RU2075335C1 - Method of producing marketable liquified gas - Google Patents

Method of producing marketable liquified gas Download PDF

Info

Publication number
RU2075335C1
RU2075335C1 RU96104017A RU96104017A RU2075335C1 RU 2075335 C1 RU2075335 C1 RU 2075335C1 RU 96104017 A RU96104017 A RU 96104017A RU 96104017 A RU96104017 A RU 96104017A RU 2075335 C1 RU2075335 C1 RU 2075335C1
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
stage
fractionation
absorption
atm
fraction
Prior art date
Application number
RU96104017A
Other languages
Russian (ru)
Other versions
RU96104017A (en
Inventor
В.В. Николаев
Н.А. Гафаров
В.Н. Черномырдин
В.И. Латюк
В.Я. Климов
А.И. Ворошилов
Н.Б. Ухалова
С.Ю. Левин
В.П. Яковлев
Original Assignee
Товарищество с ограниченной ответственностью "ВолгоУралТехнология"
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Товарищество с ограниченной ответственностью "ВолгоУралТехнология" filed Critical Товарищество с ограниченной ответственностью "ВолгоУралТехнология"
Priority to RU96104017A priority Critical patent/RU2075335C1/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2075335C1 publication Critical patent/RU2075335C1/en
Publication of RU96104017A publication Critical patent/RU96104017A/en

Links

Landscapes

  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

FIELD: gas processing. SUBSTANCE: invention relates to a method of adsorption of C3-C4-hydrocarbons with a hydrocarbon absorbent under pressure followed by recovering saturated absorbent by way of stepwise fractioning and returning it into absorption stage. Method of invention is distinguished with that absorption is carried out under pressure 53-55 atm and, as absorbent, C9-C11,-hydrocarbon fraction is utilized and saturated absorbent is strangled to 30 atm and subjected to three-step fractionation under pressure (at 14, 13, and 1.8 atm, respectively) with taking off liquified gas from the second step, which is further treated to remove mercaptans and withdrawn as marketable produce. C1-C2-Fraction from the strangling stage as well as C1-C2- fraction from the first fractionation step are returned into absorption stage. C3-C4-Fraction from the third step is divided into two streams in volume proportion 3:1, the first stream being returned into absorption stage and the second one into the first fractionation step. EFFECT: enhanced efficiency of process. 8 cl, 1 dwg

Description

Изобретение относится к газовой промышленности и может быть использовано при получении товарного сжиженного газа. The invention relates to the gas industry and can be used to produce commercial liquefied gas.

Известен способ получения сжиженных углеводородов из природного газа с помощью экстракции избирательным растворителем, обеспечивающим заданную степень экстракции компонентов. Растворитель обладает способностью к растворению этана и более тяжелых углеводородов. Обогащенный растворитель разделяют на газовую фракции и чистый растворитель, газовую фракцию сжимают, охлаждают и конденсируют [1]
Недостатком способа является высокий расход экстрагента.A known method of producing liquefied hydrocarbons from natural gas by extraction with a selective solvent, providing a given degree of extraction of the components. The solvent has the ability to dissolve ethane and heavier hydrocarbons. The enriched solvent is divided into gas fractions and pure solvent, the gas fraction is compressed, cooled and condensed [1]
The disadvantage of this method is the high consumption of extractant.

Известен также способ удаления из газовых потоков тяжелых углеводородных компонентов, например, пропана, бутана и т.д. из природного газа. Из обогащенного потока тяжелые компоненты удаляют абсорбцией маслами, обедненный углеводородами газ также подвергают абсорбции маслами с использованием системы регенерации открытого цикла, в которую подают в качестве регенеративного газа обогащенный тяжелыми углеводородами газ [2]
Наиболее близким по технической сущности и достигаемому результату является способ получения товарного сжиженного газа, включающий абсорбцию углеводородов С3-С4 углеводородным абсорбентом под давлением с последующей регенерацией абсорбента путем ступенчатого фракционирования с возвратом его на стадию абсорбции. При этом используют два абсорбента, один из которых содержит С7-углеводорода, а второй С3-С7 [3]
Недостатком способа является высокий расход абсорбентов и высокие энергозатраты.There is also a known method of removing heavy hydrocarbon components from gas streams, for example propane, butane, etc. from natural gas. Heavy components are removed from the enriched stream by oil absorption, the hydrocarbon-depleted gas is also subjected to oil absorption using an open-cycle regeneration system into which the gas enriched with heavy hydrocarbons is fed as regenerative gas [2]
The closest in technical essence and the achieved result is a method for producing marketable liquefied gas, including the absorption of hydrocarbons With 3 -C 4 hydrocarbon absorbent under pressure, followed by regeneration of the absorbent by step fractionation with its return to the absorption stage. In this case, two absorbents are used, one of which contains C 7 -hydrocarbon, and the second C 3 -C 7 [3]
The disadvantage of this method is the high consumption of absorbents and high energy consumption.

Целью изобретения является разработка способа получения товарного сжиженного газа с низкими удельными энергозатратами и низким расходом абсорбента, а также обеспечение возможности использования в качестве сырья обедненного по С3-С4 природного газа с высокой эффективностью.The aim of the invention is to develop a method for producing commercial liquefied gas with low specific energy consumption and low consumption of absorbent material, as well as providing the possibility of using high-efficiency C 3 -C 4 depleted natural gas as a raw material.

Это достигается способом получения товарного сжиженного газа, включающим абсорбцию углеводородов С3-С4 углеводородным поглотителем-углеводородной фракцией С9-С11 под давлением 53-56 атм, и регенерацию насыщенного поглотителя дросселированием до давления 30 атм с последующим трехступенчатым фракционированием под давлением с отводом товарного сжиженного газа со второй ступени.This is achieved by the method of producing marketable liquefied gas, including the absorption of C 3 -C 4 hydrocarbons by a hydrocarbon absorber-C 9 -C 11 hydrocarbon fraction under a pressure of 53-56 atm, and the regeneration of a saturated absorber by throttling to a pressure of 30 atm, followed by a three-stage pressure fractionation with tap commercial liquefied gas from the second stage.

Это достигается также тем, что фракцию С1-С2 со стадии дросселирования подают на стадию абсорбции.This is also achieved by the fact that the C 1 -C 2 fraction from the throttling stage is fed to the absorption stage.

При этом первую ступень фракционирования осуществляют предпочтительно под давлением 14 атм. In this case, the first fractionation step is preferably carried out under a pressure of 14 atm.

С первой ступени фракционирования углеводородную фракцию С1-С2 возвращают на стадию абсорбции.From the first fractionation step, the C 1 -C 2 hydrocarbon fraction is returned to the absorption step.

Вторую ступень фракционирования осуществляют предпочтительно под давлением 13 атм. Со второй стадии фракционирования фракцию углеводородов С3-С4 после ее очистки от меркаптанов отводят потребителю.The second fractionation stage is preferably carried out under a pressure of 13 atm. From the second stage of fractionation, the C 3 -C 4 hydrocarbon fraction, after it is purified from mercaptans, is withdrawn to the consumer.

Третью ступень фракционирования осуществляют предпочтительно под давлением 1,8 атм, а фракцию углеводородов С9 -С11 с третьей ступени фракционирования предпочтительно разделить на два потока в объемном соотношении 3:1, первый из которых подают на стадию абсорбции, а второй на первую ступень фракционирования.The third fractionation stage is preferably carried out under a pressure of 1.8 atm, and the C 9 -C 11 hydrocarbon fraction from the third fractionation stage is preferably divided into two streams in a volume ratio of 3: 1, the first of which is fed to the absorption stage, and the second to the first fractionation stage .

Сущность изобретения заключается в том, что использование в качестве поглотителя углеводородной фракции С9-С11 позволяет достигнуть высокой степени абсорбции при низких затратах абсорбента, а заявленные параметры стадий абсорбции и дросселирования позволяют при этом осуществить способ с минимальными энергозатратами.The essence of the invention lies in the fact that the use of a hydrocarbon fraction C 9 -C 11 as an absorber allows to achieve a high degree of absorption at low absorbent costs, and the claimed parameters of the absorption and throttling stages allow the method to be implemented with minimal energy consumption.

Давление на первый, второй и третьей стадиях фракционирования подобрано экспериментально и позволяет провести процесс с максимальной эффективностью. The pressure at the first, second and third stages of fractionation is selected experimentally and allows the process to be carried out with maximum efficiency.

При осуществлении способа в объеме заявленной совокупности признаков позволяет обеспечить высокую степень абсорбции при низком расходе реагентов и снизить удельные энергозатраты на 10-12% по сравнению с прототипом. When implementing the method in the amount of the claimed combination of features, it is possible to provide a high degree of absorption at a low consumption of reagents and to reduce specific energy consumption by 10-12% compared with the prototype.

Схема осуществления способа согласно изобретению представлена на чертеже. The implementation scheme of the method according to the invention is presented in the drawing.

Пример. Сырьевой газ подвергается абсорбции в абсорбере А-1 при давлении 53-56 атм и температуре минус 25-27oС углеводородной фракцией С9-С11 с температурой минус 20oС и отводится с верха абсорбера в виде товарного продукта. Насыщенный поглотитель абсорбент дросселируется (Д-1) до давления 30 атм с последующим разделением в сепараторе С-1 на газовую фазу, после компремирования возвращаемую на абсорбцию, и жидкую фазу частично деэтанизированный абсорбент.Example. The feed gas is absorbed in the absorber A-1 at a pressure of 53-56 atm and a temperature of minus 25-27 o With the hydrocarbon fraction C 9 -C 11 with a temperature of minus 20 o C and is discharged from the top of the absorber in the form of a commercial product. The saturated absorber absorbent is throttled (D-1) to a pressure of 30 atm, followed by separation in the C-1 separator into a gas phase, after compression being returned to the absorption, and a partially deethanized absorbent is returned to the liquid phase.

Частично деэтанизированный абсорбент после нагрева в теплообменнике Т-1 до плюс 19oС подвергается деэтанизации в ректификационной колонке К-1 при давлении 14 атм, температуре верха колонны 23oС и низа 115-120oС.Partially deethanized absorbent after heating in the T-1 heat exchanger to plus 19 o C is subjected to deethanization in a K-1 distillation column at a pressure of 14 atm, a column top temperature of 23 o C and a bottom of 115-120 o C.

С верха колонны К-1 отводится газовая фаза, возвращаемая на абсорбцию после предварительного компремирования, с низа деэтанизированный абсорбент, нагреваемый в теплообменнике Т-2 до 138oС и затем подаваемый в ректификационную колонну К-2. При давлении 13 атм, температуре верха колонны 60oС и низа 235-240oС деэтанизированный абсорбент подвергается дебутанизации с отводом с верха К-2 после охлаждения в Х-1 и конденсации из С-2 товарного сжиженного газа, а с низа К-2 дебутанизированного абсорбента.From the top of the K-1 column, a gas phase is withdrawn, returned to absorption after preliminary compression, from the bottom a de-ethanized absorbent heated in the T-2 heat exchanger to 138 o С and then fed to the K-2 distillation column. At a pressure of 13 atm, a column top temperature of 60 ° C and a bottom of 235-240 ° C, the deethanized absorbent undergoes debutanization with removal from the top of K-2 after cooling in X-1 and condensation from C-2 of commercial liquefied gas, and from the bottom of K- 2 debutanized absorbent.

Дебутанизированный абсорбент после рекуперативного теплообменника Т-1 с температурой 145oС подвергается регенерации в ректификационной колонне К-3. При давлении в колонне 1,8 атм, температуре верха 97oС, низа - 190oС, с верха колонны после охлаждения в Х-2 и конденсации из С-3 отводится углеводородная фаза С5-С8, с низа К-3 - С9-С11 регенерированный абсорбент, который разделяется на два потока в соотношении 3:1, больший поток подается на абсорбцию в А-1, меньший - в верхнюю часть колонны К-1.The debutanized absorbent after the regenerative heat exchanger T-1 with a temperature of 145 o C is subjected to regeneration in the distillation column K-3. At a pressure in the column of 1.8 atm, a top temperature of 97 o C, a bottom of 190 o C, from the top of the column after cooling in X-2 and condensation from C-3 the hydrocarbon phase C 5 -C 8 is removed, from the bottom K-3 - C 9 -C 11 regenerated absorbent, which is divided into two streams in a ratio of 3: 1, the larger stream is fed to the absorption in A-1, the smaller - in the upper part of the column K-1.

Сравнение данных предлагаемого способа и прототипа показывает, что унос абсорбента с товарным газом уменьшается с 16-20 до 0,5-0,8 кг/100 м3 товарного газа, удельный расход абсорбента снижается с 1,0-1,5 до 0,15-0,2 л/м3, вследствие чего приведенные энергозатраты на одну тонну сжиженного газа подают с 93 до 75 ккал.Comparison of the data of the proposed method and the prototype shows that the ablation of the absorbent with the commercial gas is reduced from 16-20 to 0.5-0.8 kg / 100 m 3 of commercial gas, the specific consumption of the absorbent is reduced from 1.0-1.5 to 0, 15-0.2 l / m 3 , as a result of which the reduced energy consumption per ton of liquefied gas is supplied from 93 to 75 kcal.

Кроме того, по данным расчетно-экспериментальной проверки падает расход электроэнергии на 1 т сжиженного газа с 19,6 до 17,1 кВт•ч. In addition, according to the calculation and experimental verification, the electricity consumption per 1 ton of liquefied gas drops from 19.6 to 17.1 kW • h.

Преимущества предложенного способа состоят в обеспечении возможности использования в качестве сырья для получения целевого продукта обедненного по С3-С4 природного газа с высокой эффективностью и минимально возможными расходами реагентов и удельными энергозатратами на 10-12% ниже, чем в прототипе.The advantages of the proposed method are that it is possible to use natural gas depleted in C 3 -C 4 as a raw material for the target product with high efficiency and the lowest possible cost of reagents and specific energy consumption 10-12% lower than in the prototype.

Claims (8)

1. Способ получения товарного сжиженного газа, включающий абсорбцию углеводородов C3 C4 углеводородным поглотителем под давлением с последующей регенерацией насыщенного поглотителя путем ступенчатого фракционирования с возвратом его на стадию абсорбции, отличающийся тем, что абсорбцию осуществляют под давлением 53 56 атм и в качестве поглотителя используют углеводородную фракцию C9 C1 1, затем насыщенный поглотитель подвергают дросселированию до давления 30 атм и трехступенчатому фракционированию под давлением с отводом товарного сжиженного газа с второй ступени.1. A method of obtaining marketable liquefied gas, including the absorption of hydrocarbons C 3 C 4 by a hydrocarbon absorber under pressure, followed by regeneration of the saturated absorber by stepwise fractionation with its return to the absorption stage, characterized in that the absorption is carried out under a pressure of 53 56 atm and used as an absorber hydrocarbon fraction C 9 C 1 1 , then the saturated absorber is throttled to a pressure of 30 atm and three-stage fractionation under pressure with the removal of commodity lighter gas from the second stage. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что фракцию C1 C2 со стадии дросселирования подают на стадию абсорбции.2. The method according to claim 1, characterized in that the C 1 C 2 fraction from the throttling stage is fed to the absorption stage. 3. Способ по пп.1 и 2, отличающийся тем, что первую ступень фракционирования осуществляют под давлением 14 атм. 3. The method according to PP.1 and 2, characterized in that the first stage of fractionation is carried out under a pressure of 14 atm. 4. Способ по пп.1 3, отличающийся тем, что углеводородную фракцию C1 C2 с первой ступени фракционирования возвращают на стадию абсорбции.4. The method according to claims 1 to 3, characterized in that the hydrocarbon fraction C 1 C 2 from the first fractionation stage is returned to the absorption stage. 5. Способ по пп.1 4, отличающийся тем, что вторую ступень фракционирования осуществляют под давлением 13 атм. 5. The method according to PP.1 to 4, characterized in that the second stage of fractionation is carried out under a pressure of 13 atm. 6. Способ по пп.1 5, отличающийся тем, что фракцию углеводородов C3 C4 с второй ступени фракционирования после очистки ее от меркаптанов известным методом отводят потребителю.6. The method according to PP.1 to 5, characterized in that the fraction of hydrocarbons C 3 C 4 from the second fractionation stage after purification from mercaptans by a known method is withdrawn to the consumer. 7. Способ по пп.1 6, отличающийся тем, что третью ступень фракционирования осуществляют под давлением 1,8 атм. 7. The method according to PP.1 to 6, characterized in that the third stage of fractionation is carried out under a pressure of 1.8 ATM. 8. Способ по пп.1 7, отличающийся тем, что фракцию углеводородов C9 C1 1 с третьей ступени фракционирования делят на два потока в объемном соотношении 3 1, первый из которых подают на стадию абсорбции, а второй на первую ступень фракционирования.8. The method according to PP.1 to 7, characterized in that the fraction of hydrocarbons C 9 C 1 1 from the third fractionation stage is divided into two streams in a volume ratio of 3 1, the first of which is fed to the absorption stage, and the second to the first fractionation stage.
RU96104017A 1996-03-12 1996-03-12 Method of producing marketable liquified gas RU2075335C1 (en)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU96104017A RU2075335C1 (en) 1996-03-12 1996-03-12 Method of producing marketable liquified gas

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU96104017A RU2075335C1 (en) 1996-03-12 1996-03-12 Method of producing marketable liquified gas

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2075335C1 true RU2075335C1 (en) 1997-03-20
RU96104017A RU96104017A (en) 1998-05-27

Family

ID=20177545

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU96104017A RU2075335C1 (en) 1996-03-12 1996-03-12 Method of producing marketable liquified gas

Country Status (1)

Country Link
RU (1) RU2075335C1 (en)

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
1. Патент США N 4511381, кл. F 25J 3/02, 1985. 2. Патент США N 3554904, кл. C 10G 5/02, 1971. 3. Патент США N 4072604, кл. C 10G 5/04, 1976. *

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JP4777976B2 (en) Hydrocarbon gas treatment for rich gas streams.
US5681360A (en) Landfill gas recovery
US8778050B2 (en) Heavy hydrocarbon removal process
CN102719289B (en) Process for preparing liquefied natural gas (LNG) and hydrogen from coke oven gas
JP5667445B2 (en) Treatment of hydrocarbon gas
CA2724464C (en) Carbon dioxide purification
CN100408954C (en) Configurations and methods for improved ngl recovery
DK176585B1 (en) Process for stripping a gas by cooling in the presence of methanol
KR101079553B1 (en) Removing natural gas liquids from a gaseous natural gas stream
EP2880134B1 (en) Heavy hydrocarbon removal from a natural gas stream
US4704146A (en) Liquid carbon dioxide recovery from gas mixtures with methane
JP2013505422A (en) Hydrocarbon gas treatment
WO2004080936B1 (en) Residue recycle-high ethane recovery process
EA014746B1 (en) Configurations and methods for gas condensate separation from high-pressure hydrocarbon mixtures
US3740962A (en) Process of and apparatus for the recovery of helium from a natural gas stream
EP0192666A1 (en) Hydrocarbon separation with a physical solvent
RU2524714C2 (en) Method of cleaning of gases and sulphur-bearing gas extraction
RU2075335C1 (en) Method of producing marketable liquified gas
KR100843487B1 (en) Advanced heat integrated rectifier system
RU2225971C1 (en) Process of separation of accompanying oil gas
RU2104753C1 (en) Method of producing commercial natural gas
WO2020198588A2 (en) Improvement of c3+ recovery with membranes
AU627250B2 (en) Simultaneous decarbonisation and degasolinage of hydrocarbons
CN107278167B (en) Process for recovering carbon dioxide from an absorbent with a reduced supply of stripping steam
CA1316547C (en) Process for recovering natural gas liquids