MXPA99011348A - Proceso mejorado para licuefaccion de gas natural - Google Patents

Abstract

Estáinvención serefiere a un proceso para licuar una corriente de gas (10) rica en metano, y que tiene una presión por arriba de aproximadamente 3103 kPa (450 psia). La corriente de gas es expandida (30) a una menor presión para producir una fase de gas y un producto liquido (12) que tiene una temperatura por arriba de aproximadamente -112§C (-170§F) y una presión suficiente para que el producto liquido estéen, o por debajo del punto de burbujeo. La fase de gas y el producto liquido (12) son después separados por fase en un separador adecuado (40), y el producto liquido (13) es introducido a un medio de almacenamiento (90) para almacenamiento a una temperatura por arriba de aproximadamente -112§C (-170§F).

Description

PROCESO MEJORADO PARA LICUEFACCIÓN DE GAS NATURAL DESCRIPCIÓN DE I_A INVENCIÓN Esta invención se refiere a un proceso de licuefacción de gas natural, y más particularmente se refiere a un proceso para producir gas natural líquido presurizado (PLNG) . Debido a sus cualidades de quemado limpio y conveniencia, el gas natural se ha utilizado ampliamente en los años recientes . Muchas fuentes de gas natural se ubican en áreas remotas, a grandes distancias de cualquiera de los mercados comerciales para el gas. Algunas veces la tubería está disponible para transportar del gas natural producido hacia un mercado comercial. Cuando la transportación de tubería no es viable, el gas natural producido es frecuentemente procesado en gas natural licuificado (el cual es se llama "LNG") para transportar al mercado. Una de las características distintivas de una planta LNG es la gran inversión de capital requerida para la planta. El equipo utilizado para licuar gas natural generalmente es muy costoso. La planta de licuificado está conformada de varios sistemas básicos, incluyendo tratamiento de gas para remover impurezas, licuefacción, refrigeración, instalaciones de energía y las instalaciones de almacenamiento y carga de embarque. En tanto que el costo de una planta LNG puede variar ampliamente dependiendo de la ubicación de la planta, un proyecto LNG convencional puede costar desde $ 5 mil hasta $ 10 mil millones de dólares, incluyendo los costos de desarrollo de campo. Los sistemas de refrigeración de la planta pueden sumar hasta el 30 por ciento del costo. En el diseño de una planta LNG, tres de las consideraciones más importantes son (1) la selección del ciclo de licuefacción, (2) los materiales utilizados en los recipientes, tubería y otro equipo, y (3) las etapas de proceso para convertir la corriente de alimentación de gas natural en LNG. Los sistemas de refrigeración LNG son costosos debidos a que se requiere mucha refrigeración para licuar el gas natural. Una corriente de gas natural típica entra a una planta LNG a presiones desde aproximadamente 4,830 kPa (700 psia) a aproximadamente 7,600 kPa (1,100 psia) y temperaturas de aproximadamente 20°C (68°F), a aproximadamente 40°C (104°F) . El gas natural, el cual es predominantemente metano, no puede licuarse incrementando simplemente la presión, como es el caso con los hidrocarburos más pesados utilizados para propósitos de energía. La temperatura crítica del metano es -82.5°C (-116.5°F) . Esto significa que el metano solamente puede licuarse por debajo de esa temperatura a pesar de la presión aplicada. Ya que el gas natural es una mezcla de gases, se licúa sobre una amplia gama de temperaturas. La temperatura crítica de gas natural está entre aproximadamente -85°C (-121°F) y -62°C (-80°F) . Típicamente, las composiciones de gas natural a presión atmosférica se licuarán en el rango de temperatura de entre aproximadamente -165°C (-265°F) y -155°C (-247°F) . Ya que el equipo de refrigeración representa una parte significativa del costo de instalación LNG, se ha hecho un esfuerzo considerable para reducir los costos de refrigeración. Aunque muchos ciclos de refrigeración se han utilizado para licuar gas natural, los tres tipos utilizados de manera más común en las plantas LNG en la actualidad son: (1) "ciclo de cascada" el cual utiliza múltiples refrigerantes de componente individual en intercambiadores térmicos dispuestos progresivamente para reducir la temperatura del gas a una temperatura de licuefacción, (2) "ciclo de refrigeración de componentes múltiples" los cuales utilizan un refrigerante de componentes múltiples en intercambiadores especialmente diseñados, y (3) "ciclo de expansor" que expande el gas desde una presión muy alta hasta una presión baja con una reducción correspondiente en la temperatura. La mayor parte de los ciclos de licuefacción de gas natural utilizan variaciones o combinaciones de estos tres tipos.

El sistema expansor opera sobre el principio de que el gas puede comprimirse a una presión seleccionada, enfriarse, dejarse expandir a través de una turbina de expansión, ejecutando de esta manera el trabajo y reduciendo la temperatura del gas. Es posible licuar una porción del gas en tal expansión. El gas a baja temperatura es después sometido a intercambio térmico para efectuar el licuificado de la alimentación. La potencia obtenida a partir de la expansión se utiliza normalmente para suministrar parte de la potencia de compresión principal utilizada en ciclo de refrigeración. Los ejemplos de procesos de expansión para producir LNG se describen en las Patentes Norteamericanas Nos. 3,724,226; 4,456,459; 4,698,081 y WO 97/13109. Los materiales usados en las plantas LNG convencionales contribuyen también al costo de la planta. Los recipientes, tubería y otro equipo utilizados en las plantas LNG están construidos normalmente, por lo menos en parte a partir de aluminio, acero inoxidable o acero con alto contenido de níquel para proporcionar la resistencia y tenacidad a la fractura necesarias a baja temperatura. En las plantas LNG convencionales, el agua, dióxido de carbono, los compuestos que contienen azufre, tales como sulfuro de hidrógeno y otros gases ácidos, n-pentano e hidrocarburos pesados, incluyendo benceno, deben removerse sustancialmente del procesamiento de gas natural, por debajo de niveles de partes por millón (ppm) . Algunos de estos compuestos se congelarán, provocando problemas de atascamiento en el equipo de proceso. Otros compuestos tales como aquellos que contienen azufre, son removidos típicamente para cubrir las especificaciones de ventas. En una planta LNG convencional, el equipo de tratamiento de gas se requiere para remover el dióxido de carbono y los gases ácidos. El equipo de tratamiento de gas normalmente utiliza un proceso regenerativo de solvente químico y/o físico y requiere una inversión de capital significativa. Así mismo, los costos de operación son altos. Los deshidratados de lecho seco, tales como tamices moleculares, se requieren para remover el vapor de agua. Una columna de lavado y equipo de fraccionamiento se utilizan normalmente para remover los hidrocarburos que tienden a provocar problemas de atascamiento. También se remueve el mercurio en una planta LNG convencional, ya que puede provocar fallas en el equipo construido con aluminio. Además, una gran porción del nitrógeno que puede estar presente en el gas natural se remueve después del procesamiento, ya que el nitrógeno no permanece en la fase líquida durante el transporte de LNG convencional y tiene vapor de nitrógeno en recipientes LNG en el punto de suministro lo que es indeseable.

Existe una necesidad continua en la industria para un proceso mejorado para licuar gas natural que reduzca al mínimo la cantidad de líquido de tratamiento requerido . Esta invención se refiere a un proceso mejorado para licuar una corriente de gas de alimentación rica en metano. La corriente de gas de alimentación tiene una presión por encima de aproximadamente 3,100 kPa (450 psia) . Si la presión es demasiado baja, el gas puede comprimirse primero. El gas es licuificado mediante expansión de presión mediante medios de expansión adecuados para producir un producto líquido que tiene una temperatura de aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para el producto líquido que esté en, o por debajo de su temperatura de punto de burbujeo. Antes de la expansión, el gas se enfría preferiblemente mediante el reciclado del vapor que pasa a través de los medios de expansión sin ser licuificado. Un separador de fase separa el producto líquido de los gases sin licuar mediante los medios de expansión. El producto líquido a partir del separador de fase es introducido después a un almacenamiento o a la transportación de un producto a una temperatura por encima de aproximadamente -112°C (-170°F) . En otra modalidad de la invención, si el gas contiene componentes más pesados que el pentano, la porción predominante de los hidrocarburos más pesados son removidos mediante un proceso de fraccionamiento antes del licuioficado por expansión de presión. En otra modalidad adicional de la invención, un gas de "porción evaporada resultante de la evaporación del gas natural licuificado puede agregarse al gas de alimentación para licuefacción mediante expansión de la presión para producir gas natural líquido presurizado (PLNG) . El proceso de la presente invención se puede utilizar para la licuefacción inicial de un gas natural en la fuente de suministro para almacenamiento o transportación y para volver a licuar el vapor de gas natural surgido durante el almacenamiento y la carga de embarque. En consecuencia, un objeto de esta invención es proporcionar un sistema de licuificado mejorado para la licuefacción o re-licuefacción del gas natural. Otro objeto de la invención es proporcionar un sistema de licuefacción mejorado en donde se requiere sustancialmente menos potencia de compresión que en los sistemas de la técnica anterior. Un objeto adicional de la presente invención es proporcionar un proceso de licuefacción mejorado que es económico y eficiente para la operación. La refrigeración de temperatura muy baja del proceso LNG convencional es muy costosa comparada con la refrigeración relativamente moderada necesaria en la producción de PLNG de acuerdo con la práctica de esta invención. BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La presente invención y sus desventajas se comprenderán mejor mediante referencia a la siguiente descripción detallada y las Figuras anexas, las cuales son diagramas de flujo esquemáticos de modalidades representativas de esta invención. La Figura 1 es un diagrama de flujo esquemático de una modalidad de esta invención para producir PLNG. La Figura 2 es un diagrama de flujo esquemático de una segunda modalidad de esta invención en el que el gas natural es enfriado previamente mediante un sistema de refrigeración de ciclo cerrado antes de la licuefacción del gas natural mediante expansión de presión. La Figura 3 es -un diagrama de flujo esquemático de una tercera modalidad de esta invención en la que el gas natural de alimentación es fraccionado antes de la licuefacción a PLNG. La Figura 4 es un diagrama de flujo esquemático de una cuarta modalidad de esta invención similar al proceso ilustrado en la Figura 3 en el cual un sistema de refrigeración de ciclo cerrado y expansión de presión se usan para producir PLNG.

Los diagramas de flujo ilustrados en las Figuras presentan varias modalidades de la práctica del proceso de esta invención. Las Figuras no están destinadas a excluir del alcance de la invención otras modalidades que son el resultado de modificaciones normales y esperadas de las modalidades específicas. Los subsistemas requeridos tales como bombas, válvulas, mezcladores de corriente de flujo, sistemas de control y sensores se han omitido de las figuras para fines de simplicidad y claridad de la presentación. La presente invención es un proceso mejorado para licuefacción de gas natural mediante expansión de presión para producir un producto líquido rico en metano que tiene una temperatura de aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para que el producto líquido esté en, o por debajo de su punto de burbujeo. El producto rico en metano en mencionado en ocasiones en esta descripción como gas natural líquido presurizado ("PLNG") . El término "punto de burbujeo" es la temperatura y presión a la que un líquido empieza a convertirse en gas. Por ejemplo, si un cierto volumen de PLNG mantiene una presión constante, pero se incrementa la temperatura, la temperatura a la que empieza el burbujeo del gas para formarse en, PLNG es el punto de burbujeo. De manera similar, si un cierto volumen de PLNG se mantiene a una temperatura constante, pero se reduce la presión, la presión en la que el gas empieza a formarse define el punto de burbujeo. En el punto de burbujeo la mezcla es el líquido saturado. El proceso de licuefacción de gas de la presente invención requiere menos energía para licuar el gas natural que los procesos utilizados en el pasado y el equipo utilizado en el proceso de esta invención puede hacerse de materiales menos costosos. En comparación, los procesos de la técnica anterior que producen LNG a presiones atmosféricas que tienen temperaturas tan bajas como -160°C (-256°F) requieren equipo de proceso hecho de materiales costosos para operación segura. La energía necesaria para licuar el gas natural en la práctica de esta invención se reducen enormemente sobre los requerimientos de energía de una planta LNG convencional. La reducción en la energía de refrigeración necesaria requerida para el proceso de la presente invención resulta en una gran reducción en costos de capital, proporcionalmente menores costos de operación, y eficiencia y confiabilidad incrementadas, aumentando enormemente de esta manera la economía de la producción de gas natural licuificado. A las presiones y temperaturas de operación de la presente invención, se puede usar acero con aproximadamente 3.5 por ciento en peso de níquel en las tuberías e instalaciones en las áreas de operación más frías del proceso de licuefacción, considerando que el níquel al 9 por ciento en peso o el aluminio se requieren generalmente para el mismo equipo en un proceso convencional LNG. Esto proporciona otra reducción de costo significativa para el proceso de esta invención comparado con los procesos de la técnica anterior LNG. La primera consideración en el procesamiento criogénico del gas natural es la contaminación. Las existencias de alimentación de gas natural adecuadas para el proceso de esta invención pueden comprender el gas natural obtenido a partir de pozos de petróleo crudo (gas asociado) o a partir de pozos de gas (sin gas asociado) . La composición del gas natural puede variar significativamente. Como se usa en la presente, una corriente de gas natural contiene metano (Ci) como un componente principal. El gas natural contiene normalmente etano (C2) , hidrocarburos superiores (C3+) , y cantidades menores de contaminantes tales como agua, dióxido de carbono, sulfuro de hidrógeno, nitrógeno, butano, hidrocarburos de seis o más átomos de carbono, polvo, sulfuro de hierro, cera, y aceite crudo. Las solubilidades de esos contaminantes varían con la temperatura, presión y composición. Las temperaturas criogénicas C02, dióxido de carbono, agua y otros contaminantes pueden formar sólidos, que pueden atascar los pasajes de flujo en los intercambiadores térmicos criónicos. Estas dificultades potenciales pueden evitarse retirando tales contaminantes y las condiciones dentro de su componente puro, y se anticipan los límites de fase de presión-temperatura de fase sólida. En la siguiente descripción de la invención se asume que la corriente de gas natural ha sido tratada de manera adecuada para remover los sulfuros y el dióxido de carbono y se seca para remover el agua utilizando procesos convencionales y bien conocidos para producir una corriente de gas natural "desazufrada y seca". Si la corriente de gas natural contiene hidrocarburos pesados que pudieran congelarse durante la licuefacción o si los hidrocarburos pesados no se desean en el PLNG, el hidrocarburo pesado puede removerse mediante proceso de fraccionamiento antes de producir el PLNG como se describe con mayor detalle a continuación . Una ventaja de la presente invención es que las temperaturas de operación más elevadas permiten que el gas natural tenga niveles de concentración más alto de componentes congelables de lo que sería posible en un proceso LNG convencional. Por ejemplo, en una planta convencional LNG que produce LNG a -160°C (-256°F) el C02 debe estar por debajo de aproximadamente 50 ppm para evitar problemas de congelación. En comparación, al mantener las temperaturas de proceso por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) , el gas natural puede contener C02 a niveles tan altos como de aproximadamente 1.4% en moles de C02 a temperaturas de -112°C (-170°F) y aproximadamente 4.2% a -95°C (-139°F) sin provocan problemas de congelación en el proceso de licuefacción de esta invención. Adicionalmente, las cantidades moderadas de nitrógeno en el gas natural no necesitan removerse en el proceso de esta invención, debido a que el nitrógeno permanecerá en la fase líquida con los hidrocarburos licuificados a las presiones y temperaturas de operación de la presente invención. La capacidad para reducir, o en algunos casos omitir, el equipo requerido para el tratamiento de gas y la expulsión de nitrógeno cuando la composición de gas natural lo permite, proporciona significativas ventajas técnicas y económicas. Estas y otras ventajas de la invención se comprenderán mejor mediante referencia en las Figuras. Haciendo referencia a la Figura 1, la corriente de alimentación de gas natural 10 entra preferiblemente al proceso de licuefacción a una presión de aproximadamente 3,100 kPa (450 psia) y de manera más preferible sobre aproximadamente 4,827 kPa (700 psi) y preferiblemente a temperaturas por debajo de aproximadamente 40°C (104°F), sin embargo, se pueden usar diferentes presiones y temperaturas, si se desea, y el sistema puede modificarse apropiadamente en consecuencia por parte de las personas con experiencia ordinaria en la técnica después de conocer las enseñanzas de la invención. Si la corriente de gas 10 está por debajo de aproximadamente 3,102 kPa (450 psia) puede ser presurizada a través de medios de compresión adecuados (no mostrados), que pueden comprender uno o más compresores . La corriente de alimentación de gas presurizado 10 es enfriada por uno o más intercambiadores térmicos 20. La corriente de alimentación enfriada 11 es expandida después mediante por lo menos un medio de expansión adecuado 30. El expansor puede ser uno de tipo comercial de turboexpansor que puede ser acoplado por el eje a compresores, bombas o generadores adecuados, permitiendo que el trabajo extraído desde el expansor se convierta en energía mecánica y/o eléctrica utilizable, resultando por lo tanto en un ahorro de energía considerable para el sistema en general. Los medios expansores 30 licúan por lo menos una porción de la corriente de gas natural 11 para producir vapor 12. El vapor 12 es transportado hacia un separador de fase convencional 40 que produce una corriente de producto líquido 13, el cual es PLNG que tiene una temperatura sobre aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para que el producto líquido esté en, o por debajo del punto de burbujeo. El PLNG es pasado a un medio de almacenamiento o transportación adecuado 90 (tal como una tubería, tanque de almacenamiento estacionario, o un transportador tal como un buque PLNG, camión o ferrocarril) para contención a una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) . Para que el producto líquido permanezca en una fase líquida, las temperaturas deben ser inferiores a las temperaturas críticas para el producto, las cuales serán normalmente de menos de -62°C (-80°F) . El separador 40 produce también una corriente de vapor 14, la cual es pasada a través del intercambiador térmico 20 donde la corriente de vapor 14 enfría la corriente de alimentación 10. Uno o más compresores comprimen después la corriente de vapor 15. La Figura 1 ilustra un uso preferido de un compresor 50 para volver a presurizar el vapor de reciclaje hasta aproximadamente la presión de la corriente de alimentación de entrada 10. Sin embargo, los compresores adicionales se pueden utilizar en la práctica de la invención. La corriente de gas comprimido 16 se enfría mediante el intercambiador térmico 60 para recuperar los valores de calor para uso en cualquier otra parte o tal enfriamiento puede efectuarse utilizando aire o agua. Después de salir del intercambiador térmico 60, la corriente de vapor enfriada 17 es combinada con la corriente de alimentación 10 para reciclaje. En esta modalidad, la corriente de alimentación puede ser licuificada sin la necesidad de un sistema de refrigeración de ciclo cerrado. En el almacenamiento, transportación y manejo del gas natural licuificado, puede existir una cantidad considerable de "porción evaporada", el vapor que resulta a partir de la evaporación de un gas natural licuificado. Esta invención es particularmente adecuada para licuar el vapor de parte evaporada producido por PLNG. Haciendo referencia a la Figura 1, el vapor de parte evaporada puede introducirse al proceso de licuefacción a través de la línea 18 para combinación con la corriente de vapor 14 la cual es reciclada como se describió anteriormente. La presión del vapor de parte evaporada debe preferiblemente estar a, o cerca de la presión de la corriente de gas 14. Si el vapor de parte evaporada está por debajo de la presión de la corriente 14, el vapor de parte evaporada puede ser presurizado a través de los medios de compresión convencionales (no mostrados en la Figura 1) . Una porción menor de la corriente de vapor 15 puede ser retirada opcionalmente del proceso como combustible (corriente. 19) para suministrar una porción de la energía necesaria para impulsar los compresores y bombas en el proceso de licuefacción. Aunque esta porción menor puede ser retirada del proceso en cualquier punto después de salir del separador 40, el combustible es retirado preferiblemente del proceso después de ser calentado por el intercambiador térmico 20. La Figura 2 ilustra otra modalidad del proceso de esta invención y en esta modalidad las partes que tienen números similares a las partes en la Figura 1 tienen las mismas funciones de proceso. Aquellas personas con experiencia ordinaria en la técnica, reconocerán, sin embargo que el equipo de proceso de una modalidad a la otra puede variar en tamaño y capacidad para manejar diferentes velocidades de flujo de fluido, temperaturas y composiciones. La modalidad ilustrada en la Figura 2 es similar a la modalidad descrita en la Figura 1, excepto que el enfriamiento adicional de la corriente de alimentación 10 se proporciona mediante el intercambiador térmico 70. Esta modalidad de la Figura 2 reduce la cantidad de corriente de reciclaje 14 y requiere menos energía que la modalidad de la Figura 1. La refrigeración para el intercambiador térmico 70 se proporciona mediante un sistema de refrigeración de ciclo cerrado convencional 80. El refrigerante para el sistema de refrigeración puede ser propano, propileno, etano, dióxido de carbono o cualquier otro refrigerante adecuado.

La Figura 3 ilustra otra modalidad de la presente invención. Esta modalidad incluye un sistema para remover hidrocarburos pesados y una disposición de flujo dividida del gas presurizado justo corriente arriba de las etapas de licuefacción final. Esta disposición de flujo dividido puede reducir los requerimientos de potencia generales en comparación a la modalidad de la Figura 2, al permitir enfoques más cercanos en el intercambiador de licuefacción principal 142. La disposición de flujo dividido permite también mayor flexibilidad de operación en el manejo de cantidades variables del gas de parte evaporada a partir de las operaciones de carga y descarga LNG o PLNG. Haciendo referencia a la Figura 3, la corriente de alimentación 100 entra al separador 130 donde la corriente es dividida en dos corrientes separadas, la corriente de vapor 101 y la corriente líquida 102. Aunque no se muestra en la Figura 3, la corriente de alimentación 100 puede ser enfriada por cualquier sistema de enfriamiento adecuado antes de ser alimentada al separador 130. La corriente líquida 112 pasa a un desmetanizador convencional 131. La corriente de vapor 101 pasa a través de dos o más compresores y enfriadores para impulsar la presión de la corriente de vapor 101 desde la presión de gas de alimentación hasta aproximadamente 10,343 kPa (1,500 psia) . La Figura 3 muestra un tren de dos compresores 132 y 133 para presurizar el gas y los intercambiadores de calor convencionales 134 y 135 después de cada etapa de compresión para enfriar el gas comprimido. Después de que la corriente de vapor 101 sale del intercambiador térmico 135, el hervidor 136 la enfría utilizando líquido desmetanizador 131. Desde el hervidor 136, la corriente enfriada 101 es transportada hasta un separador de fase convencional. Una corriente de vapor 103 del separador 137 se expande mediante un turboexpansor convencional 138, reduciendo de esta manera la presión de la corriente de gas antes de que entre a la sección superior del desmetanizador 131. El turboexpansor 138 proporciona preferiblemente por lo menos parte de la energía necesaria para impulsar el compresor 132. Los líquidos del separador 137 son pasados por la línea 104 hacia la sección media del desmetanizador 131. Conforme el líquido es alimentado a la columna del desmetanizador 131, fluye hacia abajo bajo la fuerza de gravedad. Durante su desplazamiento, este líquido es acoplado por los vapores de subida, los cuales separan el metano del líquido conforme pasan hacia arriba. La operación de separación produce un producto líquido sustancialmente desmetanizado el cual es retirado del fondo de la columna del desmetanizador 131 como la corriente 105. La corriente de vapor superior 106 que sale de la columna del desmetanizador es transportada hacia un intercambiador térmico 139. Después del calentamiento del intercambiador térmico 139, una primera porción de la corriente de vapor calentada (corriente 107) puede ser retirada opcionalmente (corriente 108) para uso como un combustible para la planta de licuefacción de gas. Una segunda porción de la corriente 107 es pasada a través de un tren de compresores 140 y 141 e intercambiadores térmicos 142 y 143 para incrementar la presión de la corriente de vapor y para proporcionar el enfriamiento de cada etapa de compresión. El número de etapas de compresión varía preferiblemente desde dos a cuatro. Una porción de la corriente que sale del intercambiador térmico 142 es retirada y pasada como corriente 110 al intercambiador térmico 139 para enfriar adicionalmente la corriente 110. La fracción óptima de la corriente 109 que es separada como corriente 110 dependerá de la temperatura, presión y composición de la corriente 109. Esta optimización puede ejecutarse por parte de personas con experiencia ordinaria en la técnica en base a las enseñanzas establecidas en la presente. Después de salir del intercambiador térmico 139, la corriente 110 es pasada a los medios de expansión, tales como el turboexpansor 144, el cual licúa por lo menos parcialmente la corriente 110 para producir la corriente 111. La corriente 111 es pasada después hacia un separador de fase convencional 145. El separador de fase 145 produce PLNG (corriente 121) a una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo. El PLNG es pasado a medios de almacenamiento adecuados 153 para almacenar el PLNG a una temperatura por arriba de -112°C (-170°F) . El separador 145 produce también una corriente de vapor de gas presurizada 115 que se combina con la corriente 106 para reciclaje. La corriente 112, la cual es la corriente enfriada que sale del intercambiador térmico 143 es pasada a medios de expansión apropiados tales como el turboexpansor 146 para reducir la presión y para enfriar adicionalmente la corriente 112. El turboexpansor 146 licúa por lo menos parcialmente la corriente de gas natural 112. Después de salir del turboexpansor 146, la corriente parcialmente licuificada es pasada a un separador de fase 147 para producir una corriente líquida 113 y una corriente de vapor 114. La corriente de vapor 114 es transportada hacia y combinada con la corriente de vapor superior del desmetanizador 106 para reciclaje. La corriente líquida 113 que sale del separador 147 se combina con la corriente 111. La corriente liquida 105 que sale del desmetanizador 131 es pasada a un estabilizador condensado convencional 150 que produce una corriente superior 116 que es rica en metano y otros hidrocarburos ligeros principalmente metano. La corriente superior de vapor 116 es pasada a través del intercambiador térmico 151, el cual enfría el vapor superior 116. Una porción de la corriente 116 es devuelta entonces como corriente de reflujo 117 al estabilizador de condensado 150. La porción restante de la corriente 116 es pasada a través de un compresor 152 para incrementar la presión de la corriente 116 a aproximadamente la presión de la corriente 107. Después de comprimirse la corriente superior 116 es enfriada y el gas enfriado (corriente 118) es co- ezclado con la corriente 107. El líquido que sale del fondo del estabilizador de condensado 150 está disponible como un producto condensado (corriente 119) . El proceso de esta invención, como se ilustra en la Figura 3, puede opcionalmente relicuar el vapor de parte evaporada. El vapor de parte evaporada puede introducirse al proceso ilustrado en la Figura 3 a través de la línea 120, el cual se combina con la corriente de vapor superior 106. Haciendo referencia a la Figura 4, la corriente de alimentación 201 entra al separador 230 donde la corriente es dividida en dos corrientes separadas, la corriente de vapor 202 y la corriente de líquido 203. Esta modalidad ilustra un ciclo de refrigeración externo para reducir al mínimo los requerimientos de energía y el tamaño del equipo de procesamiento y un tren de fraccionamiento para proporcionar la refrigeración que conforma el ciclo de refrigeración. La corriente de líquido 203 es pasada a la columna del desmetanizador 231. La corriente de vapor 202 es comprimida por una o más etapas de compresión, preferiblemente dos etapas. Para fines de simplicidad, la Figura 3 muestra solamente un compresor 232. Después de cada etapa de compresión, el vapor comprimido es preferiblemente enfriado por el aire convencional o enfriador de agua, tal como el enfriador 234. La corriente de gas 202 después de que sale del enfriador 234, es enfriada por el hervidor 235 a través del cual el líquido del desmetanizador fluye desde la columna del desmetanizador 231. Desde el hervidor 235, la corriente enfriada 202 es enfriada adicionalmente por los intercambiadores térmicos 236 y 237 que son enfriados por un sistema de refrigeración de ciclo cerrado convencional 238 en el que el refrigerante preferiblemente es propano. A partir de los intercambiadores 236 y 237 el gas natural enfriado es separado nuevamente en el separador de fase convencional 238. Una corriente de vapor 204 del separador 238 se expande mediante un turboexpansor 239, reduciendo de esta manera la presión de la corriente de gas antes de que entre a la sección superior del desmetanizador 231. El turboexpansor 239 proporciona preferiblemente la potencia para el compresor 232. Los líquidos del separador 238 son pasados por la línea 205 hacia la sección media del desmetanizador 231. La corriente de vapor superior 207 que sale del desmetanizador 231 es transportada a un intercambiador térmico 240. Una porción de la corriente 208 que sale del intercambiador térmico 240 puede ser retirada opcionalmente (corriente 209) para uso como combustible para la planta de licuefacción de gas. La porción restante del vapor 208 es comprimida por uno o más compresores 241 hasta una presión, preferiblemente entre alrededor de 5,516 kPa (800 psia) y 13,790 kPa (2,000 psia) . El gas comprimido es pasado después a través de un tren de intercambiadores térmicos 242, 243 y 244 para enfriar el gas para producir la corriente 210. El intercambiador térmico 242 es enfriado preferiblemente por aire o agua. Los intercambiadores térmicos 243 y 244 son enfriados preferiblemente por el sistema de refrigeración 238, el mismo sistema utilizado para la refrigeración de los intercambiadores térmicos 236 y 237. Una porción de la corriente 210 es pasada como corriente 211 al intercambiador térmico 240 para proporcionar el ciclo de refrigeración para enfriamiento adicional de la corriente de vapor 211. La corriente 211 que sale del intercambiador térmico 240 es pasada a los medios de expansión, tales como el turboexpansor 245 el cual por lo menos parcialmente licúa la corriente 211 para producir la corriente 212. La corriente 212 es pasada después a un separador de fase convencional 246. La porción de la corriente 210 que permanece después de que la corriente 211 ha sido retirada se pasa a un medio de expansión apropiado tal como el turboexpansor 248 para reducir la presión del gas y para enfriar adicionalmente la corriente de gas. El turboexpansor 248 produce una corriente 213 que es por lo menos parcialmente gas natural líquido. La corriente 213 es pasada hacia un separador de fase convencional 249 para producir una corriente de líquido 214 y una corriente de vapor 215. El vapor 215 es reciclado al ser combinado con la corriente de vapor superior del desmetanizador 207. La corriente de líquido 214 se combina con la corriente 212 y es pasada al separador 246 el cual separa el gas en una corriente de vapor 216 y una corriente de líquido 217. La corriente de vapor 216, la corriente de vapor similar 215, se combinan con la corriente superior del desmetanizador 207 para reciclaje. La corriente de líquido 217 es PLNG que tiene una temperatura por arriba de aproximadamente -112 °C (-170°F) y una presión suficiente para que el líquido esté en, o por debajo de su punto de burbujeo, es enviada a un contenedor de almacenamiento adecuado 258 para almacenamiento a una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) . La corriente líquida 206 que sale del desmetanizador 231 es pasada a un sistema de fraccionamiento que comprende una serie de columnas de fraccionamiento 250, 251 y 252. La columna de fraccionamiento 250 es un desetanizador que produce una corriente superior que es rica en etano y otra de hidrocarburos ligeros, principalmente metano. La corriente superior de vapor 218 es pasada a través del intercambiador térmico 253 para calentar la corriente de combustible 209. Después de pasar a través del intercambiador térmico 253, la corriente de vapor 218 es pasada a un separador de fase convencional 254 que produce una corriente de vapor 220 y una corriente líquida 221. La corriente líquida 221 es devuelta a la columna del desetanizador 250 como reflujo. La corriente de vapor 220 se combina con la corriente 208. Los líquidos que salen del fondo del desetanizador 250 son enfriados por el intercambiador térmico 257 y pasados al despropanizador 251. El vapor superior del despropanizador 251 es rico en prspano y puede opcionalmente utilizarse como propano que conforma el sistema de refrigeración 238. Los líquidos que salen del fondo del despropanizador 251 son pasados después del desbutanizador 252. Los líquidos que salen del fondo del desbutanizador son retirados del proceso como condensado líquido (corriente 222) . Por lo menos parte de la corriente superior de vapor del desbutanizador 252 es pasada por la línea 223 a través de un intercambiador térmico 255 para enfriar la corriente de vapor. Esta corriente de vapor 223 es pasada después a través de un compresor 256 para incrementar la presión de la corriente 223 hasta aproximadamente la presión de la corriente 208. Después de salir del compresor 256, la corriente comprimida se combina con la -corriente 220. El vapor de la parte evaporada puede introducirse finalmente al proceso de la presente invención a través de la línea 224, la cual se combina con la corriente de vapor superior 207. Ejemplo Un equilibrio de masa y energía simulados se llevó a cabo para ilustrar las modalidades ejemplificadas en las Figuras y los resultados se establecen en las Tablas 1, 3, 4 y 5 a continuación. Los datos presentados en las Tablas se ofrecen para proporcionar una mejor comprensión de las modalidades mostradas en las Figuras, aunque la invención no está considerada como limitada en forma innecesaria a las mismas . Las temperaturas y velocidades de flujo presentadas en las Tablas no se consideran como limitaciones sobre la invención que puede tener muchas variaciones en temperaturas y velocidades de flujo en vista de las enseñanzas de la presente. Los datos se obtuvieron utilizando un programa de simulación de proceso comercialmente disponible llamado HYSYS™, aunque, otros programas de simulación de proceso comercialmente disponibles se pueden utilizar para desarrollar los datos incluyendo por ejemplo HYSIM™, PROII™ y ASPEN PLUS™, los cuales son comunes para aquellos con experiencia ordinaria en la técnica. La energía requerida para producir PLNG de acuerdo con esta invención es significativamente menor que la potencia requerida para producir LNG cerca de las condiciones atmosféricas y a una temperatura de -164.5°C (-264°F) utilizando un proceso de expansión. Comparando la Tabla 2 con la Tabla 1 se ilustra esta diferencia de energía. La Tabla 2 establece los resultados de un balance de masa y energía simulado utilizando el proceso de flujo de la Figura 1 para producir LNG a presiones cercanas a la atmosférica. Los resultados de la Tabla 2 se basan en la producción de un producto liquido con presión cercana a la atmosférica, una cantidad significativamente reducida de vapor de parte evaporada que se introduce al proceso y la necesidad de la compresión de reciclaje alternada (Cuatro compresores de reciclado en vez de un compresor 50 mostrado en la Figura 1) . En esas dos simulaciones, la potencia instalada total requerida para producir el LNG convencional (Datos de la Tabla 2) fue de más de dos veces tanto como la requerida para producir PLNG (Datos de la Tabla 1) . Las mejoras al proceso de expansión PLNG tales como las ilustradas en la Figura 2, podría también mejorar el proceso LNG convencional. Sin embargo, la relación de potencia instalada del LNG convencional y la potencia instalada del proceso PLNG de acuerdo con la práctica de esta invención no cambiarían significativamente. El proceso PLNG de esta invención requiere aproximadamente la mitad de energía que se usa en un proceso de expansión convencional para producir LNG a presión atmosférica. Los datos presentados en la Tabla 3 se ofrecen para proporcionar una mejor comprensión de la modalidad mostrada en la Figura 2. Comparado con la modalidad mostrada en la Figura 1, los requerimientos de potencia instalados totales de la modalidad de la Figura 2 pueden reducirse de 198,359 kW (266,000 hp) hasta 111,857 kW (150,0000 hp) mediante la adición de un sistema de refrigeración de propano. Aquellos con experiencia en la técnica podrían reducir adicionalmente la potencia requerida mediante la optimización del proceso. Los datos presentados en la Tabla 4 se ofrecen para proporcionar una mejor comprensión de la modalidad mostrada en la Figura 3. El gas de alimentación en las Figuras 3 y 4 tiene una composición diferente y está en diferentes condiciones que el gas de alimentación en las Figuras 1 y 2. Los datos presentados en la Tabla 5 se ofrecen para proporcionar una mejor comprensión de la modalidad mostrada en la Figura 4. Este proceso una vez más demuestra la ventaja del sistema de refrigeración de propano que reduce significativamente la potencia instalada requerida en comparación con aquella de la modalidad mostrada en la Figura 3. Una persona experimentada en la técnica, particularmente alguien que tenga el beneficio de las enseñanzas de esta patente, reconocerá muchas modificaciones y variaciones al proceso específico antes descrito. Por ejemplo, una variedad de temperaturas y presiones se usan de acuerdo con la invención, dependiendo del diseño general del sistema y la composición del gas de alimentación. Así mismo, el tren de enfriamiento del gas de alimentación puede complementarse o reconfigurarse dependiendo de los requerimientos de diseño general para alcanzar el óptimo y los requerimientos de intercambio térmico eficientes. Como se describió anteriormente, las modalidades específicamente descritas y los ejemplos no deben usarse para limitar o restringir el alcance de la invención, el cual está determinado por las reivindicaciones y sus equivalentes.

Tabla 1 ? im potencia Tabla 2 co o Potencia Tabla 3 co Potencia Tabla 4 co cp Tabla 4, Continuación Potencia ? s.

Tabla 5 ? Tabla 5, Continuación Potencia o oo

Claims (22)

1. REIVINDICACIONES 1. Un proceso para licuar una corriente de gas rica en metano, el cual está caracterizado porque comprende las etapas de: (a) proporcionar la corriente de gas a una presión por arriba de aproximadamente 3103 kPa (450 psia); (b) expandir la corriente de gas hasta una presión reducida para producir una fase de gas y un producto líquido que tiene una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para que el producto líquido esté en, o por debajo de su punto de burbujeo; (c) separación de fase de la fase de gas y el producto líquido; y (d) introducir el producto líquido a medios de almacenamiento para almacenar a una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) .
2. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque comprende además enfriar la corriente de gas antes de la etapa (b) .
3. 3. El proceso de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado porque comprende además enfriar TLa corriente de gas en un intercambiador térmico enfriado mediante un sistema de refrigeración de ciclo cerrado.
4. 4. El proceso de conformidad con la reivindicación 3, caracterizado porque el sistema de refrigeración de ciclo cerrado tiene propano como el refrigerante predominante.
5. 5. El proceso de conformidad con la reivindicación 3, caracterizado porque el sistema de refrigeración de ciclo cerrado tiene dióxido de carbono como el refrigerante predominante.
6. 6. El proceso de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado porque comprende además la etapa de enfriar la corriente de gas mediante la relación de intercambio térmico con la fase de gas de la etapa (c) de la reivindicación 1, calentando de esta forma la fase de gas .
7. 7. El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque comprende además comprimir la fase de gas calentada, enfriar la fase de gas comprimida y devolver la fase de gas comprimida y enfriada a la corriente de gas de la etapa (a) de la reivindicación 1 para reciclaje.
8. 8. El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque comprende además, antes de la etapa de enfriamiento de la reivindicación 6, enfriar la corriente de gas en un intercambiador térmico enfriado mediante un sistema de refrigeración de ciclo cerrado.
9. 9. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado -además porque la licuefacción de la corriente de gas comprende además combinar la corriente de gas con un gas de parte evaporada que resulta de la evaporación del gas natural licuificado.
10. 10. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la corriente de gas contiene metano y componentes de hidrocarburo más pesados que el metano, los cuales comprenden además la remoción de una porción predominante de los hidrocarburos más pesados mediante el fraccionamiento para producir una corriente de vapor rica en metano y una corriente líquida rica en hidrocarburos más pesados, la corriente de vapor que es licuificada mediante expansión de acuerdo con la etapa (b) de la reivindicación 1.
11. 11. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque comprende además el enfriamiento de la corriente de gas antes del fraccionamiento de la corriente de gas.
12. 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la licuefacción de la corriente de gas se ejecuta sin un sistema de refrigeración de ciclo cerrado.
13. 13. Un proceso para licuar una corriente de gas rica en metano y que tiene una presión sobre aproximadamente 3103 kPa (450 psia) caracterizado porque comprende las etapas de: (a) separación de fase de la corriente de gas en una primera corriente de gas y una primera corriente líquida; (b) pasar la primera corriente líquida hacia una columna de desmetanizador; (c) comprimir y enfriar la primera corriente de gas, produciendo de esta forma, las fases de gas y líquido; (d) separación de fase de las fases de gas y líquido de la etapa (c) para producir una segunda corriente de gas y una segunda corriente de líquido; (e) expandir por lo menos una porción de la segunda corriente de gas hasta una presión inferior por lo que la segunda corriente de gas se enfría adicionalmente; (f) suministrar la segunda corriente de líquido y la segunda corriente de gas expandida a la columna del desmetanizador; (g) remover de la región superior de la columna del desmetanizador una tercera corriente de gas, la tercera corriente de gas que comprende predominantemente metano y pasar la tercera corriente de gas a través de un intercambiador térmico para calentar la tercera corriente de gas; (h) remover del desmetanizador una tercera corriente de líquido y pasar la tercera corriente de líquido hacia un sistema de fraccionamiento que tiene por lo menos una columna de fraccionamiento y que tiene por lo menos una corriente de vapor superior; (i) combinar la tercera corriente de gas calentada de la etapa (g) y la corriente de vapor superior de la etapa (h) y comprimir la corriente combinada; (j) enfriar la corriente combinada comprimida; (k) dividir la corriente comprimida enfriada de la etapa (j) en una primera corriente enfriada y una segunda corriente enfriada y pasar la primera corriente enfriada a través del intercambiador térmico de la etapa (g) para enfriar adicionalmente la primera corriente enfriada; (1) expandir la primera corriente enfriada para producir fases de gas y líquido; (m) separación de fase de las fases de gas y líquido de la etapa (1) en un separador de fase, produciendo de esta manera un gas natural licuificado rico en metano a una temperatura sobre aproximadamente -112 °C (-170°F) y una presión suficiente para que el gas natural licuificado rico en metano esté en, o por debajo de su punto de burbujeo; (n) expandir la segunda corriente enfriada de la etapa (k) a una presión inferior, por lo que se enfría adicionalmente produciendo fases de gas y líquido; (o) separación de fase de las fases de gas y líquido producidas en la etapa (n) ; y (p) pasar la fase de líquido de la etapa (o) al separador de la fase de la etapa (m) .
14. 14. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque comprende además combinar la fase de gas de la etapa (o) con la tercera corriente de gas de la etapa (g) y pasar la corriente de gas combinada a través del intercambiador térmico de la etapa (g) .
15. 15. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque comprende además combinar la fase de gas de la etapa (m) con la tercera corriente de gas de la etapa (g) y pasar la corriente de gas combinada a través del intercambiador térmico de la etapa (g) .
16. 16. El proceso de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque el enfriamiento de la etapa (j) es mediante intercambio térmico indirecto con refrigerante de un sistema de refrigeración de ciclo cerrado .
17. 17. El proceso de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque el sistema de refrigeración de ciclo cerrado tiene al propano como refrigerante predominante y el sistema de fraccionamiento de la etapa (h) comprende una columna de despropanizador que produce un gas de corriente superior rico en propano, que comprende además pasar al sistema de refrigeración de ciclo cerrado a la corriente de gas rica en propano a partir del sistema de fraccionamiento como refrigerante de conformación .
18. 18. El proceso de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque el proceso comprende además introducir dentro de la tercera corriente de gas de la etapa (g) un gas de parte evaporada que resulta de la evaporación de un gas natural licuificado y pasar la tercera corriente de gas combinada y el gas de parte evaporada a través del intercambiador térmico de la etapa (g) .
19. 19. Un proceso para licuar una corriente de gas rica en metano el cual está caracterizado porque comprende las etapas de: (a) comprimir la corriente de gas hasta una presión mayor de 3103 kPa (450 psia); (b) separación de fase de la corriente de gas en una primera corriente de gas y una primera corriente líquida; (c) pasar la primera corriente líquida hacia una columna de desmetanizador; (d) comprimir y enfriar la primera corriente de gas sin el uso de un sistema de refrigeración de ciclo cerrado, produciendo de esta forma, las fases de gas y líquido; (e) separación de fase de las fases de gas y líquido de la etapa (d) para producir una segunda corriente de gas y una segunda corriente de líquido; (f) expandir por lo menos una porción de la segunda corriente de gas hasta una presión inferior por lo que la segunda corriente de gas se enfría adicionalmente; (g) suministrar la segunda corriente de líquido y la segunda corriente de gas expandida a la columna del desmetanizador; (h) remover de la región superior de la columna del desmetanizador una corriente de vapor, la corriente de vapor comprende predominantemente jmetano y pasa la corriente de vapor a través de un intercambiador térmico para calentar la corriente de vapor; (i) remover del desmetanizador una corriente de líquido y pasar la corriente de líquido hacia un sistema de fraccionamiento que tiene por lo menos una columna de fraccionamiento y que tiene por lo menos una corriente de vapor superior; (j) combinar la corriente de vapor calentada de la etapa (h) y la corriente de vapor superior de la etapa (i) y comprimir la corriente combinada; (k) enfriar la corriente combinada comprimida de la etapa (j) sin el uso de un sistema de refrigeración de ciclo cerrado; (1) dividir la corriente comprimida enfriada de la etapa (k) en una primera corriente enfriada y una segunda corriente enfriada y pasar la primera corriente enfriada a través del intercambiador térmico de la etapa (h) para enfriar adicionalmente la primera corriente enfriada; (m) expandir la primera corriente enfriada para producir fases de gas y liquido; (n) separación de fase de las fases de gas y líquido de la etapa (m) en un separador de fase, produciendo de esta manera un gas natural licuificado rico en metano a una temperatura por arriba de aproximadamente -112°C (-170°F) y una presión suficiente para que el gas natural licuificado rico en metano esté en, o por debajo de su punto de burbujeo; (o) expandir la segunda corriente enfriada de la etapa (1) a una presión inferior, por lo que se enfría adicionalmente produciendo fases de gas y líquido; (p) separación de fase de las fases de gas y líquido producidas en la etapa (o) ; y (q) pasar la fase de líquido de la etapa (o) al separador de la fase de la etapa (n) .
20. 20. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque el proceso comprende además introducir dentro de la corriente de vapor de la etapa (h) un gas de parte evaporada que resulta de la evaporación del gas natural licuificado y pasar la corriente de gas combinada de la etapa (h) y el gas de parte evaporada a través del intercambiador térmico de la etapa (h) .
21. 21. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque la fase de gas de la etapa (n) se combina con el residuo de vapor de la etapa (h) y la corriente de gas combinada se pasa a través del interaambiador térmico de la etapa (h) .
22. 22. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque la reducción del enfriamiento de la temperatura de la corriente de gas en la etapa (d) se ejecuta mediante agua o aire.