de alt presión conteniendo algunos de los componentes C3+ deseados Dependiendo de la riqueza del gas y de la cantidad de líqui formados, los líquidos de alta presión pueden ser expandidos una presión más baja y fraccionarse. La vaporización que ocur durante la expansión de los líquidos resulta en un enfriamient adicional de la corriente. Bajo algunas condiciones preenfriamiento, los líquidos de alta presión antes de l expansión pueden ser deseables a fin de bajar además l temperatura que resulta de la expansión. La corriente expandida comprendiendo una mezcla de líquido y vapor es fraccionada en u columna de destilación (desetanizador) . En la columna, l corriente o corrientes enfriadas de expansión es o son destilada para separar el metano residual, el etano, el nitrógeno, y otro gases volátiles o vapor de sobrecabeza de los componentes C3 y d los componentes de hidrocarburo más pesados como el producto d líquido de fondo.

Si el gas de suministro no está totalment condensado (típicamente no está) , el vapor que resta de l condensación parcial puede pasarse a través de un motor o máquin de expansión de trabajo o una válvula de expansión, a una presió más baja a la cual los líquidos adicionales son condensados com un resultado de un enfriamiento adicional de la corriente. L presión después de la expansión está ligeramente abajo de l presión a la cual es operada la columna de destilación. L corriente expandida entonces entra en la sección inferior de un columna de absorción y se pone en contacto con líquidos frío para absorber los componentes C3 y los componentes más pesados d la parte de vapor de la corriente expandida. Los líquidos de l columna de absorción son entonces bombeados adentro de la column desetanizadora en una posición de alimentación de column superior.

La corriente de destilación de sobrecabeza de desetanizador pasa en una relación de intercambio de calor con e gas de residuo desde la columna de absorción y se enfría condensando por lo menos una parte de la corriente de destilaci desde el desetanizador. La corriente de destilación enfria entonces entra en la sección superior de la columna de absorci en donde los líquidos fríos contenidos en la corriente pued hacer contacto con la parte de vapor de la corriente expandi como se describió anteriormente. Típicamente, la parte de vap (si hay alguna) de la corriente de destilación enfriada y d vapor de sobrecabeza de absorbedor se combinan en una secci separadora superior en la columna de absorbedor como un gas producto de metano y etano residual. Alternativamente, corriente de destilación enfriada puede suministrarse a separador para proporcionar corrientes de vapor y de líquido. vapor es combinado con la sobrecabeza de columna de absorbedor el líquido es suministrado a la columna absorbedora como suministro de columna superior.

La separación tiene lugar en este proce (produciendo un gas de residuo que deja el proceso el cu consiste esencialmente de todos los componentes de metano y C2 el gas de suministro con esencialmente ninguno de los component C3 y los componentes de hidrocarburo más pesados, y una fracci de fondos dejando el desetanizador la cual contiene esencialmen todos los componentes C3 y los componentes de hidrocarburo m pesados con esencialmente ningunos componentes C2 metano componentes más volátiles) consume energía para el enfriamien del gas de suministro, para volver a hervir el desetanizado para reflujar el desetanizador y/o para recomprimir el gas d residuo. La presente invención proporciona unos medios par lograr esta separación a un costo de capital esencialmente má bajo permitiendo a la columna de absorción y a la columna d desetanizador el combinarse en una torre de fraccionamient única. En algunos casos, la presente invención tambié proporciona una mejora en la recuperación de producto y/o en l reducción en los requerimientos de utilidad (enfriamiento rehervido, reflujo, y/o recompresión) necesarios para l recuperación de los productos deseados .

De acuerdo con la presente invención, se h encontrado que las recuperaciones de C3 en exceso de 93 po ciento pueden mantenerse mientras que se proporcion esencialmente un rechazo completo de los componentes C2 para l corriente de gas de residuo. Además, la presente invención pued hacer posible esencialmente 100 por ciento de separación de lo componentes C2 y de los componentes más ligeros de lo componentes C3 y de los componentes de hidrocarburo más pesado como requerimientos de energía reducidos. La presente invención aún cuando aplicable a presiones más bajas y a temperaturas má tibias, es particularmente ventajosa cuando se procesan gases d suministro en el rango de 400 a 800 psia o bajo condicione superiores requiriendo temperaturas de sobrecabeza de columna d -50°F o más frías.

Para un mejor entendimiento de la presen invención, se hace ahora referencia a los siguientes ejemplos los dibujos. Refiriéndonos a los dibujos: La figura 1 es un diagrama de flujo de una plan de proceso de gas natural criogénico de arte previo de acuer con la patente de los Estados Unidos de América No. 4,617,039 La figura 2 es un diagrama de flujo de una plan de procesamiento de gas natural de expansión criogénica de sistema alterno de acuerdo con la solicitud de patente de l Estados Unidos de América copendiente No. 08/696,114; La figura 3 es un diagrama de flujo de una plan de procesamiento de gas natural de expansión criogénica de segundo sistema alterno de acuerdo con la solicitud copendien de los Estados Unidos de América No. 08/696,114; La figura 4 es un diagrama de flujo de una plan de procesamiento de gas natural de acuerdo con la presen invención.

La figura 5 es un diagrama de flujo que ilust unos medios alternos de aplicación de la presente invención a u corriente de gas natural; y La figura 6 es un diagrama de flujo que ilustr otros medios alternos de aplicación de la presente invención una corriente de gas natural .

En la siguiente explicación de las figuras arrib mencionadas, se proporcionan tablas que resumen las tasas d flujo calculadas para las condiciones de proceso representativas En las tablas que aparecen aquí, los valores para las tasas d flujo (en moles libra por hora) se han redondeado al númer completo más cercano por conveniencia. Las tasas de corrient total mostradas en las tablas incluyen todos los componentes qu no son hidrocarburo y por tanto son generalmente más grandes qu la suma de las tasas de flujo de corriente para los componente de hidrocarburo. Las temperaturas indicadas son valore aproximados redondeados al grado más cercano. Deberá notarse qu los cálculos de diseño de proceso llevados a cabo para e propósito de comparar los procesos mostrados en las figuras está basados sobre la presunción de que no hay un escape de calor d o a los alrededores de (o desde) el proceso. La calidad de lo materiales aislantes comercialmente disponibles hace est presunción muy razonable y una que se hace típicamente po aquellos expertos en el arte.

DESCRIPCIÓN DEL ARTE PREVIO Refiriéndonos ahora a la figura 1, en un simulación del proceso del arte previo descrito ahí, el gas d entrada entra en la planta a 80oF y a 580 psia como la corrient 31. Si el gas de entrada contiene una concentración d compuestos de sulfuro que evitará las corrientes de producto qu llenen las especificaciones, los compuestos de sulfuro so removidos mediante el pretratamiento apropiado del gas d suministro (no ilustrado) . Además, la corriente de gas e usualmente dehidratada para evitar la formación de hidrat (hielo) bajo condiciones criogénicas. El desecante sólido se h usado típicamente para este propósito.

La corriente de suministro 31 es enfriada en e intercambiador 10 mediante el intercambio de calor con el gas d residuo frío a -97oF (corriente 34a) y con los líquido separadores a -91oF (corriente 33a) . (La decisión de si usar má de un intercambiador de calor para los servicios de enfriamient indicados dependerá de un número de factores incluyendo, pero n limitándose a la tasa de flujo de gas de entrada, al tamaño de intercambiador de calor, a las temperaturas de corriente, etc.) La corriente enfriada 31a entra en el separador 11 a -73°F y 57 psia en donde el vapor (corriente 32) es separado del líquid condensado (corriente 33) .

El vapor (corriente 32) del separador 11 entra e una máquina de expansión de trabajo 13 en la cual la energí mecánica es extraída de esta parte del suministro de alt presión. La máquina 13 expande el vapor esencialment isentrópicamente desde una presión de alrededor de 570 psia a u presión de alrededor de 353 psia, con la expansión de traba enfriando la corriente expandida 32a a una temperatura aproximadamente de -110°F. La corriente expandida y parcialmen condensada 32a es suministrada a la sección absorbente 15b en u región inferior del separador/absorbedor 15. La parte líquida la corriente expandida se mezcla con los líquidos que caen hac abajo desde la sección absorbente y la corriente de líqui combinada 35 sale en el fondo del separador/absorbedor 15a-lllo La parte de vapor de la corriente expandida se eleva hacia arri a través de la sección absorbedora y se pone en contacto con líquido frío que cae hacia abajo para condensar y absorber propano y los componentes más pesados .

" La torre separadora/absorbedora 15 es una colum de destilación convencional que contiene una pluralidad charolas verticalmente espaciadas, una o más camas empacadas, alguna combinación de charolas y empaques. Como es frecuente caso en las plantas de procesamiento de gas natural, la tor separadora/absorbedora puede consistir de dos secciones. sección superior 15a es un separador en donde cualesquier vap contenido en el suministro superior es separado de su par líquida correspondiente, y en donde el vapor que se eleva des la sección de absorción o de destilación inferior 15b se combi con la parte de vapor (si hay alguna) de suministro superior pa formar la corriente de destilación fría 34 la cual sale en parte superior de la torre . La sección absorbedora inferior 15 contiene las charolas y/o el empaque y proporciona el contact necesario entre los líquidos que caen hacia abajo y los vapore que se elevan hacia arriba para condensar y absorber el propan y los componentes más pesados .

La corriente líquida combinada 35 desde el fond del separador/absorbedor 15 se suministra como un suministro d columna superior fría (corriente 35a) al desetanizador 17 por l bomba 16. El líquido separador (corriente 33) es expandida co centelleo a ligeramente arriba de 368 psia operando arriba de l presión de operación del desetanizador 17 mediante la válvula d expansión 12, la corriente enfriadora 33 a -9loF (corriente 33a) antes de que ésta proporcione enfriamiento al gas de suministr entrante como se describió anteriormente. La corriente 33b, ahora a 65oF entonces entra en el desetanizador 17 en un punto d suministro de columna media para ser desvestido de su componentes de metano y C2.

El desetanizador en la torre 17, operando a 368 psia, también es una columna de destilación convencional qu contiene una pluralidad de charolas verticalmente espaciadas, un o más camas empacadas, o alguna combinación de charolas empaques. La torre desetanizadora también puede consistir de do seccione: una sección superior 17a en donde cualesquier vapo contenido en el suministro superior es separado de su part líquida correspondiente, y en donde el vapor que se eleva d desde la sección desetanizadora de destilación inferior 17b s combina con la parte de vapor (si hay alguna) del suministr superior para formar la corriente de destilación 36 la cual sal en la parte superior de la torre; y una sección desetanizador inferior 17b que contiene las charolas y/o el empaque par proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que cae hacia abajo y los vapores que se elevan hacia arriba. La secció desetanizadora 17b también incluye un rehervidor 18 el cual calienta y vaporiza una parte de líquido en el fondo de l columna para proporcionar los vapores desvestidos los cuales fluyen hacia arriba de la columna para desvestir el product líquido, la corriente 37, de metano y los componentes C2. Un descripción típica para el producto líquido de fondo es que tiene una proporción de etano a propano de 0.02:1 sobre una base molar. La corriente de producto líquido 37 sale en el fondo del desetanizador a 186°F y se enfría a llOoF (corriente 37a) en el intercambiador de calor 19 antes de fluir al almacenamiento.

La presión de operación en el desetanizador 17 es mantenida ligeramente arriba de la presión de operación del separador/absorbedor 15. Esto permite a el vapor de sobrecabeza del desetanizador (corriente 36) el fluir con presión a través del intercambiador de calor 20 y por tanto adentro de la secció superior del separador/absorbedor 15. En el intercambiador de calor 20, los vapores de encima del desetanizador a -21°F se dirigen en la relación de intercambio de calor con los vapores d arriba (corriente 34) del separador/absorbedor 15, enfriando l corriente a -116oF (corriente 36a) y condensándola parcialmente. La corriente parcialmente condensada es entonces suministrada la sección separadora en el separador/torre absorbedora 15, d manera que su líquido condensado es separado para hacerse líquid frío que hace contacto con los vapores que se elevan hacia arrib a través de la sección absorbedora.

La corriente de destilación que deja la part superior del separador/absorbedor 15 a -117oF es la corriente d gas de residuo frío 34. La corriente de gas de residuo pas contracorriente a la corriente de vapores de encim desetanizadores 36 en el intercambiador de calor 20 y se calient a -90°F (corriente 34a) ya que proporciona el enfriamiento y l condensación parcial de la corriente de vapores de encima d desetanizador. El gas de residuo es además calentado a 75° (corriente 34b) al pasar contracorriente a el gas de suministr entrante en el intercambiador de calor 10. El gas de residuo e entonces recomprimido en dos fases. La primera fase es el compresor 14 impulsado por la máquina de expansión 13. L segunda fase es el compresor 22 impulsado por una fuente de fuerza suplementaria que comprime el gas residual (corriente 34d) a la presión de línea de ventas. Después del enfriamiento en el enfriador de descarga 23, el producto de gas de residuo (corriente 34e) fluye a la tubería de gas de ventas a 110 oF y 613 psia.

Una síntesis de las tasas de flujo de corriente de consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 1 establece en la siguiente tabla: TABLA I (FIGURA 1) Síntesis de Flujo de Corriente - (Libra .Moles/Hora) Corriente Metano E ano Propano Butanos+ Total Recuperaciones* Propano 93.70% Butanos+ 99.85% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 21.210 Calor de Utilidad, MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 22.298 '(Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) DESCRIPCIÓN DE LA SOLICITUD DE PATENTE COPENDIENTE Una mejora al proceso del arte previo descrit arriba que se ha descrito en la solicitud de patente de lo Estados Unidos de América copendiente No. 08/696,114 est mostrada en la figura 2. Las condiciones y la composición de gas de suministro considerados en el proceso presentado en l figura 2 son iguales a aquéllos de la figura 1.

En la simulación del proceso de la figura 2 , e gas de suministro entra a 80oF y a una presión de 580 psia com la corriente 31. La corriente de suministro 31 es enfriada en e intercambiador 10 mediante el intercambio de calor con gas d residuo frío a -88°F (corriente 34a) , con los líquidos de separador a -92°F (corriente 33a) y con los líquidos de separador/absorbedor a -107oF (corriente 35a) . La corrient enfriada 31a entra en el separador 11 a -78°F y a 570 psia e donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensad (corriente 33) .

El vapor (corriente 32) del separador 11 entra e una máquina__de expansión de trabajo 13 en la cual la energí mecánica es extraída de esta parte del suministro de alt presión. La máquina 13 expande el vapor esencialment isentrópicamente desde una presión de alrededor de 570 psia a un presión de alrededor de 396 psia (la presión de operación del separador/absorbedor 15, con la extensión de trabajo enfriando l corriente expandida 32a a una temperatura de aproximadamente de -107°F. La corriente expandida y parcialmente condensada 32 entra en la sección inferior del separador/absorbedor 15. L parte líquida de la corriente expandida se mezcla con los líquidos que caen hacia abajo desde la sección absorbedora y la corriente de líquido combinada 35 sale del fondo del separador/absorbedor 15 a -108OF. La parte de vapor de la corriente expandida se eleva hacia arriba a través de la sección absorbedora y está en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo para condensar y absorber el propano y los componentes más pesados .

La corriente de líquido combinada 35 desde el fondo del separador/absorbedor 15 se dirige al intercambiador de calor 10 mediante la bomba 16 en donde esta (corriente 35a) se calienta al proporcionar enfriamiento al gas de suministro entrante como se describió anteriormente. La corriente líquid combinada es calentada a -46oF, vaporizando parcialmente l corriente 35b antes de que ésta se suministre como un suministr de columna media al desetanizador 17. El líquido separado (corriente 33) es expandido con centelleo a ligeramente arriba d la presión de operación de 411 psia del desetanizador 17 po medio de la válvula de expansión 12, la corriente de enfriamient 33 a -92oF (corriente 33a) antes de que ésta proporcione e enfriamiento al gas de suministro entrante como se describi anteriormente. La corriente 33b, ahora a 70°F entonces entra e el desetanizador 10 en un punto de suministro de columna medi inferior. En el desetanizador, las corrientes 35b y 33b so desvestidas de sus componentes de metano y C2. La corriente d producto líquido resultante 37 sale del fondo del desetanizado a 198°F y se enfría a 110°F (corriente 37a) en el intercambiado de calor 19 antes de fluir al almacenamiento.

La presión de operación en el desetanizador 17 e mantenida ligeramente arriba de la presión de operación de separador/absorbedor 15. Esto permite a el vapor de encima de desetanizador (corriente 36) presionar el flujo a través de intercambiador de calor 20 y por tanto adentro de la secció superior del absorbedor/separador 15. En el intercambiador d calor 20, los vapores de encima del desetanizador a -25oF so dirigidos en la relación de intercambio de calor con los vapore de encima (corriente 34) del separador/absorbedor 15, enfriand la corriente a -112OF (corriente 36a) y condensándol parcialmente. La corriente parcialmente condensada es entonce suministrad a la sección del separador en la torre de separador absorbedor 15 en donde el líquido condensado es separado de vapor no cóndensado . El vapor no condensado se combina con e vapor que se eleva desde la sección absorbedora inferior par formar la corriente de destilación fría 34 que deja la regió superior del separador/absorbedor 15. El líquido condensado e dividido en dos partes. Una parte, la corriente 40 es dirigid a la sección absorbedora inferior del separador/absorbedor 15 a hacer contacto el líquido frío con los vapores que se eleva hacia arriba a través de la sección absorbedora. La otra parte la corriente 39 es suministrada al desetanizador 187 como u reflujo por la bomba 21, con la corriente de reflujo 39a fluyend a un punto de suministro superior sobre el desetanizador 17 a 112oF.

La corriente de destilación que deja la part superior del separador/absorbedor 15 a -113oF es la corriente d gas de residuo fría 34. La corriente de gas de residuo pas contra corriente a la corriente de los vapores de encima de desetanizador 36 en el intercambiador de calor y se calienta a 88°F (corriente 34a) al proporcionar el enfriamiento y l condensación parcial de la corriente de los vapores de encima de desetanizador. El gas de residuo es entonces calentad adicionalmente a 75oF (corriente 34b) al pasar ésta contracorriente a el gas de suministro entrante en e intercambiador de calor 10. El gas de residuo es entonce recomprimido en dos fases . La primera fase es el compresor 1 impulsado por la máquina de expansión 13. La segunda fase es e compresor 22 impulsado por una fuente de fuerza complementari que comprime el gas residual (la corriente 34d) a la presión línea de ventas. Después del enfriamiento en el enfriador descarga 23, el producto de gas de residuo (corriente 34e) flu a la tubería de gas de ventas a 110°F y a 613 psia.

Se establece en la tabla dada abajo una síntesi de las tasas de flujo de corriente y del consumo de energía par el proceso ilustrado en la figura 2 : TABLA II (FIGURA 2] Síntesis de Flujo de Corriente - (Libra Moles/Hora) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 81340 4128 878 439 87840 32 80084 3656 549 117 85436 33 1256 472 329 322 2404 35 2277 1139 597 17 4182 36 4378 2084 135 0 6695 40 2676 1549 102 0 4395 39 845 489 32 0 1388 34 81340 4112 55 0 86561 37 0 16 823 439 1279 Recuperaciones Propano 93 . 68% But ano s+ 100.00% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 17.536 Calor de Utilidad, MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 16.270 '(Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) Otra mejora el proceso del arte previo de l figura 1 dada arriba la cual también se describe en la solicitu de patente copendiente de los Estados Unidos de América No 08/696,114 está mostrada en la figura 3. La composición y la condiciones de gas de suministro consideradas en el proces presentado en la figura 3 son las mismas que aquéllas de la figuras 1 y 2.

En la simulación del proceso de la figura 3, e esquema de enfriamiento y expansión del gas de suministro e esencialmente el mismo que aquél en la figura 2. La diferenci yace en la disposición de la corriente de líquido combinada desd el separador/absorbedor 15 después de que se ha entibiad parcialmente (corriente 35b) mediante el proporciona enfriamiento del gas de suministro entrante en el intercambiado de calor 10. Refiriéndonos a la figura 3, la corriente 35a de l bomba 16 es calentada de desde -112OF a -45°F en e intercambiador de calor 10 al proporcionar éste el enfriamient del gas de suministro entrante como se describió previamente par la figura 2. La corriente calentada, la corriente 35b, e entonces suministrada al desetanizador 17 en un punto d suministro de columna superior, entrando en la torre a -45°F par ser desvestida de sus componentes de metano y C2. La corrient de producto de líquido resultante 37 sale del fondo de desetanizador a 191oF y se enfrío a llOoF (corriente 37a) en e intercambiador de calor 19 antes de fluir al almacenaje.

La presión de operación en el desetanizador 17 s mantuvo ligeramente arriba de la presión de operación de separador/absorbedor 15. Esto permite al vapor de encima de desetanizador (corriente 36) el presionar el flujo a través de intercambiador de calor 20 y por tanto adentro de la secció superior del separador/absorbedor 15. En el intercambiador d calor 20, los vapores de encima del desetanizador a -15°F so dirigidos en relación al intercambio de calor con los vapores d encima (corriente 34) del separador/absorbedor 15, enfriada l corriente a -114OF (corriente 36a) y condensándola parcialmente La corriente parcialmente condensada es entonces suministrada la sección separadora en la torre de separador/absorbedor 15, d manera que su líquido condensado es separado para convertirse e el líquido frío que hace contacto con los vapores que se eleva hacia arriba a través de la sección de absorción.

La corriente de destilación que deja la part superior del separador/absorbedor 15 a -115oF es la corriente d gas de residuo frío 34. La corriente de gas de residuo pas contra corriente para desetanizar la corriente de vapores d encima 36 en el intercambiador de calor 20 y se entibia a -71° (corriente 34a) ya que ésta proporciona enfriamiento condensación parcial de la corriente de gases de arriba d desetanizador. El gas de residuo es además calentado a 75O (corriente 34b) al pasar contracorriente a el gas de suministr entrante en el intercambiador de calor 10. El gas de residuo e entonces recomprimido en dos fases . La primera fase es e compresor 14 impulsado por la máquina de expansión 13. L segunda fase es el compresor 22 impulsado por una fuente d energía complementaria que comprime el gas de residuo (corrient 34d) a la presión de línea de ventas. Después del enfriamient en el enfriador de descarga 23, el producto de gas de residu (corriente 34e) fluye a la tubería de gas de ventas a HOoF y 613 psia.

En la tabla que sigue abajo se da un resumen d las tasas de flujo de corriente y de los consumos de energía par el proceso ilustrado en la figura 3 : TABLA III (FIGURA 3) Síntesis de Flujo de Corriente - (Libra Moles/Hora) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 81340 4128 878 439 87840 32 80347 3746 596 137 85861 33 993 382 282 302 1979 35 4995 2983 826 153 9080 36 5988 3349 285 17 9781 34 81340 4112 55 1 86562 37 0 16 823 438 1278 Recuperaciones* Propano 93.68% Butanos+ 99.83% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 20.215 Calor de Utilidad. MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 20.254 '(Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) Todos los tres de los esquemas de proces descritos arriba utilizan dos torres de fraccionamiento, u absorbedor/separador 15 y el desetanizador 17, para lograr e efecto de enfriamiento de absorción que ocurre adentro de absorbedor/separador 15, en donde la saturación de los vapore que se elevan hacia arriba a través de la torre mediant vaporización del metano y etano líquidos contenidos en l corriente 36a proporciona refrigeración a la torre. (Nótese qu como un resultado, ambas el vapor que deja los vapores de encim de la torre y los líquidos que dejan el fondo de la torre son má fríos que las corrientes de suministro respectivas en lo extremos de la torre. Este efecto de enfriamiento de absorció permite a los vapores de encima de la torre (corriente 34) e proporcionar el enfriamiento necesario en el intercambiador d calor 20 para condensar parcialmente los vapores de encima de desetanizador (corriente 36) son operar el desetanizador 17 a un presión significativamente superior de aquélla de separador/absorbedor 15) . Sin embargo, se requieren dos torre para proporcionar la fuerza de impulsión de presión para el fluj de la corriente 36 de vapores de arriba del desetanizador 17 través del intercambiador 20 y la posición de suministro superio del absorbedor/separador . Típicamente este suministro superior la corriente 36a, no está totalmente condensada y la parte d vapor de ésta simplemente se combina con el vapor que fluye haci arriba desde la sección absorbedora 15b para formar el residu frío, la corriente 34. La parte no condensada de la corrient 36a, por tanto, no contribuye a el enfriamiento de absorció dentro del absorbedor/separador 15.

DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Ei emplo 1 La figura 4 ilustra un diagrama de flujo de u proceso de acuerdo con la aplicación de la presente invención a proceso de la figura 1. La composición del gas de suministro las condiciones consideradas en el proceso presentado en l figura 4 son las mismas que aquéllas de la figura 1. Por tanto, el proceso de la figura 4 puede ser comparad con aquél de proceso de la figura 1 para ilustrar las ventajas de la present invención.

En la simulación del proceso de la figura 4, e gas de suministro entra a 8O0F y a una presión de 580 psia com una corriente 31. La corriente de suministro 31 es enfriada e el intercambiador 10 mediante el intercambio de calor con el ga de residuo frío a -97oF (corriente 34) y los líquidos d separador a -91oF (corriente 33a) . La corriente enfriada 31 entra en el separador 11 a -73oF y a 570 psia en donde el vapo (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 33) .

El vapor (corriente 32) del separador 11 entra e una máquina de expansión de trabajo 13 en la cual la energí mecánica es extraída de esta parte del suministro de presió superior. La máquina 13 expande el vapor esencialmente en form isentrópica desde una presión de alrededor de 570 psia a un presión de alrededor de 355 psia (la presión de operación de desetanizador 17) , con la expansión de trabajo enfriando l corriente expandida 32a a una temperatura de aproximadamente IIOOF. La corriente parcialmente condensada y expandida 32 entra en el desetanizador 17 en una posición de suministro d columna media superior.

El desetanizador en la torre 17 es una columna d destilación convencional que contiene una pluralidad de charola espaciadas verticalmente, una o más camas empacadas, o algun combinación de charolas y empaque. La corre desetanizado consiste de dos secciones: una sección absorbedora superior (d rectificación) 17a que contiene las charolas y/o el empaque par proporcionar el contacto necesario entre la parte de vapor de l corriente expandida 32a que se eleva hacia arriba y el líquid frío que cae hacia abajo para condensar y absorber el propano los componentes más pesados; y una sección de purificació inferior 17b que contiene las charolas y/o el empaque par proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que cae hacia abajo y los vapores que se elevan hacia arriba. La secció desetanizadora 17b también incluye un rehervidor 18 el cua calienta y vaporiza una parte del líquido en el fondo de l columna para proporcionar los vapores de purificación que fluye hacia arriba de la columna para desvestir al producto líquido, l corriente 37, del metano y los componentes C2. La corriente 32 entra en el desetanizador 17 en una posición de suministro d columna media superior localizada en la región inferior de l sección absorbedora 17a del desetanizador 17. La parte líquid de la corriente expandida se mezcla con los líquidos que cae hacia abajo desde la sección absorbedora 17a y el líquid combinado continúa hacia abajo en la sección desvestidora 17b de desetanizador 17. La parte de vapor de la corriente expandida s eleva hacia arriba a través de la sección absorbedora y se pon en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo par condensar y absorber el propano y los componentes más pesados.

Una parte del vapor de destilación (corriente 36) es retirada de la región superior de la sección desvestidora 17b.

Esta corriente es entonces enfriada y condensada parcialment (corriente 36a) en el intercambiador 20 mediante el intercambi de calor con la corriente sobrecabeza de desetanizador frío 38 que sale en la parte superior de desetanizador 17 a -117oF. L corriente de sobrecabeza de desetanizador fría es entibiada aproximadamente -97oF al enfriar la corriente 36 de -24 OF alrededor de -116oF (corriente 36a) .

La presión de operación en el separador de refluj 15 se mantiene ligeramente abajo de la presión de operación del desetanizador 17. Esto permite a la corriente de vapor de destilación 36 el fluir con presión a través del intercambiado de calor 20 y por tanto hasta el separador de reflujo 15 en donde el líquido condensado (corriente 39) se separa del vapor no cbndensado (corriente 42) . La corriente de vapor no condensada 42 se combina con la corriente de sobrecabeza de desetanizado entibada 38a desde el intercambiador 20 para formar una corriente de gas de residuo fría 34.

La corriente líquida 39 desde el separador de reflujo 15 es bombeada por la bomba 21 a una presión ligeramente arriba de la presión de operación del desetanizador 17 y la corriente 39a es entonces suministrada al suministro de columna superior frío (reflujo) para el desetanizador 17. Este suministro líquido frío (reflujo) proporciona el mismo efecto enfriador de absorción en la sección absorbedora (rectificación) 17e del desetanizador 17 como en el absorbedor/separador 15 de l figura 1 el proceso mientras que éste absorbe y condensa e propano y los componentes más pesados que fluyen hacia arrib desde abajo.

En la sección desvestidora 17b del desetanizado 17, las corrientes de suministro son desvestidas de su metano componentes C2. La corriente de producto líquido resultante 3 sale del fondo del desetanizador a 182 OF y se enfría a HOo (corriente 37a) en el intercambiador de calor 19 antes de flui al almacenamiento.

La corriente de gas de residuo fría 34 e entibiada a 75°F (corriente 34a) al pasar ésta contra corrient a el gas de suministro entrante en el intercambiador de calor 10 El gas de residuo es entonces recomprimido en dos fases . L primera fase es el compresor 14 impulsado por la máquina d expansión 13. La segunda fase es el compresor 22 impulsado po la fuente de energía complementaria que comprime el gas d residuo (corriente 34c) para la presión de línea de ventas Después del enfriamiento en el enfriador de descarga 23, e producto de gas de residuo (corriente 34d) fluye a la tubería d gas de ventas a 110°F y a 613 psia.

Un resumen de tasas de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 4 s establece en la tabla dada abajo: TABLA IV (FIGURA 4) Síntesis de Flujo de Corriente (Libra Moles/Hora) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 81340 4127 878 439 87840 32 80447 3782 616 146 86029 33 893 346 262 293 1811 36 3130 1604 117 7 4930 42 932 49 0 0 991 39 2198 1555 117 7 3939 38 80408 4062 52 0 85569 34 81340 4111 52 0 86560 37 0 17 826 439 1280 Recuperaciones* Propano 93.96% Butanos+ 100.00% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 21.210 Calor de Utilidad, MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 22.060 '(Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) En esencia, el proceso de la figura 4 permite a l parte de vapor de la corriente 36a en el proceso de la figura el brincar el intercambiador 20 haciendo posible el integrar l sección absorbedora 15b del absorbedor/separador 15 del proces de la figura 1 en el desetanizador 17 del proceso de la figura como la sección absorbedora 17a. Mientras que esto reduc ligeramente (en relación a la cantidad de la corriente 34 en e proceso de la figura 1) la cantidad de corriente de sobrecabez de desetanizador 38 que fluye al intercambiador de calor 20 en e proceso de la figura 4, esto permite a la sección absorbedora 17 y a la sección desvestidora 17b el operar a esencialmente l misma presión. Esto proporciona más equilibrio de vapor/líquid favorable en la columna que más descentra la pérdida ligera de enfriador en el intercambiador 20. De hecho, la comparación d los valores exhibidos en la Tabla I para el proceso de la figur 1 con aquéllos exhibidos en la Tabla IV para el proceso de l figura 4 muestra que el proceso de la figura 4 logra 0.3 punto de porcentaje de mejor recuperación de propano que el proceso d la figura 1 a los mismos caballos de fuerza de compresión d residuo. Al mismo tiempo, el proceso de la figura 4 reduc considerablemente el costo de capital de la planta. Las do torres de fraccionamiento del proceso de la figura 1 so combinadas en una torre única en el proceso de la figura 4 l cual ahorra en equipo y costo de instalación. Además, e separador de reflujo 15 del proceso de a figura 4 es más pequeñ en diámetro que la sección separadora superior 15a de absorbedor/separador 15 del proceso de la figura 1, lo cua proporciona ahorros adicionales.

Ejemplo 2 La figura 5 ilustra un diagrama de flujo de u proceso de acuerdo con la aplicación de la incorporació preferida de la presente invención al proceso de la figura 2. L composición de gas de suministro y las condiciones considerada en el proceso presentadas en la figura 5 son las mismas qu aquéllas de la figura 2. Por tanto, el proceso de la figura puede ser comparado con aquél del proceso de la figura 2 par ilustrar las ventajas de la presente invención.

En la simulación del proceso de la figura 5, e gas de suministro entra a 80°F y a una presión de 580 psia com la corriente 31. La corriente de suministro 31 es enfriada en e intercambiador 10 mediante el intercambio de calor con el gas d residuo frío a -90oF (corriente 34) con los líquidos de separado a -94oF (corriente 33a) , y con los líquidos del desetanizador a 108OF (corriente 35) . La corriente enfriada 31a entra en e separador 11 a -78oF y a 570 psia en donde el vapor (corrient 32) es separada del líquido condensado (corriente 33) .

El vapor (corriente 32) del separador 11 entra e una máquina de expansión de trabajo 13 en la cual la energí mecánica es extraída de esta parte del suministro de alt presión. La máquina 13 expande el vapor esencialmente en form isentrópicamente desde una presión de alrededor de 570 psia a un presión de alrededor de 396 psia (la presión de operación de desetanizador 17) con la expansión de trabajo enfriando l corriente expandida 32a a una temperatura de aproximadamente 107OF. La corriente parcialmente condensada y expandida 32 entra en la parte inferior de la sección absorbedor (rectificación) del desetanizador 17. La parte líquida de l corriente expandida se mezcla con los líquidos que caen haci abajo desde la sección absorbedora y el líquido combinad continúa hacia abajo a adentro de la sección desvestidora de desetanizador 17. La parte de vapor de la corriente expandida s eleva hacia arriba a través de la sección absorbedora y se pon en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo par condensar y absorber el propano y los componentes más pesados .

Una corriente líquida 35 del desetanizador 17 e retirada de la región superior de la sección desvestidora 17b se dirige al intercambiador de calor 10 en donde se calienta a proporcionar el enfriamiento del gas de suministro entrante com se describió anteriormente. Típicamente, el flujo de est líquido desde el desetanizador es a través de la circulación d termosifón, pero una bomba puede ser usada. La corriente líquid es calentada a -56oF, vaporizando parcialmente la corriente 35 antes de que ésta se regrese como un suministro de columna medi al desetanizador 17, típicamente en la región media de la secció desvestidora .

El líquido separador (corriente 33) es expandid con centelleo a ligeramente arriba de 396 psia de presión d operación del desetanizador 17 mediante la válvula de expansió 12, la corriente enfriadora 33 a -94OF (corriente 33a) antes d que ésta proporcione enfriamiento al gas de suministro entrant como se describió anteriormente. La corriente 33b, ahora a 71°F entonces entra en el desetanizador 17 en un punto de suministr de columna media inferior. En el desetanizador, las corriente 35a y 33b son desvestidas de su metano y de los componentes C2 La corriente de producto líquido resultante 37 sale en el fond del desetanizador a 194OF y se enfría a HOoF (corriente 37a) e el intercambiador de calor 19 antes de fluir al almacenamiento Una parte del vapor de destilación (corriente 36 es retirada de la región superior de la sección desvestidora e el desetanizador 17. Esta corriente es entonces enfriada parcialmente condensada (corriente 36a) mediante el intercambi de calor con la corriente de vapor de sobrecabeza de desetanizador frío 38 que sale en la parte superior de desetanizador 17 a una temperatura de alrededor de -113oF. L corriente de sobrecabeza de desetanizador es entibiada aproximadamente -89oF al enfriar la corriente 36 de -28oF alrededor de -112oF (corriente 36a) .

La presión de operación en el desetanizador 17 s mantuvo ligeramente arriba de la presión de operación de separador de reflujo 15. Esto permite a la corriente de vapor d destilación 36 el presionar el flujo a través del intercambiado de calor 20 y por tanto a adentro del separador de reflujo 15 e donde el líquido condensado (corriente 39) es separada del vapo no condensado (corriente 42) . El vapor no condensado se combin con la corriente de sobrecabeza del desetanizador entibiada 38 desde el intercambiador 20 para formar la corriente de gas d residuo fría 34. El líquido condensado (corriente 39) se bombe por la bomba 21 a una presión ligeramente arriba de la presión d operación del desetanizador 17. La corriente bombeada 39a e entonces dividida en por lo menos dos partes. Una parte, l corriente 40, es dirigida como el suministro superior (reflujo al desetanizador 17 como el líquido frío que hace contacto con e vapor que se eleva hacia arriba a través de la secció absorbedora (rectificación) . La otra parte, la corriente 41, e suministrada al desetanizador 17 en una posición de suministro d columna media localizada en la región superior de la secció desvestidora para proporcionar una rectificación parcial de l corriente de vapor de destilación 36.

La corriente de gas de residuo frío 34 e entibiada a 75oF (corriente 34a) al pasar ésta en forma d contracorriente a el gas de suministro entrante en e intercambiador de calor 10. El gas de residuo es entonce recomprimido en dos fases . La primera fase es el compresor 1 impulsado por la máquina de expansión 13. La segunda fase es e compresor 22 impulsado por la fuente de energía complementari que comprime el gas de residuo (corriente 34c) a la presión d tubería de ventas . Después del enfriamiento en el enfriador d descarga 23, el producto de gas de residuo (corriente 34d) fluy a la tubería de gas de ventas a llOof y a 613 psia.

Un resumen de las tasas de flujo de corriente del consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura se establece en la tabla dada abajo: TABLA V (FIGURA 5) Síntesis de Flujo de Corriente - (Libra Moles/Hora) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 81340 4128 878 439 87840 32 80065 3650 546 116 85407 33 1275 478 332 323 2433 35 2241 1114 583 120 4105 36 4289 2019 113 0 6516 42 845 44 1 0 898 39 3444 1975 112 0 5618 40 2669 1531 87 0 4354 41 775 444 25 0 1264 38 80495 4068 49 0 85659 34 81340 4112 50 0 86557 37 0 16 828 439 1283 Recuperaciones* Propano 94.24% Butanos+ 100.00% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 17,534 Calor de Utilidad, MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 16,000 '(Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) La comparación de los valores exhibidos en l Tabla II para el proceso de la figura 2 con aquéllos exhibidos e la Tabla V para el proceso de la figura 5 muestra de nuevo qu mediante el dejar la parte de vapor de la corriente 36a en e proceso de la figura 2, el brincar el intercambiador 20, e fraccionamiento proporcionado por el absorbedor/separador 15 y e desetanizador 17 en el proceso de la figura 2 puede combinarse e una sola columna, el desetanizador 17 en el proceso de la figur 5. Mediante el usar un jalado de líquido lateral desde l columna para proporcionar el enfriamiento de gas de entrad parcial en el intercambiador 10 y mediante el dividir l corriente líquida 39a desde el separador de reflujo 15 en do suministros de desetanizador, la misma mejora en la recuperació de producto y en la utilización de energía puede obtenerse com en el proceso de la figura 2. De hecho, debido a que e fraccionamiento ocurre en una sola columna, la columna puede se operada a una presión más baja resultando en un equilibrio d vapor-líquido más favorable. Esto da un aumento en l recuperación de producto para este caso de 0.56 por ciento d puntos a esencialmente el mismo requerimiento de energía d recompresión y a un trabajo de rehervidor desetanizador más baj en relación al proceso de la figura 2. Como en el Ejemplo 1 dad arriba, este sistema de columna de fraccionamiento únic proporcionará ahorros de costo de capital considerables. Además, en comparación al proceso de la figura 2, la columna d fraccionamiento única elimina la bomba de separador/absorbedo para ahorros adicionales de capital y de instalaciones.

La comparación de los valores en la Tabla IV y para los procesos de la figura 4 y de la figura 5 muestr desventajas de la incorporación de la figura 5 de la present invención sobre la incorporación de la figura 4. Las corriente de reflujo divididas (corrientes 40 y 41) de la incorporación d la figura 5 muestra ambas la rectificación de la corriente d sobrecabeza del desetanizador 38 y la rectificación parcial de l corriente de vapor de destilación 36, reduciendo la cantidad d C3 y de componentes más pesados en ambas corrientes e comparación a la incorporación de la figura 4. El resultado e una recuperación de propano de 0.28 puntos de porcentaj superiores para la incorporación de la figura 5 usando 17% meno de energía de compresión de residuo y 27% menos de trabajo d rehervidor de desetanizador que la incorporación de la figura 4. Por tanto, la figura 5 es una incorporación preferida de l presente invención.

Ejemplo 3 La figura 6 ilustra un diagrama de flujo de u proceso de acuerdo con la aplicación de la presente invención a proceso de la figura 3. La composición y las condiciones del ga de suministro consideradas en el proceso presentado en la figur 6 son las mismas que aquellas en la figura 3. Por tanto, e proceso de la figura 6 puede ser comparad con aquél del proces de la figura 3 para ilustrar las ventajas de la present invención.

En la simulación del proceso de la figura 6, e gas de suministro entra a 80oF y a una presión de 580 psia com la corriente 31. La corriente de suministro 31 es enfriada en e intercambiador 10 mediante el intercambio de calor con el gas d residuo frío a -70°F (corriente 34) , con los líquidos del separador a -93°F (corriente 33a) y con los líquidos del desetanizador a -112oF (corriente 35) . La corriente enfriada 31 entra en el separador 11 a -75oF y a 570 psia en donde el vapo (corriente 32) es separada del líquido condensada (corriente 33) .

El vapor (corriente 32) del separador 11 entra e una máquina de expansión de trabajo 13 en la cual la energí mecánica es extraída de esta parte del suministro de alta presión. La máquina 13 expande el vapor en forma esencialmente isentrópica desde una presión de alrededor de 570 psia a una presión de 371 psia (la presión de operación del desetanizado 17) , con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 32a a una temperatura de aproximadamente de -109oF. La corriente expandida y parcialmente condensada 32a entra en la regió inferior de la sección absorbedora (rectificación) del desetanizador 17. La parte líquida de la corriente expandida se mezcla con líquidos que caen hacia abajo desde la secció absorbedora y el proceso del líquido combinado hacia abajo en l sección desvestidora del desetanizador 17. La parte de vapor d la corriente expandida se eleva hacia arriba a través de l sección absorbedora y se pone en contacto con el líquido frío qu cae hacia abajo para condensar y absorber el propano y lo componentes más pesados .

Una corriente líquida 35 del desetanizador 17 e retirada de la región superior de la sección desvestidora y s dirige al intercambiador de calor 10 en donde se calienta a proporcionar el enfriamiento del gas de suministro entrante com se describió anteriormente. Típicamente el flujo de este líquid del desetanizador es a través de la circulación de termosifón, pero puede ser usada una bomba. La corriente líquida e calentada a -46oF, vaporizando parcialmente la corriente 35 antes de que sea regresada como un suministro de columna media a desetanizador 17, típicamente en la región superior de la secció desvestidora .

El líquido separador (corriente 33) es expandid con centelleo a ligeramente arriba de la presión de operación d 371 psia del desetanizador 17 mediante la válvula de expansió 12, la corriente enfriadora 33 a -93OF (corriente 33a) antes d que ésta proporcione el enfriamiento al gas de suministr entrante como se describió anteriormente. La corriente 33b, ahora a 71OF, entra en el desetanizador 17 en un punto d suministro de columna media inferior. En él desetanizador, la corrientes 35a y 33b son desvestidas de su metano y de su componentes C2. La corriente de producto líquido resultante 3 sale en el fondo del desetanizador a 187oF y se enfría a 110° (corriente 37a) en el intercambiador de calor 19 antes de flui al almacenamiento.

Una parte del vapor de destilación (corriente 36) es retirada de la región superior de la región desvestidora en e desetanizador 17. La corriente es entonces enfriada y s condensa parcialmente (corriente 36a) mediante el intercambio d calor con la corriente de vapor de sobrecabeza del desetanizado fría 38 que sale en la parte superior del desetanizador 17 a un temperatura de alrededor de -115°F. La corriente de sobrecabez del desetanizador es calentada a aproximadamente -70oF al enfria la corriente 36 de -25oF a alrededor de -114OF (corriente 36a) .

La presión de operación en el desetanizador 17 e mantenida ligeramente arriba de la presión de operación de separador de reflujo 15. Esto permite a la corriente de vapor d destilación 36 el presionar el flujo a través de intercambiado de calor 20 y por tanto adentro del separador de reflujo 15 e donde el líquido condensado (corriente 39) separado del vapor n condensado (corriente 42) . El vapor no condensado se combina co la corriente de sobrecabeza de desetanizador entibiada 38a desd el intercambiador 10 para formar la corriente de gas de residu fría 34. El líquido condensado (corriente 39) del separador d reflujo 15 es bombeada por la bomba 21 a una presión ligerament arriba de la presión de operación del desetanizador 17. L corriente bombeada 39a es entonces dirigida como el suministr superior (reflujo) al desetanizador 17 al hacer contacto e líquido frío con los vapores que se elevan hacia arriba a travé de la sección absorbedora.

La corriente de gas de residuo fría 34 e entibiada a 75°F (corriente 34a) al pasar en contracorriente a e gas de suministro entrante en el intercambiador de calor 10. E gas de residuo es entonces recomprimido en dos fases . La primer fase es el compresor 14 impulsada por la máquina de expansión 13 La segunda fase es el compresor 22 impulsado por la fuente d energía complementaria que comprime el gas de residuo (corrient 34c) a la presión de tubería de ventas. Después del enfriamient en el enfriador de descarga 23, el producto de gas de residu (corriente 34d) fluye a la tubería de gas de ventas a HOoF y 613 psia.

Un resumen de las tasas de flujo de corriente y d consumo de energía para el proceso indicado en la figura 6 s establece en la tabla que sigue abajo: TABLA -VI (FIGURA 6) Síntesis de Flujo de Corriente - (Libra Moles/Hora) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 81340 4128 878 439 87840 32 80336 3742 594 136 85844 33 1004 386 284 303 1996 35 5187 3089 826 152 9380 36 6191 3459 285 17 10097 42 759 39 0 0 806 39 5432 3420 285 17 9291 38 80581 4073 53 0 85755 34 81340 4112 53 0 86561 37 0 16 825 439 1279 Recuperaciones* Propano 93.86% Bu anos+ 100.00% Caballos de Fuerza Compresión de Residuo 20,215 Calor de Utilidad, MBTU/Hr Rehervidor Desetanizador 19.770 * (Basado sobre tasas de flujo no redondeadas) La comparación de los valores exhibidos en l Tabla III para el proceso de la figura 3 con aquéllos exhibido en la Tabla VI para el proceso de la figura 6 muestra de nuev que mediante el permitir a la parte de vapor de la corriente 3 en el proceso de la figura 3 el brincar el intercambiador 20, fraccionamiento proporcionado por el absorbedor/separador 15 y desetanizador 17 en el proceso de la figura 3 puede combinarse una columna única, el desetanizador 17 en el proceso de la figu 6. Mediante el usar un jalado de líquido lateral de la colum para proporcionar un enfriamiento de gas de entrada parcial en intercambiador 10, la misma mejora en recuperación de producto de utilización de energía puede obtenerse como en el proceso la figura 3. De nuevo, debido a que el fraccionamiento ocurre una columna única, la columna puede ser operada a una presión m baja que resulta en un equilibrio de vapor-líquido más favorabl Esto da un aumento en la recuperación de producto para este ca de 0.18 puntos de porcentaje a esencialmente el mis requerimiento de energía de recompresión y a un trabajo rehervidor de desetanizador más bajo en relación al proceso de l figura 3. Como en el Ejemplo 1 dado arriba, este sistema columna de fraccionamiento único también proporciona ahorros costo de capital considerables.

La comparación de los valores en las Tablas IV VI para la figura 4 y el proceso de la figura 6 muestra que l incorporación de la figura 6 de la presente invención pued lograr esencialmente los mismos niveles de recuperación que l incorporación de la figura 4 con consumos de utilidad ligerament inferiores (energía de compresión de residuo y trabajo d rehervidor de desetanizador) . La comparación de los valores e las Tablas V y VI para los procesos de las figuras 5 y 6 muestr que la incorporación de la figura 6 de la presente invención n puede igualar la eficiencia de la incorporación de la figura 5 pero el arreglo más simple de la incorporación de la figura puede ofrecer ventajas de costo de capital que sobrepasan su consumos de utilidad superiores. Esta elección entre las figura 4, 5 y 6 de la presente invención, frecuentemente dependerá d factores tal como el tamaño de la planta, el equipo disponible y el balance económico de costo de capital en contra de costo d operación.

Otras Incorporaciones De acuerdo con esta invención, es generalment ventajoso el diseñar la sección absorbedora (rectificación) de desetanizador para contener fases de separación teóricas. Si embargo, los beneficios de la presente invención pueden logrars con tan pocas como una fase teórica, y se cree que aún e equivalente de una fase teórica de fraccionamiento puede logra estos beneficios. Por ejemplo, todo o parte del líquid condensado (corriente 39) que deja el separador de reflujo 15 toda o parte de la corriente condensada parcialmente 32a de l máquina de expansión de trabajo 13 puede combinarse (tal como e la tubería uniendo la máquina de expansión al desetanizador) y s se entremezcla adecuadamente, los vapores y líquidos se mezclará juntos y separarán de acuerdo con las volatilidades relativas d los varios componentes de las corrientes combinadas totales. Ta mezclado de las dos corrientes se considerará para los propósito de esta invención como que constituye una sección absorbedora.

Como se describió anteriormente en l incorporación preferida (figura 5) , la corriente de vapor d destilación 36 es parcialmente condensada y el condensad resultante es usado para absorber los componentes C3 valiosos los componentes más pesados de los vapores que dejan la máquin de expansión de trabajo. Sin embargo, la presente invención n está limitada a esta incorporación. Puede ser ventajoso, po ejemplo, el tratar sólo una parte del vapor de salida de l máquina de expansión de trabajo en esta manera, o el usar sól una parte del condensado como un absorbente, en casos en dond otras consideraciones de diseño indican partes de la salida d máquina de expansión o que el condensado debe brincar la secció absorbedora del desetanizador. Las condiciones de gas d suministro, el tamaño de la planta, el equipo disponible, u otro factores pueden indicar que la eliminación de una máquina d expansión de trabajo 13 o el reemplazo con un dispositivo d expansión alterno (tal como una válvula de expansión) , e posible, o que la condensación total (más bien parcial) de l corriente de vapor de destilación 36 en el intercambiador d calor 20 es posible o es preferida. Deberá notarse, qu dependiendo de la composición de la corriente de gas d suministro, puede ser ventajoso el usar la refrigeración extern para proporcionar un enfriamiento parcial de la corriente d vapor de destilación 36 en el intercambiador 20.

En la práctica de la presente invención, habr necesariamente una diferencia de presión ligera entre e desetanizador y el separador de reflujo que debe tomarse e cuenta. Si la corriente de vapor de destilación 36 pasa a travé del intercambiador de calor 20 y adentro del separador 15 si ninguna impulsión de presión, el separador necesariamente asumir una presión de operación ligeramente abajo de la presión d operación del desetanizador 17. En este caso, la corrient líquida retirada del separador puede bombearse a su posición d suministro en el desetanizador. Una alternativa es el d proporcionar un impulsador soplador para la corriente de vapor d destilación 36 para elevar la presión de operación en e intercambiador de calor 20 y en el separador 15 suficientement de manera que la corriente líquida 39 pueda ser suministrada a desetanizador 17 sin bombeo.

El uso y distribución de los líquidos d separador, de los líquidos de retiro laterales de desetanizador y de los líquidos de separador de reflujo para el intercambio d calor de proceso, el arreglo particular de los intercambiadore de calor para el gas de suministro y el enfriamiento de l corriente de suministro de desetanizador, y la elección de la corrientes de proceso para servicios de intercambio de calo específicos deben evaluarse para cada aplicación particular Además, el uso de la refrigeración externa para complementar e enfriamiento disponible para el gas de suministro de otra corrientes de proceso puede emplearse, particularmente en el cas del gas de entrada más rico que aquél usado en el Ejemplo 1.

Se reconocerá que la cantidad relativa d suministro encontrada en cada rama del líquido condensad contenido en la corriente 39a que se divide entre los do suministros de columna en la figura 5 dependerá de vario factores, incluyendo la presión de gas, la composición de gas d suministro y la cantidad de caballaje de fuerza disponible. L división óptima no puede generalmente predecirse sin evaluar la circunstancias particulares para una aplicación específica de l presente invención. Las posiciones de suministro de column media mostradas en las figuras 4 a 6 son las ubicaciones d suministro preferidas para las condiciones de operación d proceso descritas. Sin embargo, las ubicaciones relativas de lo suministros de columna media pueden variar dependiendo de l composición de entrada u otros factores tal como los niveles d recuperación deseados, etc. Además, dos o más de las corriente de suministro o partes de las mismas pueden combinars dependiendo de las temperaturas y cantidades relativas de la corrientes individuales, y de la corriente combinada que s alimenta a una posición de suministro de columna media. La figuras 4 a 6 son las incorporaciones preferidas para la composiciones y condiciones de presión aquí. Aún cuando l expansión de corriente individual está mostrada en lo dispositivos de expansión particulares, los medios de expansió alternos pueden emplearse cuando se apropiado. Por ejemplo, la condiciones pueden garantizar una expansión de trabajo de l corriente líquida condensada (corriente 33) .

La presente invención proporciona una recuperació mejorada de los componentes C3 por cantidad de consumo d utilidad requerida para operar el proceso. Esto proporciona u gasto de capital reducido en que aquellas fracciones puede hacerse en una columna única. Una mejora en el consumo d utilidad requerida para la operación del proceso de desetanizado puede aparecer en la forma de requerimientos de energía reducido para la compresión o recompresión. Los requerimientos de energí reducida para la refrigeración externa, los requerimientos d energía reducida para los rehervidores de torre o combinacione de los mismos. Alternativamente, si se desea, la recuperación d componente C3 incrementada puede obtenerse para un consumo d utilidad fijo.

Aún cuando se han descrito lo que se cree que so incorporaciones preferidas de la invención, aquellos expertos e el arte reconocerán que otras modificaciones y modificacione adicionales pueden hacerse a la misma para adaptar la invenció a varias condiciones, tipos de suministro u otros requerimiento sin departir del espíritu de la presente invención como se defin por las siguientes reivindicaciones.

Claims (8)

R E I V I N D I C A C I O N E S

1. En un proceso para la separación de un corriente de gas que contiene metano, componentes de C2, componentes de C3, y componentes de hidrocarburo más pesados adentro de una fracción de gas de residuo volátil conteniendo un parte principal de dicho metano y componentes C2 y una fracció menos volátil relativamente conteniendo una parte principal de dichos componentes C3 y componentes de hidrocarburo más pesados, en cuyo proceso (a) dicha corriente de gas es tratada en uno más pasos de intercambio de calor y/o de expansión para condensa parcialmente por lo menos una parte de la misma y proporciona por tanto por lo menos una primera corriente de vapor y por l menos una corriente de líquido que contiene C3 que tambié contiene hidrocarburos ligeros; y (b) por lo menos una de dichas corrientes líquidas conteniendo C3 es dirigida adentro de una columna de destilación en donde dicho líquido es separado en una segund corriente de vapor que contiene predominantemente metano y los componentes C2, y dicha fracción relativamente menos volátil que contiene la parte principal de dichos componentes C3 y los componentes de hidrocarburo más pesados (c) la mejora caracterizada porgue (1) por lo menos una parte de dicha primer corriente de vapor es dirigida a adentro de una posición d suministro de columna media sobredicha columna de destilació como un segundo suministro para la misma; (2) una corriente de destilación de vapor e retirada de una región de dicha columna de destilación abajo d dicha primera corriente de vapor y se enfría suficientemente par condensar por lo menos una parte de ésta, formando por tanto un tercera corriente de vapor y una corriente condensada; (3) por lo menos una parte de dicha corrient condensada es suministrada a dicha columna de destilación en un posición de suministro superior; (4) por lo menos una parte de dicha segund corriente de vapor es dirigida a adentro del intercambiador d calor en relación con dicha corriente de destilación de vapor, suministrando por tanto por lo menos una parte del enfriamient del paso (2) y después descargando por lo menos una parte d dicha segunda corriente de vapor y de dicha corriente de vapo como una fracción de gas de residuo volátil; y (5) las cantidades y temperaturas de dich corrientes de suministro para dicha columna de destilación s efectivas para mantener una temperatura de sobrecabeza de dic columna de destilación a una temperatura por lo que la part principal de dichos componentes C3 y los componentes hidrocarburo más pesados se recuperan en dicha fracció relativamente menos volátil.

2. La mejora tal y como se reivindica en l cláusula 1, caracterizada porque dicha corriente de destilació líquida es retirada de la columna de destilación en un lug arriba de la región en donde dicha columna de destilación vapor es retirada, por lo que dicha corriente de destilació líquida es calentada y después redirigida adentro de la colum de destilación como un tercer suministro para la misma en lugar abajo de la región en donde dicha corriente de destilació de vapor es retirada.

3. La mejora tal y como se reivindica en l cláusula 1, en donde (1) dicha corriente condensada es dividida en p lo menos una primera corriente líquida y una segunda corrient líquida; (2) dicha primera corriente líquida es suministrada a dicha columna de destilación en una posición de suministro superior; y (3) dicha segunda corriente líquida es suministrada a dicha columna de destilación como un terce suministro para la misma, dicha tercera ubicación de suministro siendo esencialmente la misma región en donde dicha corriente de destilación de vapor es retirada.

4. La mejora tal y como se reivindica en la cláusula 3, caracterizada porque una corriente de destilació líquida es retirada de la columna de destilación en un lugar arriba de la región en donde dicha corriente de destilación de vapor es retirada, por lo que dicha corriente de destilación líquida es calentada y después se vuelve a dirigir a adentro de dicha columna de destilación como un cuarto suministro para la misma en un lugar abajo de la región en donde dicha corriente de destilación de vapor es retirada.

5. En un aparato para la separación del gas que contiene metano, componentes C2, componentes C3 y componentes de hidrocarburo más pesados en una fracción de gas de residuo volátil conteniendo una parte principal de dicho metano y componentes " C2 y una fracción relativamente menos volátil conteniendo una parte principal de dichos componentes C3 y componentes más pesados, en dicho aparato habiendo (a) uno o más primeros medios de intercambio d calor y/o medios de expansión conectados cooperativamente par proporcionar por lo menos una corriente de gas parcialment condensada, proporcionando por tanto por lo menos una primer corriente de vapor y por lo menos un líquido conteniendo C3 e cual también contiene hidrocarburos más ligeros; y (b) una columna de destilación conectada par recibir por lo menos una de las corrientes líquidas que contien C3 la cual está adaptada para separar dicha corriente en un segunda corriente de vapor que contiene predominantemente metan y los componentes C2 y dicha fracción relativamente menos voláti conteniendo la parte principal de dichos componentes C3 y lo componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora en donde dicho aparato incluye (1) medios de conexión conectados a dicha column de destilación para suministrar por lo menos una parte de dich primera corriente de vapor a dicha columna de destilación en un posición de suministro de columna media; (2) medios de retiro de vapor conectados a dich columna de destilación para recibir una corriente de destilació de vapor desde una región de dicha columna de destilación abaj de la primera corriente de vapor; (3) los segundos medios de intercambio de calo conectados a dichos medios de retiro de vapor para recibir dich corriente de destilación de vapor y enfriarla suficientement para condensar por lo menos una parte de esta; (4) medios separadores conectados a dicho segundos medios de intercambio de calor para recibir dich corriente de destilación parcialmente condensada y separarla formando por tanto una tercera corriente de vapor y una corrient condensada, dichos medios de separación estando parcialment conectados a dicha columna de destilación para suministrar por l menos una parte de la corriente condensada a dicha columna d destilación en la posición de suministro superior; (5) dicha columna de destilación siendo ademá conectada a dichos segundos medios de intercambio de calor par dirigir por lo menos una parte de dicha segunda corriente d vapor separada ahí al intercambiador de calor en relación co dicha corriente de destilación de vapor; y (6) medios de control adaptados para regular la cantidades y temperaturas de dichas corrientes de suministro dicha columna de destilación para mantener la temperatura d sobrecabeza de dicha columna de destilación a una temperatura po lo que la parte principal de dichos componentes C3, y lo componentes más pesados se recupera en dicha fracció relativamente menos volátil .

6. La mejora tal y como se reivindica en l cláusula 5, caracterizada porque dicho aparato incluye (1) los medios de retiro de líquido conectados dicha columna de destilación para recibir una corriente d destilación líquida desde una región de dicha columna d destilación arriba de aquélla de los medios de retiro de vapor (2) dichos primeros medios de intercambio d calor conectados a dichos medios de retiro líquidos para recibi dicha corriente de destilación líquida y calentarla; y (3) dichos primeros medios de intercambio d calor siendo además conectados a dicha columna de destilació para suministrar la corriente calentada a la columna d destilación en una ubicación abajo de aquélla de los medios d retiro de vapor.

7. La mejora tal y como se reivindica en l cláusula 5, caracterizada porque el aparato incluye (1) medios divisores conectados a dichos medio separadores para recibir dicha corriente condensada y dividirl en por lo menos las corrientes líquidas primera y segunda, dicho medios divisores estando además conectados a la columna d destilación para suministrar dicha primera corriente líquida dicha columna de destilación en una posición de suministr superior; y (2) dichos medios divisores estando ademá conectados a dicha columna de destilación para suministrar dich segunda corriente líquida a dicha columna de destilación en u lugar en esencialmente la misma región que dichos medios d retiro de vapor.

8. La mejora tal y como se reivindica en l cláusula 7, caracterizada porque dicho aparato incluye (1) medios de retiro de líquido conectados dicha columna de destilación para recibir una corriente d destilación de líquido desde una región de dicha columna d destilación arriba de aquélla de los medios de retiro de vapor (2) primeros medios de intercambio de calo conectados a dichos medios de retiro de líquido para recibi dicha corriente de destilación de líquido y calentarla; y (3) dichos primeros medios de intercambio d calor siendo además conectados a dicha columna de destilació para suministrar dicha corriente calentada a dicha columna d destilación en un lugar abajo de. aquélla de los medios de retir de vapor. R E S U M E N Se describe un proceso para la recuperación d propano, propileno y componentes de hidrocarburo más pesados desde una corriente de gas de hidrocarburo. La corriente es enfriada y/o expandida para condensarla parcialmente, entonces se separa para proporcionar una o más corrientes líquidas conteniendo C3 y una primera corriente de vapor. Estas corrientes son entonces dirigidas a adentro de una columna de destilación en donde una segunda corriente de vapor es separada para recuperar un producto que contiene la parte principal de los componentes C3 y los componentes de hidrocarburo más pesados . Una corriente de destilación es retirada de la columna abajo del punto de suministro de la primera corriente de vapor y entonces se dirige a adentro de la relación de intercambio de calor con la segunda corriente de vapor para enfriar la corriente de destilación y condensar por lo menos una parte de ésta, formando una corriente condensada. Por lo menos una parte de la corriente condensada es dirigida a la columna de destilación como el suministro superior. Las cantidades y las temperaturas de los suministros a la columna de destilación son efectivas para mantener la temperatura de sobrecabeza de la columna de destilación a una temperatura por lo que la parte principal de los componentes deseados se recupera.