RU2674807C2 - Обработка газообразных углеводородов - Google Patents

Обработка газообразных углеводородов Download PDF

Info

Publication number
RU2674807C2
RU2674807C2 RU2016113499A RU2016113499A RU2674807C2 RU 2674807 C2 RU2674807 C2 RU 2674807C2 RU 2016113499 A RU2016113499 A RU 2016113499A RU 2016113499 A RU2016113499 A RU 2016113499A RU 2674807 C2 RU2674807 C2 RU 2674807C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
stream
expanded
combined
components
distillation column
Prior art date
Application number
RU2016113499A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2016113499A3 (ru
RU2016113499A (ru
Inventor
Хэнк М. Хадсон
Джон Д. Уилкинсон
Джо Т. Линч
Скотт А. МИЛЛЕР
Кайл Т. Кьюллар
Эндрю Ф. Джонк
У. Ларри Льюис
Original Assignee
Ортлофф Инджинирс, Лтд.
Эс.Эм.И. ПРОДАКТС ЭлПи
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 Ортлофф Инджинирс, Лтд., Эс.Эм.И. ПРОДАКТС ЭлПи filed Critical Ортлофф Инджинирс, Лтд.
Publication of RU2016113499A publication Critical patent/RU2016113499A/ru
Publication of RU2016113499A3 publication Critical patent/RU2016113499A3/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2674807C2 publication Critical patent/RU2674807C2/ru

Links

Images

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J1/00—Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures
    • F25J1/0002—Processes or apparatus for liquefying or solidifying gases or gaseous mixtures characterised by the fluid to be liquefied
    • F25J1/0022—Hydrocarbons, e.g. natural gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/74—Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/80—Processes or apparatus using separation by rectification using integrated mass and heat exchange, i.e. non-adiabatic rectification in a reflux exchanger or dephlegmator
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/06—Splitting of the feed stream, e.g. for treating or cooling in different ways
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/04—Recovery of liquid products
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/60—Methane
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/20—Integrated compressor and process expander; Gear box arrangement; Multiple compressors on a common shaft
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams the fluid being hydrocarbons or a mixture of hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2235/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
    • F25J2235/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being (a mixture of) hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/40—Expansion without extracting work, i.e. isenthalpic throttling, e.g. JT valve, regulating valve or venturi, or isentropic nozzle, e.g. Laval
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/12—Particular process parameters like pressure, temperature, ratios
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/80—Retrofitting, revamping or debottlenecking of existing plant

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

Раскрыты способ и устройство для компактной установки для обработки для улучшения выделения C(или C) и тяжелых углеводородных компонентов из углеводородного газового потока. Предпочтительный способ разделения углеводородного газового потока обычно включает получение, по меньшей мере, по существу, конденсированного первого потока и охлажденного второго потока, расширение обоих потоков до низкого давления и подачу потоков в ректификационную колонну. В раскрытом способе и устройстве расширенный первый поток нагревают для того, чтобы образовать парообразную фракцию и жидкую фракцию. Парообразную фракцию объединяют с паром верхнего погона колонны, направляют в средства тепло- и массообмена внутри установки для обработки и охлаждают и частично конденсируют с помощью расширенного первого потока для того, чтобы образовать остаточный поток пара и конденсированный поток. Конденсированный поток объединяют с жидкой фракцией и подают в колонну в ее верхнюю точку подачи. 2 н. и 8 з.п. ф-лы, 8 ил.

Description

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ
Этилен, этан, пропилен, пропан и/или тяжелые углеводороды могут быть выделены из потоков различных газов, таких как природный газ, газ нефтепереработки и синтетический газ, полученных из других углеводородных материалов, таких как уголь, сырая нефть, лигроин, нефтеносный сланец, нефтеносный песок и лигнит. Природный газ, как правило, имеет большую долю метана и этана, т.e., метан и этан вместе содержат по меньшей мере 50 мольных процентов газа. Газ также содержит относительно меньшие количества тяжелых углеводородов, таких как пропан, бутаны, пентаны и тому подобное, а также водород, азот, двуокись углерода и/или другие газы.
Данное изобретение в целом связано с улучшением выделения этилена, этана, пропилена, пропана и тяжелых углеводородов из подобных газовых потоков. Типичный анализ газового потока, который должен быть обработан в соответствии с этим изобретением, может представлять собой, в мольных процентах, приблизительно, 90,3% метана, 4,0% этана и других C2 компонентов, 1,7% пропана и других C3 компонентов, 0,3% изобутана, 0,5% нормального бутана и 0,8% смеси изомеров пентана и более тяжелых углеводородов, с оставшейся частью, состоящей из азота и двуокиси углерода. Иногда также присутствуют серосодержащие газы.
Исторически циклические колебания цен и на природный газ, и на составные части его широких фракций легких углеводородов (ШФЛУ) в разы снизили величину прироста этана, этилена, пропана, пропилена и тяжелых компонентов в качестве жидких продуктов. Это привело к потребности в способах, которые могут относиться к более эффективным выделениям указанных продуктов, в способах, которые могут относиться к более эффективным выделениям с более низким капиталовложением, и в способах, которые могут быть легко адаптированы или скорректированы чтобы изменять выделение специфического компонента в широком диапазоне. Доступные способы отделения этих материалов включают те, которые основаны на охлаждении и рефрижерации газа, поглощении масла и поглощении холодного масла. Кроме того, криогенные способы стали популярными ввиду эксплуатационной готовности экономически выгодного оборудования, которое производит энергию при одновременном расширении и извлечении тепла из обрабатываемого газа. В зависимости от давления источника газа, богатства (содержание этана, этилена и тяжелых углеводородов) газа и желаемых конечных продуктов, могут быть применены каждый из этих способов или их комбинация.
Способ криогенного расширения в настоящее время, как правило, предпочитают в случае выделения широких фракций легких углеводородов, поскольку он обеспечивает максимальную простоту в легкости пуска, эксплуатационную гибкость, хорошую эффективность, безопасность и хорошую надежность. Патенты США №№ 3292380; 4061481; 4140504; 4157904; 4171964; 4185978; 4251249; 4278457; 4519824; 4617039; 4687499; 4689063; 4690702; 4854955; 4869740; 4889545; 5275005; 5555748; 5566554; 5568737; 5771712; 5799507; 5881569; 5890378; 5983664; 6182469; 6578379; 6712880; 6915662; 7191617; 7219513; 8590340; заменяющий патент США № 33408; и заявки, находящиеся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 11/430412; 11/839693; 12/206230; 12/689616; 12/717394; 12/750862; 12/772472; 12/781259; 12/868993; 12/869007; 12/869139; 12/979563; 13/048315; 13/051682; 13/052348; 13/052575; и 13/053792 описывают соответствующие способы (хотя описание данного изобретения в некоторых случаях основано на условиях обработки, отличных от тех, которые описаны в цитируемых патентах США и заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства).
В типичном способе выделения на основе криогенного расширения, сырьевой газовый поток под давлением охлаждают с помощью теплообмена с другими потоками способа и/или внешними источниками охлаждения, такими как холодильная система, основанная на компрессии пропана. В то время как газ охлаждается, жидкости могут конденсироваться и собираться в одном или более сепараторах в виде жидкостей под высоким давлением, содержащих некоторые из желаемых C2+ компонентов. В зависимости от богатства газа и количества образующихся жидкостей, жидкости под высоким давлением могут быть расширены при более низком давлении и фракционированы. Испарение, происходящее при расширении жидкостей, приводит к дополнительному охлаждению потока. При некоторых условиях, предварительное охлаждение жидкостей под высоким давлением перед расширением может быть желательным, чтобы дополнительно снизить температуру, получаемую от расширения. Расширенный поток, содержащий смесь жидкости и пара, фракционируют в дистилляционной колонне (деметанизаторе или деэтанизаторе). В колонне поток(и), охлажденный расширением, подвергается (подвергаются) дистиллированию для отделения остаточного метана, азота и других летучих газов, таких как пар, отводимый с верха колонны, желаемых C2 компонентов, C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в виде продукта кубовой жидкости, или для отделения остаточного метана, C2 компонентов, азота и других летучих газов в виде пара верхнего погона из желаемых C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в виде продукта кубовой жидкости.
Если сырьевой газ не полностью конденсируется (как правило это не так), то пар, оставшийся от частичной конденсации, может быть разделен на два потока. Одна часть пара проходит сквозь работающую расширительную машину, двигатель или расширительный клапан до более низкого давления, при котором дополнительные жидкости конденсируются в результате дополнительного охлаждения потока. Давление после расширения, по существу, является таким же, как давление, при котором функционирует ректификационная колонна. Объединенные парожидкостные фазы, получаемые в результате расширения, подают в качестве подачи в колонну.
Оставшуюся часть пара охлаждают до значительной конденсации с помощью теплообмена с другими технологическими потоками, например, холодным верхним погоном из ректификационной колонны. Некоторые или все из жидкостей под высоким давлением могут быть объединены с этой парообразной частью перед охлаждением. Получаемый охлажденный поток затем расширяют посредством соответствующего расширяющего устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором функционирует деметанизатор. При расширении, часть жидкости будет испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. Однократно расширенный поток затем подают в деметанизатор в качестве верхней подачи. Как правило, парообразную часть однократно расширенного потока и пар верхнего погона деметанизатора объединяют в верхнем отделении сепаратора в ректификационной колонне в виде остаточного получаемого газа метана. В альтернативном варианте, охлажденный и расширенный поток могут быть поданы в сепаратор для того, чтобы обеспечить потоки пара и жидкости. Пар объединяют с верхним погоном колонны и жидкость подают в колонну в качестве верхней подачи в колонну.
При идеальном функционировании подобного способа разделения, отходящий из способа остаточный газ будет содержать по существу весь метан в сырьевом газе и по существу ни одного из тяжелых углеводородных компонентов, а отходящая из деметанизатора кубовая фракция будет содержать по существу все тяжелые углеводородные компоненты практически без метана или более летучих компонентов. На практике, однако, подобное идеальное функционирование не достигается, так как обычный деметанизатор функционирует во многом как колонна для отгона легких фракций. Продукт способа, содержащий метан, следовательно, как правило, содержит пары, отходящие с верхней ректификационной секции колонны, вместе с парами, которые не подвергаются какому-либо этапу ректификации. Значительные потери C2, C3 и C4+ компонентов возникают из-за того, что верхняя подача жидкости содержит значительные количества указанных компонентов и тяжелых углеводородных компонентов, что приводит к соответствующим равновесным количествам C2 компонентов, C3 компонентов, C4 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в парах, отходящих с верхней ректификационной секции деметанизатора. Потеря этих желательных компонентов может быть значительно снижена, если поднимающиеся пары могут быть приведены в контакт со значительным количеством жидкости (флегмы), способной абсорбировать C2 компоненты, C3 компоненты, C4 компоненты и тяжелые углеводородные компоненты из паров.
В последнее время, предпочтительные способы применения отделения углеводородов применяют в верхнем отделении абсорбера чтобы обеспечить дополнительную ректификацию поднимающихся паров. В случае многих из этих способов, источник потока флегмы для верхнего отделения ректификации представляет собой рециркулируемый поток остаточного газа, подаваемого под давлением. Рециркулируемый поток остаточного газа обычно охлаждают до существенной конденсации с помощью теплообмена с другими технологическими потоками, например, холодным верхним погоном из ректификационной колонны. Получаемый по существу конденсированный поток затем расширяют посредством соответствующего расширяющего устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором функционирует деметанизатор. При расширении, часть жидкости будет обычно испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. Однократно расширенный поток затем подают в деметанизатор в качестве верхней подачи. Типичные схемы способа этого типа описаны в патентах США №№ 4889545; 5568737; и 5881569, в заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 12/717394 и 13/052348, и в Mowrey, E. Ross, "Efficient, High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber", Proceedings of the Eighty-First Annual Convention of the Gas Processors Association, Даллас, Техас, 11-13 марта, 2002. К сожалению, в дополнение к дополнительному отделению ректификации в деметанизаторе, указанные способы также требуют применения компрессора, чтобы обеспечить движущую силу для рециркуляции потока флегмы в деметанизаторе, добавляя и капитальные затраты, и эксплуатационные расходы оборудования, применяющего указанные способы.
Другой способ генерирования потока флегмы в верхнее отделение ректификации заключается в применении однократно расширенного по существу конденсированного потока для охлаждения и частичного конденсирования пара верхнего погона колонны с нагретым однократно расширенным потоком, который затем направляют в точку подачи в середине колонны в деметанизаторе. Жидкость, конденсированную из пара верхнего погона колонны, отделяют и подают в деметанизатор в качестве верхней подачи, тогда как неконденсированный пар выпускают в виде остаточного получаемого газа метана. Нагретый однократно расширенный поток испаряется лишь частично и поэтому содержит значительное количество жидкости, которое служит в виде дополнительной флегмы для деметанизатора, таким образом, чтобы верхняя подача флегмы затем может ректифицировать пары, отходящие из нижнего отделения колонны. Патент США № 4854955 представляет собой пример этого типа способа. К сожалению, этот тип способа требует отделения дополнительной ректификации плюс конденсатор флегмы, емкость и насосы для генерации потока флегмы в колонну, добавляя капитальные затраты оборудования, применяющего указанный способ.
Однако существует много газоперерабатывающих установок, которые были построены в США и других стран согласно патентам США №№ 4157904 и 4278457 (а также других способов), которые не имеют верхнего отделения абсорбера, для того, чтобы обеспечить дополнительную ректификацию поднимающихся паров и не могут быть легко изменены чтобы добавить этот признак. Кроме того, эти установки обычно не имеют ни избыточной прочности на сжатие для обеспечения рециркуляции потока флегмы, ни их колонны деметанизации или деэтанизации не имеют избыточную прочность при ректификации, для того, чтобы выдерживать увеличение скорости подачи, получаемое при добавлении нового потока флегмы. В результате, эти установки являются не столь эффективными при функционировании для выделения C2 компонентов и тяжелых компонентов из газа (обычно упоминаемого как "выделение этана") и являются особенно неэффективными в функционировании для выделения только C3 компонентов и тяжелых компонентов из газа (обычно упоминаемого как "удаление этана").
Данное изобретение представляет собой новые средства обеспечения дополнительной ректификации (подобно тому, который применяют в патенте США № 4854955 и заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 12/772472 и 13/053792), которые могут быть легко добавлены на существующих установках переработки газа для увеличения выделения желаемых C3 компонентов, не требуя дополнительной прочности на сжатие или прочности при ректификации. Величина прироста этого увеличенного выделения зачастую является значительной. Для примеров, приведенных ниже, добавочный доход от возможности дополнительного выделения выше соответствующего известного уровня техники находится в диапазоне US$ 575000 - US$ 1120000 [€ 430000 - € 835000] в год с применением средней величины прироста US$ 0,74-1,08 на галлон [€ 145-214 на м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами.
Данное изобретение также объединяет то, что до сих пор отдельные элементы оборудования находились в общем корпусе, таким образом снижая требования не только к площади земельного участка, но и к капитальным затратам при добавлении. Неожиданным образом заявителями было обнаружено, что более компактное расположение также значительно увеличивает выделение продукта при заданной потребляемой мощности, посредством чего увеличивая эффективность способа и снижая стоимость эксплуатации оборудования. Кроме того, более компактное расположение также устраняет большую часть трубопроводов, применяемых для соединения отдельных элементов оборудования в традиционных конструкциях установок, дополнительное снижение капитальных затрат, а также устранение связанных фланцевых соединений трубопроводов. Учитывая тот факт, что фланцы трубопроводов представляют собой потенциальный источник утечки углеводородов (которые являются летучими органическими соединениями, ЛОС, которые вносят вклад в парниковые газы и также могут быть прекурсорами образования озона в атмосфере), устранение этих фланцев снижает вероятность выбросов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.
В соответствии с данным изобретением было обнаружено, что могут быть получены выделения C2 свыше 89%. Аналогичным образом, в тех случаях, когда выделение C2 компонентов не является желательным, выделения C3 могут поддерживаться свыше 99%. Данное изобретение, хоть и применимо при более низких давлениях и более высоких температурах, является особенно предпочтительным при обработке сырьевых газов в диапазоне 400-1500 фунтов на кв. дюйм [2758-10342 кПа(абс.)] или выше при условиях, которые требуют температуры верхнего погона колонны для регенерации ШФЛУ в -50°F [-46°C] или ниже.
Для лучшего понимания данного изобретения приведена ссылка на следующие примеры и графические материалы. Ссылаясь на графические материалы:
На ФИГ.1, 2 и 3 проиллюстрированы блок-схемы установок по переработке природного газа известного уровня техники в соответствии с патентом США № 4157904 или 4278457;
На ФИГ.4, 5 и 6 проиллюстрированы блок-схемы установок по переработке природного газа, адаптированные для применения данного изобретение; и
На ФИГ.7 и 8 проиллюстрированы блок-схемы, иллюстрирующие альтернативные способы применения данного изобретения в установке по переработке природного газа.
В последующем объяснении вышеуказанных фигур, таблиц приводятся обобщения скоростей потока, рассчитанных для типичных условий способа. В таблицах, приведенных в данном документе, величины скоростей потока (в молях за час) для удобства были округлены до ближайшего целого числа. Суммарные скорости потока, показанные в таблицах, включают все неуглеводородные компоненты и, следовательно, являются, как правило, большими, чем суммарные скорости потока углеводородных компонентов. Указанные температуры являются приблизительными величинами, округленными до ближайшего градуса. Также следует отметить, что проектные расчеты по способу, выполненные для сравнения способов, приведенных на фигурах, основаны на предположении об отсутствии утечки тепла из (или в) окружающей среды к (или от) процессу. Качество коммерчески доступных изолирующих материалов делает это очень разумным допущением и его, как правило, делает специалист в данной области техники.
Для удобства, параметры способа приведены и в традиционных британских единицах, и в единицах Международной системе единиц (СИ). Молярные скорости потока, приведенные в таблицах, могут быть выражены либо в фунтах молей в час, либо в килограммах молей в час. Потребление электроэнергии, выраженное в лошадиных силах (л.с.) и/или тысячах британских тепловых единиц в час (МБТЕ/ч), соответствует заявленным молярным скоростям потока в фунтах молей в час. Потребление электроэнергии, выраженные в киловаттах (кВт), соответствуют заявленным молярным скоростям потока в килограммах моль в час.
ОПИСАНИЕ ИЗВЕСТНОГО УРОВНЯ ТЕХНИКИ
На ФИГ.1 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая конструкцию перерабатывающей установки для выделения C2+ компонентов из природного газа с применением известного уровня техники согласно патенту США № 4157904 или 4278457. В этом моделировании способа, входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31. При условии, что входной газ содержит концентрацию серосодержащих соединений, которые могли бы препятствовать потокам продукта, исходя из соответствия спецификациям, серосодержащие соединения удаляют с помощью соответствующей предварительной обработки сырьевого газа (не проиллюстрировано). Кроме того, сырьевой поток обычно подвергают дегидратации, чтобы предотвратить образование гидрата (льда) при криогенных условиях. Для этой цели обычно применяют твердый адсорбент.
Сырьевой поток 31 охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газом (поток 39a), жидкостями ребойлера деметанизатора при 44°F [7°C] (поток 41) и жидкостями из боковых ребойлеров деметанизатора при -49°F [-45°C] (поток 40). (В некоторых случаях может быть выгодным применение одного или более дополнительных внешних охлаждающих потоков, как показано пунктирной линией.) Поток 31a затем поступает в сепаратор 11 при -24°F [-31°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37. Жидкость (поток 33) из сепаратора 11 необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. (Поток 35 может содержать от 0% до 100% жидкости из сепаратора в потоке 33. Если поток 35 содержит любую часть жидкости из сепаратора, то способ на ФИГ. 1 является соответствующим патенту США № 4157904. В противном случае, способ на ФИГ. 1 является соответствующим патенту США № 4278457.) В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 1, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 31% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -134°F [-92°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 395 фунтов на кв. дюйм [2721 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 1, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -140°F [-96°C] и его подают в отделение сепаратора 17a в верхней зоне ректификационной колонны 17. Жидкости, отделенные в нем, становятся верхней подачей в отделение 17b для деметанизации.
Оставшиеся 69% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -95°F [-70°C]. Типичные коммерчески доступные экспандеры способны выделять порядка 80-85% работы теоретически доступными при идеальном изоэнтропическом расширении. Выделенная работа часто применяется для приведения в движение центробежного компрессора (такого как изделие 15), который может быть применен для повторного сжатия остаточного газа (поток 39b), например. Частично конденсированный расширенный поток 37a после этого подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.
Деметанизатор в колонне 17 представляет собой обычную дистилляционную колонну, содержащую множество расположенных вертикально с промежутками тарелок, один или более уплотненных слоев или некоторую комбинацию тарелок и уплотнительного состава. Как это часто бывает в установках для переработки природного газа, ректификационная колонна может состоять из двух отделений. Верхнее отделение 17a представляет собой сепаратор, в котором частично парообразную верхнюю подачу разделяют на ее соответствующие парообразные и жидкие части, и в котором пар, поднимающийся из нижнего дистилляционного отделения или отделения 17b для деметанизации, объединяют с парообразной частью верхней подачи, чтобы образовывать холодный пар верхнего погона деметанизатора (поток 39), который выходит из верхней части колонны. Нижнее отделение 17b для деметанизации содержит тарелки и/или уплотнительный состав и обеспечивает необходимый контакт между жидкостями, падающими вниз, и парами, поднимающимися вверх. Отделение 17b для деметанизации также содержит ребойлеры (такие как ребойлер и боковой ребойлер, описанный ранее, и дополнительный ребойлер 18), который нагревает и испаряет часть жидкостей, стекающих в колонне, чтобы обеспечить освобождение паров, поднимающихся в колонне, чтобы освободить жидкий продукт, поток 42, от метана и легких компонентов.
Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части колонны при 67°F [19°C], основываясь на типичной спецификации соотношения метан-этан 0,010:1 на основе молярной концентрации в кубовом продукте. Остаточный газ (поток 39 пара верхнего погона деметанизатора) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -139°F [-95°C] до -37°F [-38°C] (поток 39a), и в теплообменнике 10, где его нагревают до 91°F [33°C] (поток 39b). Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях. Первая секция представляет собой компрессор 15, приводимый в движение с помощью расширительной машины 14. Вторая секция представляет собой компрессор 19, приводимый в движение с помощью дополнительного источника энергии, который сжимает остаточный газ (поток 39d) до давления линии сбыта. После охлаждения до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)], достаточном для удовлетворения требований линии (обычно порядка давления на входе).
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 1, изложено в следующей таблице:
Таблица I
(ФИГ. 1)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12202 504 183 82 13281
33 196 42 50 147 445
34 3909 161 59 26 4255
36 4105 203 109 173 4700
37 8293 343 124 56 9026
39 12393 55 5 1 12636
42 5 491 228 228 1090
Выделения*
Этан 89,85%
Пропан 98,05%
Бутаны+ 99,71%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5569 л.с. [ 9155 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
На ФИГ. 2 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая один способ, в соответствии с которым может быть скорректирована конструкция перерабатывающей установки на ФИГ. 1 для функционирования с более низким уровнем выделения C2 компонента. Это является общим требованием, если относительные величины природных газообразных и жидких углеводородов являются переменными, что делает выделение C2 компонентов порой невыгодным. Способ, приведенный на ФИГ. 2, был применен по отношению к тому же составу сырьевого газа и условиям, что и описанный ранее в случае ФИГ. 1. Однако, при моделировании способа, приведенного на ФИГ. 2, условия эксплуатации способа были скорректированы для того, чтобы удалить почти все C2 компонентов в остаточном газе, нежели для того, чтобы выделить их в продукте кубовой жидкости из ректификационной колонны.
В этом моделировании способа, входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31 и его охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газовым потоком 39a. (Одним из следствий эксплуатации способа на ФИГ. 2 для удаления почти всех из C2 компонентов в остаточном газе является то, что температуры жидкостей, стекающих в ректификационной колонне 17, являются намного более высокими, так, что поток 40 из бокового ребойлера и поток 41 из ребойлера больше не может быть применен для охлаждения входного газа, и все тепло, затрачиваемое на испарение в колонне, должно быть подано с помощью дополнительного ребойлера 18.) Охлажденный поток 31a поступает в сепаратор 11 при 2°F [-17°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37, а жидкость (поток 33) необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 2, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 24% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -102°F [-75°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 398 фунтов на кв. дюйм [2747 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 2, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -137°F [-94°C] и его подают в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи.
Оставшиеся 76% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -71°F [-57°C], перед тем, как его подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.
Следует отметить, что при условии,что ректификационная колонна 17 функционирует для удаления C2 компонентов в остаточный газообразный продукт, как проиллюстрировано на ФИГ. 2, колонну обычно называют деэтанизатором и ее нижнее отделение 17b называют отделением для деэтанизации. Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части деэтанизатора 17 при 230°F [110°C], основываясь на типичной спецификации соотношения этан-пропан 0,020:1 на основе молярной концентрации в кубовом продукте. Остаточный газ (поток пара верхнего погона деэтанизатора 39) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -108°F [-78°C] до -36°F [-38°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 99°F [37°C] (поток 39b), поскольку он обеспечивает охлаждение таким образом, как описано ранее. Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях, компрессоре 15, приводимом в движение с помощью расширительной машины 14, и компрессоре 19, приводимом в движение с помощью дополнительного источника энергии. После того, как поток 39d охлаждают до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)].
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 2, изложено в следующей таблице:
Таблица II
(ФИГ. 2)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12304 526 208 117 13470
33 94 20 25 112 256
34 3040 130 51 29 3328
36 3134 150 76 141 3584
37 9264 396 157 88 10142
39 12398 542 15 2 13276
42 0 4 218 227 450
Выделения*
Пропан 93,60%
Бутаны+ 99,12%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
Для экономических показателей продукта в некоторых случаях является предпочтительным удаление только части C2 компонентов в остаточный газообразный продукт. На ФИГ. 3 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая один способ, в соответствии с которым может быть скорректирована конструкция перерабатывающей установки на ФИГ. 1 для функционирования со средним уровнем выделения C2 компонента. Способ, показанный на ФИГ. 3, был применен по отношению к тому же составу сырьевого газа и условиям, что и описанный ранее в случае ФИГ. 1 и 2. Однако при моделировании способа, приведенного на ФИГ. 3, условия эксплуатации способа были скорректированы для того, чтобы выделить около половины C2 компонентов в продукте кубовой жидкости из ректификационной колонны по сравнению с количеством C2 компонентов, выделенных с помощью способа на ФИГ. 1.
В этом моделировании способа входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31 и его охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газовым потоком 39a и жидкостями из боковых ребойлеров деметанизатора при 63°F [17°C] (поток 40). (При уровне выделения C2 компонента способа на ФИГ. 3, поток 40 из бокового ребойлера является все еще достаточно холодным для того, чтобы быть применимым для охлаждения входного газа, снижая количество тепла, затрачиваемого на испарение в колонне, которое должно быть подано с помощью дополнительного ребойлера 18.) Охлажденный поток 31a поступает в сепаратор 11 при 8°F [-14°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37, а жидкость (поток 33) необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 3, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 27% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -120°F [-85°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 384 фунтов на кв. дюйм [2644 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 3, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -141°F [-96°C] и его подают в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи.
Оставшиеся 73% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -69°F [-56°C], перед тем, как его подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.
Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части колонны при 130°F [54°C]. Остаточный газ (поток пара верхнего погона деэтанизатора 39) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -122°F [-86°C] до -29°F [-34°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 86°F [30°C] (поток 39b), поскольку он обеспечивает охлаждение таким образом, как описано ранее. Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях, компрессоре 15, приводимом в движение с помощью расширительной машины 14, и компрессоре 19, приводимом в движение с помощью дополнительного источника энергии. После того, как поток 39d охлаждают до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)].
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 3, изложено в следующей таблице:
Таблица III
(ФИГ. 3)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12316 529 211 124 13496
33 82 17 22 105 230
34 3351 144 57 34 3671
36 3433 161 79 139 3901
37 8965 385 154 90 9825
39 12398 300 8 1 13025
42 0 246 225 228 701
Выделения*
Этан 45,00%
Пропан 96,51%
Бутаны+ 99,56%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5564 л.с. [ 9147 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
ОПИСАНИЕИЗОБРЕТЕНИЯ
Пример 1
В тех случаях, когда уровень выделения C2 компонента в жидком продукте должен быть снижен (как в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 2, описанном ранее, к примеру), данное изобретение дает значительные преимущества в эффективности по сравнению с известным в уровне техники способом, приведенном на ФИГ. 2. На ФИГ. 4 проиллюстрирована блок-схема способа известного уровня техники, приведенного на ФИГ. 2, который был адаптирован для применения данного изобретения. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, были скорректированы таким образом, как показано, чтобы снизить содержание этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 2. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ. 4, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 2. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 4, можно сравнить со способом, приведенным на ФИГ. 2, для иллюстрации преимуществ по данному изобретению.
Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 4, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 2. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 4, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 402 фунтов на кв. дюйм [2774 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 4, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -138°F [-94°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. Эти средства тепло и массо обмена могут состоять из теплообменника радиаторного типа и трубчатого теплообменника, пластинчатого теплообменника, теплообменника алюминиевого паяного типа или теплообменного устройства другого типа, в том числе многоходовых и/или многофункциональных теплообменников. Средства тепло и массо обмена сконфигурированы для того, чтобы обеспечить теплообмен между объединенным потоком пара, который течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена, и однократно расширенным по существу конденсированным потоком 36b, стекающим вниз, таким образом, что объединенный поток пара охлаждается, тогда как нагревается расширенный поток. По мере того, как объединенный поток пара охлаждают, часть его является конденсированной и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх сквозь средства тепло и массо обмена. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.
Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и существуют средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a при -105°F [-76°C]. Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона ,чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью насоса 21, таким образом, что поток 152a при -102°F [-75°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -117°F [-83°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 2.
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 4, изложено в следующей таблице:
Таблица IV
(ФИГ. 4)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12318 529 212 125 13499
33 80 17 21 104 227
34 3570 153 61 36 3912
36 3650 170 82 140 4139
37 8748 376 151 89 9587
39 9525 856 31 4 10699
152 777 485 112 144 1578
151 12398 541 1 0 13260
42 0 5 232 229 466
Выделения*
Пропан 99,65%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
Сравнение Таблиц II и IV показывает, что по сравнению с известным уровнем техники, данное изобретение улучшает выделение пропана с 93,60% до 99,65% и выделение бутана+ с 99,12% до 100,00%. Экономический эффект от этих улучшенных выделений является значительным. Применяя среднюю величину прироста $ 1,08/галлон [€ 214/м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами, улучшенные выделения представляют более чем US$ 1120000 [€ 835000] дополнительного годового дохода для оператора установки. Сравнение Таблиц II и IV дополнительно показывает, что указанные увеличенные выходы продукта достигают с применением такой же мощности, что и в известном уровне техники. С точки зрения эффективности выделения (определяется количеством C3 компонентов и тяжелых компонентов, выделенных на единицу мощности), данное изобретение представляет более чем 3% усовершенствование по сравнению с известным уровнем техники из способа, приведенного на ФИГ. 2.
Усовершенствование эффективности выделения, предлагаемые данным изобретением, свыше известного уровня техники из способа, приведенного на ФИГ. 2, существует в первую очередь из-за непрямого охлаждения пара колонны, обеспечиваемого с помощью однократно расширенного потока 36b в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки, а не прямого-контактного охлаждения, который характеризует поток 36b в способе известного уровня техники на ФИГ. 2. Хотя поток 36b является достаточно холодным, он не является идеальным потоком флегмы, потому что он содержит значительные концентрации C3 компонентов и C4+ компонентов, которые деэтанизатор 17 должен захватывать, что приводит к потерям этих желательных компонентов, вследствие равновесных эффектов в верхней части колонны 17 в случае способа известного уровня техники на ФИГ. 2. В случае данного изобретения, показанного на ФИГ. 4, однако, не существует никаких преодолеваемых равновесных эффектов, потому что нет прямого контакта между однократно расширенным потоком 36b и объединенным потоком пара, который должен быть ректифицирован.
Данное изобретение имеет дополнительное преимущество применения средств тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a для одновременного охлаждения объединенного потока пара и конденсирования из него тяжелых углеводородных компонентов, обеспечивая более эффективную ректификацию, чем с применением флегмы в обычной дистилляционной колонне. В результате, больше C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов могут быть удалены из объединенного потока пара с применением охлаждения, доступного в расширенном потоке 36b, чем это возможно с применением обычного массообменного оборудования и обычного теплообменного оборудования.
Данное изобретение предлагает два других преимущества по сравнению с известным уровнем техники, в дополнение к увеличению эффективности переработки. Во-первых, компактное расположение установки 117 для обработки по данному изобретению заменяет три отдельных элемента оборудования в известном уровне техники патента США № 4854955 (теплообменник 23, верхнее абсорбирующее отделение в верхней части дистилляционной колонны 24 и емкость для флегмы 26 на ФИГ. 4 патента США № 4854955) одним элементом оборудования (установкой 117 для обработки на ФИГ. 4 по данному изобретению). Это снижает требования к площади земельного участка и устраняет соединительный трубопровод, уменьшая капитальные затраты на модификации обрабатывающей установки для применения данного изобретения. Во-вторых, устранение соединительного трубопровода означает, что обрабатывающая установка, модифицированная для того, чтобы применять данное изобретение, имеет гораздо меньше фланцевых соединений, по сравнению с предшествующим уровнем техники в патенте США № 4854955, снижая число потенциальных источников утечки в установке. Углеводороды представляют собой летучие органические соединения (ЛОС), некоторые из которых классифицируются как парниковые газы, а некоторые из которых могут быть прекурсорами образования озона в атмосфере, что означает, что данное изобретение снижает вероятность утечек в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.
Одним дополнительным преимуществом по данному изобретению является то, насколько легко оно может быть включено в существующую установку по переработке газа для достижения превосходной производительности, описанной выше. Как продемонстрировано на ФИГ. 4, в существующей установке необходимы только два соединения (обычно упоминаемые как "врезки"): для однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b (представленного пунктирной линией между потоком 36b и потоком 152a, который выводится из эксплуатации) и для потока 39 пара верхнего погона колонны (представленного пунктирной линией между потоком 39 и потоком 151, который выводится из эксплуатации). Существующая установка может продолжать функционировать, в то время как новую установку 117 для обработки устанавливают возле ректификационной колонны 17, только с короткой остановкой установки после завершения установки, чтобы сделать новые врезки в эти две существующие линии. Установка может быть затем перезапущена, со всем оставшимся в эксплуатации оборудованием, функционирующим точно таким же образом, как и раньше, за исключением того, что выделение продукта теперь является более высоким без увеличения мощности компримирования остаточного газа.
Пример 2
Данное изобретение также предлагает преимущества при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является удаление только части C2 компонентов в остаточный газообразный продукт. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, могут быть изменены таким образом, как иллюстрировано на ФИГ. 5 для увеличения содержания этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 3. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ. 5, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 3. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 5, может быть сравним со способом, приведенным на ФИГ. 3, для дополнительной иллюстрации преимуществ по данному изобретению.
Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 5, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 3. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 5, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 390 фунтов на кв. дюйм [2691 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 5, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -141°F [-96°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. По мере того, как объединенный поток пара течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена и охлаждается, часть его конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует, чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.
Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и в ректификационном отделении 117a при -136°F [-93°C] существуют средства тепло и массо обмена. Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона для того, чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью насоса 21, таким образом, что поток 152a при -133°F [-92°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -128°F [-89°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 3.
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 5, изложено в следующей таблице:
Таблица V
(ФИГ. 5)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12317 529 212 124 13497
33 81 17 21 105 229
34 3632 156 63 37 3980
36 3713 173 84 142 4209
37 8685 373 149 87 9517
39 10689 425 12 1 11435
152 2004 298 95 143 2627
151 12398 300 1 0 13017
42 0 246 232 229 709
Выделения*
Этан 45,00%
Пропан 99,65%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
Сравнение Таблиц III и V показывает, что по сравнению с известным уровнем техники, данное изобретение улучшает выделение пропана с 96,51% до 99,65% и выделение бутана+ с 99,56% до 100,00%. Экономический эффект от этих улучшенных выделений является значительным. Применяя среднюю величину прироста $ 0,74/галлон [€ 145/м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами, улучшенные выделения представляют более чем US$ 575000 [€ 430000] дополнительного годового дохода для оператора установки. Сравнение Таблиц III и V дополнительно показывает, что указанные увеличенные выходы продукта достигают с применением такой же мощности, что и в известном уровне техники. С точки зрения эффективности выделения (определяется количеством C3 компонентов и тяжелых компонентов, выделенных на единицу мощности), данное изобретение представляет более чем 2% усовершенствование по сравнению с известным уровнем техники из способа, приведенного на ФИГ. 3.
Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, обеспечивает те же самые преимущества, связанные с эффективностью переработки и компактным расположением установки 117 для обработки, что и вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 4. Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, преодолевает ограничения, связанные с равновесным зарасширенным потоком 36b в известном уровне техники из способа, приведенного на ФИГ. 3, для удаления тяжелых компонентов из пара верхнего погона колонны посредством непрямого охлаждения и одновременного массообмена в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки. Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, также заменяет три отдельных элемента оборудования в известном уровне техники способа патента США № 4854955 одним элементом оборудования (установкой 117 для обработки на ФИГ. 5). Это снижает требования к площади земельного участка и устраняет соединительный трубопровод, уменьшая капитальные затраты для модификации существующей обрабатывающей установки для применения этого варианта реализации изобретения по данному изобретению, одновременно с этим также уменьшая потенциал утечек углеводородов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.
Пример 3
Данное изобретение также может функционировать, чтобы выделить максимальное количество C2 компонентов в жидком продукте. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, могут быть изменены таким образом, как проиллюстрировано на ФИГ. 6, для увеличения содержание этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 1. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ  6, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 1. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 6, можно сравнить со способом, приведенным на ФИГ. 1.
Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 6, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 1. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 6, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 396 фунтов на кв. дюйм [2731 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 6, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -140°F [-96°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. По мере того, как объединенный поток пара течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена и охлаждается, часть его конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует, чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.
Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и существуют средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a при -141°F [-96°C]. (Следует отметить, что температура потока 36b при его нагревании падает незначительно, ввиду перепада давления за счет применения средств тепло и массо обмена и получаемого испарения некоторого количества жидкого метана, содержащегося в потоке.) Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона для того, чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью средства накачки 21, таким образом, что поток 152a при -141°F [-96°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Количество и температура указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, являются эффективными для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости, причем средства контроля адаптированы для регулирования количества и температуры указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.
Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -139°F [-95°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 1.
Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 6, изложено в следующей таблице:
Таблица VI
(ФИГ. 6)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12200 503 183 82 13278
33 198 43 50 147 448
34 3784 156 57 25 4118
36 3982 199 107 172 4566
37 8416 347 126 57 9160
39 12265 55 5 1 12508
152 3854 198 107 172 4432
151 12393 56 5 1 12642
42 5 490 228 228 1084
Выделения*
Этан 89,79%
Пропан 98,03%
Бутаны+ 99,71%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5569 л.с. [ 9155 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)
Сравнение Таблиц I и VI показывает, что данное изобретение достигает по существу те же самые уровни выделения, что и в известном уровне техники, тогда как способ функционирует для того, чтобы выделить максимальное количество C2 компонентов. При функционировании таким образом, температурный напор в случае непрямого охлаждения и одновременного массообмена в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки является очень низким, поскольку температура потока 39 верхнего погона колонны является почти такой же, как и температура однократно расширенного потока 36b, снижая эффективность ректификационного отделения 117a. Хотя при функционировании данного изобретения таким образом и нет никакого усовершенствования выделений компонентов по сравнению с известным уровнем техники, какое-либо их понижение также отсутствует. Это означает, что нет никакого ухудшения, при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является функционирование установки для выделения максимального количества C2 компонентов в жидком продукте, но установка обладает всеми преимуществами, описанными ранее в примерах 1 и 2, при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является функционирование установки для удаления некоторых или всех из C2 компонентов в остаточный газообразный продукт.
Другие варианты реализации изобретения
Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать также установке гидравлического насоса внутри установки для обработки для дополнительного снижения количества элементов оборудования и требований к площади земельного участка. Подобный вариант реализации изобретения показан на ФИГ. 7 с насосом 121, установленным внутри установки 117 для обработки, как показано, чтобы направить объединенный поток жидкости из отделения 117b сепаратора к верхней точки подачи колонны 17 посредством трубопровода 152. И насос, и его приводное устройство могут быть установлены внутри установки для обработки, если применяют погружной насос или герметичный насос, или внутри установки для обработки может быть установлен только сам насос (с применением магнитно-связанного приводного устройства для насоса, к примеру). Для того или иного варианта, вероятность утечек углеводородов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде, уменьшается еще больше.
Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать размещению установки для обработки при более высоком поднятии, чем верхняя точка подачи на ректификационной колонне 17. В таких случаях, это может быть возможным в случае объединенного потока 152 жидкости, чтобы течь к точке верхней подачи на ректификационной колонне 17 с помощью гравитационного напора, как продемонстрировано на ФИГ. 8, устраняя необходимость в насосе 21/121, показанном на ФИГ. 4, всех 7 вариантов реализации изобретения.
В данном изобретении предложено улучшенное выделение C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов на величине потребления энергоресурсов, необходимых для работы способа. Усовершенствование потребления энергоресурсов, необходимых для работы способа, может появиться в виде сниженных потребляемых мощностей для компрессии или рекомпрессии, сниженных потребляемых мощностей для внешнего охлаждения, сниженных потребляемых мощностей для дополнительного нагревания или их комбинации.
Тогда как в данном документе были описаны, как полагают, предпочтительные варианты реализации изобретения, специалисту в данной области техники будет понятно, что в них могут быть внесены другие и дополнительные модификации, например, чтобы приспособить изобретение к различным условиям, видам сырья или другим требованиям без отхода от объема данного изобретения, как определено в формуле изобретения.

Claims (58)

1. Способ разделения газового потока, содержащего метан, C2 компоненты, C3 компоненты и тяжелые углеводородные компоненты, на летучую остаточную газовую фракцию и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть указанных C2 компонентов, C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов или указанных C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов, согласно которому
(a) указанный газовый поток обрабатывают на одном или более этапах теплообмена и по меньшей мере одном этапе разделения для получения по меньшей мере первого потока, который был охлажден под давлением для, по существу, его полной конденсации , и по меньшей мере второго потока, который был охлажден под давлением;
(b) указанный, по существу, конденсированный первый поток расширяют до более низкого давления, посредством чего он дополнительно охлаждается, и после этого подают в положение верхней подачи на дистилляционной колонне, которая выполнена с возможностью произведения, по меньшей мере, потока пара верхнего погона и потока кубовой жидкости;
(c) указанный охлажденный второй поток расширяют до указанного низкого давления и после этого подают в указанную дистилляционную колонну в положение для подачи в середине колонны; и,
(d) по меньшей мере, указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и указанный расширенный второй поток фракционируют в указанной дистилляционной колонне при указанном низком давлении, в результате чего компоненты указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости и указанную летучую остаточную газообразную фракцию выпускают в виде указанного потока пара верхнего погона;
в котором
(1) указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток нагревают в средствах тепло- и массообмена, расположенных в установке для обработки, и после этого выпускают в виде парообразной фракции и жидкой фракции;
(2) указанный поток пара верхнего погона объединяют с указанной парообразной фракцией для образования объединенного потока пара;
(3) указанный объединенный поток пара охлаждают в указанных средствах тепло- и массообмена, посредством чего подают по меньшей мере часть тепла этапа (1) с одновременным конденсированием менее летучих компонентов из указанного объединенного потока пара, посредством чего формируют конденсированный поток и остаточный поток пара и таким образом выпускают указанный остаточный поток пара из указанной установки для обработки в виде указанной летучей остаточной газовой фракции;
(4) указанный конденсированный поток объединяют с указанной жидкой фракцией для образования объединенного потока жидкости;
(5) указанный объединенный поток жидкости подают к указанному положению верхней подачи указанной дистилляционной колонны; и
(6) количество и температура указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, являются эффективными для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны, при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.
2. Способ по п. 1, в котором указанный объединенный поток жидкости подают к указанному положению верхней подачи указанной дистилляционной колонны с применением средств накачки.
3. Способ по п. 2, в котором указанные средства накачки расположены в указанной установке для обработки.
4. Способ по пп. 1, 2 или 3, в котором
(1) указанный газовый поток охлаждают под давлением на указанном одном или более этапах теплообмена, достаточных для его частичного конденсирования;
(2) указанный частично конденсированный газовый поток отделяют, посредством чего обеспечивают поток пара и по меньшей мере один поток жидкости;
(3) указанный поток пара разделяют на указанном по меньшей мере одном этапе разделения для получения по меньшей мере первого потока пара и второго потока пара;
(4) указанный первый поток пара охлаждают под давлением на указанном одном или более этапах теплообмена для, по существу, его полной конденсации и таким образом образуют указанный, по существу, конденсированный первый поток;
(5) указанный второй поток пара расширяют до указанного низкого давления, таким образом образуют указанный расширенный второй поток;
(6) по меньшей мере часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости расширяют до указанного низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в нижнее положение для подачи в середине колонны ниже указанного положения для подачи в середине колонны; и,
(7) по меньшей мере, указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток, указанный расширенный второй поток и указанный расширенный поток жидкости фракционируют в указанной дистилляционной колонне при указанном низком давлением, в результате чего компоненты указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.
5. Способ по п. 4, в котором
(1) указанный первый поток пара объединяют по меньшей мере с частью указанного по меньшей мере одного потока жидкости для образования объединенного потока, после чего указанный объединенный поток охлаждают под давлением на указанном одном или более этапах теплообмена для, по существу, его полной конденсации и после этого расширяют до указанного низкого давления, в результате чего он дополнительно охлаждается;
(2) указанный расширенный охлажденный объединенный поток нагревают в указанных средствах тепло- и массообмена и после этого выпускают в виде указанной парообразной фракции и указанной жидкой фракции; и
(3) любую оставшуюся часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости расширяют до указанного низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в указанное нижнее положение для подачи в середине колонны.
6. Устройство для разделения газового потока, содержащего метан, C2 компоненты, C3 компоненты и тяжелые углеводородные компоненты, на летучую остаточную газовую фракцию и относительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть указанных C2 компонентов, C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов или указанных C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов, содержащее
(a) одно или более средств теплообмена и по меньшей мере одно средство для разделения для получения по меньшей мере первого потока, который был охлажден под давлением для, по существу, его полной конденсации , и по меньшей мере второго потока, который был охлажден под давлением;
(b) первые средства для расширения, соединенные для получения указанного, по существу, конденсированного первого потока под давлением и расширяющие его до более низкого давления, в результате чего указанный первый поток дополнительно охлаждается;
(c) дистилляционную колонну, соединенную с указанными первыми средствами для расширения для получения указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока в положении верхней подачи, с указанной дистилляционной колонной, вырабатывающей, по меньшей мере, поток пара верхнего погона и поток кубовой жидкости;
(d) вторые средства для расширения, соединенные для получения указанного охлажденного второго потока под давлением и его расширения до указанного низкого давления;
(e) указанная дистилляционная колонна дополнительно соединена с указанными вторыми средствами для расширения для получения указанного расширенного второго потока в положение для подачи в середине колонны; и
(f) указанная дистилляционная колонна адаптирована для фракционирования, по меньшей мере, указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока и указанного расширенного второго потока при указанном низком давлением, в результате чего компоненты указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости, а указанную летучую остаточную газообразную фракцию выпускают в виде указанного потока пара верхнего погона;
в котором
(1) средства тепло- и массообмена расположены в установке для обработки и соединены с указанными первыми средствами для расширения для получения указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока и нагревания его, и после этого выпуска указанного нагретого расширенного первого потока в виде парообразной фракции и жидкой фракции;
(2) первые средства для объединения расположены в указанной установке для обработки, соединенной с указанной дистилляционной колонной и с указанными средствами тепло- и массообмена для получения указанного потока пара верхнего погона и указанной парообразной фракции и образования объединенного потока пара;
(3) указанные средства тепло- и массообмена дополнительно соединены с указанными первыми средствами для объединения для получения указанного объединенного потока пара и его охлаждения, посредством чего подают по меньшей мере часть тепла элемента (1) с одновременным конденсированием менее летучих компонентов из указанного объединенного потока пара, таким образом образуют конденсированный поток и остаточный поток пара, а после этого выпускают указанный остаточный поток пара из указанной установки для обработки в виде указанной летучей остаточной газовой фракции;
(4) вторые средства для объединения расположены в указанной установке для обработки, соединенной с указанными средствами тепло- и массообмена для получения указанного конденсированного потока и указанной парообразной фракции и образования объединенного потока пара;
(5) указанные вторые средства для объединения дополнительно соединены с указанной дистилляционной колонной для подачи указанного объединенного потока жидкости к указанному положению верхней подачи указанной дистилляционной колонны; и
(6) средства контроля адаптированы для регулирования количества и температуры указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны, при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.
7. Устройство по п. 6, в котором
(1) средства накачки соединены с указанными вторыми средствами для объединения для получения указанного объединенного потока жидкости и нагнетания его до более высокого давления; и
(2) указанные устройства накачки дополнительно соединены с указанной дистилляционной колонной для подачи указанного объединенного потока жидкости к указанному положению верхней подачи указанной дистилляционной колонны.
8. Устройство по п. 7, в котором указанные средства накачки расположены в указанной установке для обработки.
9. Устройство по пп. 6, 7 или 8, в котором
(1) указанное одно или более средств теплообмена адаптированы для охлаждения указанного газового потока под давлением, достаточным для его частичного конденсирования;
(2) средства для отделения соединены с указанным одним или более средствами теплообмена для получения указанного частично конденсированного газового потока и отделения его в поток пара и по меньшей мере один поток жидкости;
(3) указанное по меньшей мере одно средство для отделения соединено с указанными средствами для разделения и адаптировано для получения указанного потока пара и деления его по меньшей мере на первый поток пара и второй поток пара;
(4) указанное одно или более устройств теплообмена соединены с указанным по меньшей мере одним устройством для разделения и адаптированы для получения указанного первого потока пара и его достаточного охлаждения для его значительного конденсирования, и посредством этого образования указанного, по существу, конденсированного первого потока;
(5) указанные вторые средства для расширение соединены с указанным по меньшей мере одним средством для разделения и адаптированы для получения указанного второго потока пара и расширения его до указанного низкого давления, посредством этого образования указанного расширенного второго потока;
(6) третьи средства для расширения соединены с указанными средствами для отделения для получения по меньшей мере части указанного по меньшей мере одного потока жидкости и расширения его до указанного низкого давления, причем указанные третьи средства для расширения дополнительно соединены с указанной дистилляционной колонной для подачи указанного расширенного потока жидкости в указанную дистилляционную колонну в нижнее положение для подачи в середине колонны ниже указанного положения для подачи в середине колонны; и
(7) указанная дистилляционная колонна адаптирована для фракционирования, по меньшей мере, указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока, указанного расширенного второго потока и указанного расширенного потока жидкости при указанном низком давлением, в результате чего компоненты указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.
10. Устройство по п. 9, в котором
(1) третьи средства для объединения соединены с указанным по меньшей мере одним средством для разделения и указанными средствами для разделения для получения указанного первого потока пара и по меньшей мере части указанного по меньшей мере одного потока жидкости и образования объединенного потока;
(2) указанное одно или более средств теплообмена соединены с указанными третьими средствами для объединения и адаптированы для получения указанного объединенного потока и достаточного его охлаждения для его значительного конденсирования;
(3) указанные первые средства для расширения соединены с указанным одним или более средствами теплообмена и адаптированы для получения указанного, по существу, конденсированного объединенного потока и расширения его до указанного низкого давления, в результате чего он дополнительно охлаждается;
(4) указанные средства тепло и массообмена адаптированы для получения указанного расширенного дополнительно охлажденного объединенного потока и нагрева его, после этого выпускают указанный нагретый расширенный объединенный поток в виде указанной парообразной фракции и указанной жидкой фракции; и
(5) указанные третьи средства для расширения адаптированы для получения любой оставшейся части указанного по меньшей мере одного потока жидкости и расширения его до указанного низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в указанное нижнее положение для подачи в середине колонны.
RU2016113499A 2013-09-11 2014-08-18 Обработка газообразных углеводородов RU2674807C2 (ru)

Applications Claiming Priority (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201361876404P 2013-09-11 2013-09-11
US61/876,404 2013-09-11
US14/462,056 2014-08-18
US14/462,056 US9637428B2 (en) 2013-09-11 2014-08-18 Hydrocarbon gas processing
PCT/US2014/051544 WO2015038287A1 (en) 2013-09-11 2014-08-18 Hydrocarbon gas processing

Publications (3)

Publication Number Publication Date
RU2016113499A RU2016113499A (ru) 2017-10-16
RU2016113499A3 RU2016113499A3 (ru) 2018-05-25
RU2674807C2 true RU2674807C2 (ru) 2018-12-13

Family

ID=52626202

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2016113499A RU2674807C2 (ru) 2013-09-11 2014-08-18 Обработка газообразных углеводородов

Country Status (9)

Country Link
US (2) US9637428B2 (ru)
JP (1) JP6416264B2 (ru)
CN (1) CN105531552B (ru)
AU (1) AU2014318270B2 (ru)
CA (1) CA2923267C (ru)
MX (1) MX2016003093A (ru)
RU (1) RU2674807C2 (ru)
SG (1) SG11201600806UA (ru)
WO (1) WO2015038287A1 (ru)

Families Citing this family (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
MY179078A (en) 2013-09-11 2020-10-27 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
US9376801B1 (en) * 2015-04-17 2016-06-28 Solar Turbines Incorporated Modular deployment of gas compression facilities
WO2017019423A1 (en) * 2015-07-24 2017-02-02 Uop Llc Processes for producing a natural gas stream
CA2949012C (en) 2016-01-22 2018-02-20 Encana Corporation Process and apparatus for processing a hydrocarbon gas stream
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) * 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) * 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CN106753635B (zh) * 2016-12-06 2019-05-03 河北工业大学 同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法及设备
FR3066491B1 (fr) * 2017-05-18 2019-07-12 Technip France Procede de recuperation d'un courant d'hydrocarbures en c2+ dans un gaz residuel de raffinerie et installation associee
US11543180B2 (en) * 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11428465B2 (en) * 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US10976103B2 (en) * 2017-12-15 2021-04-13 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
MY195957A (en) 2019-03-11 2023-02-27 Uop Llc Hydrocarbon Gas Processing
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11448461B2 (en) * 2019-10-30 2022-09-20 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
JP2021182457A (ja) * 2020-05-18 2021-11-25 キオクシア株式会社 半導体記憶装置
WO2023137492A1 (en) * 2022-01-14 2023-07-20 Occidental Oil And Gas Corporation System and method for recovering hydrocarbon liquids from eor gaseous production streams

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2040293C1 (ru) * 1988-05-17 1995-07-25 Элкор Корпорейшн Способ и устройство для его осуществления (варианты)
RU2099654C1 (ru) * 1988-11-21 1997-12-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газов и устройство для его осуществления
US20050229634A1 (en) * 2004-04-15 2005-10-20 Abb Lummus Global Inc. Hydrocarbon gas processing for rich gas streams
US20080087041A1 (en) * 2004-09-14 2008-04-17 Denton Robert D Method of Extracting Ethane from Liquefied Natural Gas
US7713497B2 (en) * 2002-08-15 2010-05-11 Fluor Technologies Corporation Low pressure NGL plant configurations

Family Cites Families (93)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US33408A (en) 1861-10-01 Improvement in machinery for washing wool
US311402A (en) 1885-01-27 withing-ton
US3292380A (en) 1964-04-28 1966-12-20 Coastal States Gas Producing C Method and equipment for treating hydrocarbon gases for pressure reduction and condensate recovery
US3292980A (en) 1964-05-22 1966-12-20 Skf Ind Inc Rolling bearings
US3477915A (en) 1966-03-28 1969-11-11 Universal Oil Prod Co Fractionation column system operating with multiple level internal reboilers
US3508412A (en) 1966-08-12 1970-04-28 Mc Donnell Douglas Corp Production of nitrogen by air separation
US3625017A (en) 1968-06-07 1971-12-07 Mc Donnell Douglas Corp Separation of components of hydrogen and hydrocarbon mixtures by plural distillation with heat exchange
US3516261A (en) 1969-04-21 1970-06-23 Mc Donnell Douglas Corp Gas mixture separation by distillation with feed-column heat exchange and intermediate plural stage work expansion of the feed
DE2022954C3 (de) 1970-05-12 1978-05-18 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur Zerlegung von stickstoffhaltigem Erdgas
GB1475475A (en) 1974-10-22 1977-06-01 Ortloff Corp Process for removing condensable fractions from hydrocarbon- containing gases
US3983711A (en) 1975-01-02 1976-10-05 The Lummus Company Plural stage distillation of a natural gas stream
US4171964A (en) 1976-06-21 1979-10-23 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4157904A (en) 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4140504A (en) 1976-08-09 1979-02-20 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4251249A (en) 1977-01-19 1981-02-17 The Randall Corporation Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4185978A (en) 1977-03-01 1980-01-29 Standard Oil Company (Indiana) Method for cryogenic separation of carbon dioxide from hydrocarbons
US4127009A (en) 1977-05-12 1978-11-28 Allied Chemical Corporation Absorption heat pump absorber unit and absorption method
US4278457A (en) 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
FR2571129B1 (fr) 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
US4688399A (en) 1984-11-05 1987-08-25 Carrier Corporation Heat pipe array heat exchanger
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4854955A (en) 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
FR2649192A1 (fr) 1989-06-30 1991-01-04 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de transfert simultane de matiere et de chaleur
US5067330A (en) 1990-02-09 1991-11-26 Columbia Gas System Service Corporation Heat transfer apparatus for heat pumps
US5367884B1 (en) 1991-03-12 1996-12-31 Phillips Eng Co Generator-absorber-heat exchange heat transfer apparatus and method and use thereof in a heat pump
US5282507A (en) 1991-07-08 1994-02-01 Yazaki Corporation Heat exchange system
US5255528A (en) 1992-06-03 1993-10-26 Kim Dao Method and apparatus for recuperating waste heat in absorption systems
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5335504A (en) 1993-03-05 1994-08-09 The M. W. Kellogg Company Carbon dioxide recovery process
US5410885A (en) 1993-08-09 1995-05-02 Smolarek; James Cryogenic rectification system for lower pressure operation
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5713216A (en) 1995-06-06 1998-02-03 Erickson; Donald C. Coiled tubular diabatic vapor-liquid contactor
US5566554A (en) 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
RU2144556C1 (ru) 1995-06-07 2000-01-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газового потока и устройство для его осуществления (варианты)
US5675054A (en) 1995-07-17 1997-10-07 Manley; David Low cost thermal coupling in ethylene recovery
US5685170A (en) 1995-11-03 1997-11-11 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Propane recovery process
US5799507A (en) 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5983664A (en) 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5942164A (en) 1997-08-06 1999-08-24 The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy Combined heat and mass transfer device for improving separation process
US5890377A (en) 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process
US6182469B1 (en) 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6077985A (en) 1999-03-10 2000-06-20 Kellogg Brown & Root, Inc. Integrated deethanizer/ethylene fractionation column
US7310971B2 (en) 2004-10-25 2007-12-25 Conocophillips Company LNG system employing optimized heat exchangers to provide liquid reflux stream
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
US6361582B1 (en) 2000-05-19 2002-03-26 Membrane Technology And Research, Inc. Gas separation using C3+ hydrocarbon-resistant membranes
US20020166336A1 (en) 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
BR0114387A (pt) 2000-10-02 2004-02-17 Elcor Corp Processamento de hidrocarbonetos gasosos
FR2817766B1 (fr) 2000-12-13 2003-08-15 Technip Cie Procede et installation de separation d'un melange gazeux contenant du methane par distillation,et gaz obtenus par cette separation
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6742358B2 (en) 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
US6516631B1 (en) 2001-08-10 2003-02-11 Mark A. Trebble Hydrocarbon gas processing
US6565626B1 (en) 2001-12-28 2003-05-20 Membrane Technology And Research, Inc. Natural gas separation using nitrogen-selective membranes
US6945075B2 (en) 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
US6694775B1 (en) 2002-12-12 2004-02-24 Air Products And Chemicals, Inc. Process and apparatus for the recovery of krypton and/or xenon
US7484385B2 (en) 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
CA2515999C (en) 2003-02-25 2012-12-18 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US7107788B2 (en) 2003-03-07 2006-09-19 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Residue recycle-high ethane recovery process
US7159417B2 (en) * 2004-03-18 2007-01-09 Abb Lummus Global, Inc. Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams
US7204100B2 (en) 2004-05-04 2007-04-17 Ortloff Engineers, Ltd. Natural gas liquefaction
US7165423B2 (en) 2004-08-27 2007-01-23 Amec Paragon, Inc. Process for extracting ethane and heavier hydrocarbons from LNG
US7219513B1 (en) 2004-11-01 2007-05-22 Hussein Mohamed Ismail Mostafa Ethane plus and HHH process for NGL recovery
WO2006115597A2 (en) 2005-04-20 2006-11-02 Fluor Technologies Corporation Integrated ngl recovery and lng liquefaction
US9080810B2 (en) 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CA2653610C (en) 2006-06-02 2012-11-27 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US20080078205A1 (en) 2006-09-28 2008-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8590340B2 (en) 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8919148B2 (en) 2007-10-18 2014-12-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052136B2 (en) 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9074814B2 (en) 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
EA022672B1 (ru) 2009-02-17 2016-02-29 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Обработка углеводородного газа
US8881549B2 (en) 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8434325B2 (en) 2009-05-15 2013-05-07 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
AR076506A1 (es) * 2009-06-11 2011-06-15 Sme Products Lp Procesamiento de gases de hidrocarburos
MY162763A (en) * 2009-06-11 2017-07-14 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
AU2010259046A1 (en) 2009-06-11 2012-02-23 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9476639B2 (en) 2009-09-21 2016-10-25 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
US9021832B2 (en) * 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9068774B2 (en) 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
MY179078A (en) 2013-09-11 2020-10-27 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
US20160115101A1 (en) * 2014-10-27 2016-04-28 Uop Llc Methods and apparatuses for reforming of hydrocarbons including recovery of products using mixing devices
US9637426B2 (en) * 2014-10-27 2017-05-02 Uop Llc Methods and apparatuses for reforming of hydrocarbons including recovery of products using a recontacting zone

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2040293C1 (ru) * 1988-05-17 1995-07-25 Элкор Корпорейшн Способ и устройство для его осуществления (варианты)
RU2099654C1 (ru) * 1988-11-21 1997-12-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газов и устройство для его осуществления
US7713497B2 (en) * 2002-08-15 2010-05-11 Fluor Technologies Corporation Low pressure NGL plant configurations
US20050229634A1 (en) * 2004-04-15 2005-10-20 Abb Lummus Global Inc. Hydrocarbon gas processing for rich gas streams
US20080087041A1 (en) * 2004-09-14 2008-04-17 Denton Robert D Method of Extracting Ethane from Liquefied Natural Gas

Also Published As

Publication number Publication date
RU2016113499A3 (ru) 2018-05-25
CA2923267A1 (en) 2015-03-19
MX2016003093A (es) 2016-05-26
CA2923267C (en) 2020-09-15
US9927171B2 (en) 2018-03-27
WO2015038287A1 (en) 2015-03-19
SG11201600806UA (en) 2016-03-30
US20170191751A1 (en) 2017-07-06
US20150315104A2 (en) 2015-11-05
US9637428B2 (en) 2017-05-02
AU2014318270B2 (en) 2018-04-19
JP6416264B2 (ja) 2018-10-31
CN105531552B (zh) 2018-05-25
US20150073194A1 (en) 2015-03-12
RU2016113499A (ru) 2017-10-16
JP2016532072A (ja) 2016-10-13
CN105531552A (zh) 2016-04-27

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2674807C2 (ru) Обработка газообразных углеводородов
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
RU2753698C2 (ru) Переработка углеводородного газа
AU2014318270A1 (en) Hydrocarbon gas processing
KR102508735B1 (ko) 탄화수소 가스 처리
KR20100085980A (ko) 탄화수소 가스 처리
KR20120069729A (ko) 탄화수소 가스 처리공정
RU2738815C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR102508738B1 (ko) 탄화수소 가스 처리
RU2750719C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR101676069B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
KR101687851B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법

Legal Events

Date Code Title Description
PC41 Official registration of the transfer of exclusive right

Effective date: 20200228