RU2753698C2 - Переработка углеводородного газа - Google Patents

Переработка углеводородного газа Download PDF

Info

Publication number
RU2753698C2
RU2753698C2 RU2019108437A RU2019108437A RU2753698C2 RU 2753698 C2 RU2753698 C2 RU 2753698C2 RU 2019108437 A RU2019108437 A RU 2019108437A RU 2019108437 A RU2019108437 A RU 2019108437A RU 2753698 C2 RU2753698 C2 RU 2753698C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
stream
combined
expanded
components
vapor
Prior art date
Application number
RU2019108437A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2019108437A3 (ru
RU2019108437A (ru
Inventor
Джо Т. ЛИНЧ
Джон Д. УИЛКИНСОН
Хэнк М. ХАДСОН
Скотт А. МИЛЛЕР
Кайл Т. КЬЮЛЛАР
Эндрю Ф. ДЖОНК
У. Ларри ЛЬЮИС
Original Assignee
Юоп Ллк
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 Юоп Ллк filed Critical Юоп Ллк
Publication of RU2019108437A publication Critical patent/RU2019108437A/ru
Publication of RU2019108437A3 publication Critical patent/RU2019108437A3/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2753698C2 publication Critical patent/RU2753698C2/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
    • 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
    • F25J3/0204—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
    • F25J3/0214—Liquefied natural gas
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • 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
    • 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
    • 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
    • F25J3/0257—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 nitrogen
    • 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
    • F25J3/0295—Start-up or control of the process; Details of the apparatus used, e.g. sieve plates, packings
    • 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
    • F25J3/06—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by partial condensation
    • 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
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual 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
    • F25J2200/30—Processes or apparatus using separation by rectification using a side column in a single pressure 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
    • F25J2200/74—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
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/08—Cold compressor, i.e. suction of the gas at cryogenic temperature and generally without afterstage-cooler
    • 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
    • F25J2230/32—Compression of the product 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
    • 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
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop
    • 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
    • F25J2270/88—Quasi-closed internal refrigeration or heat pump cycle, if not otherwise provided
    • 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
    • F25J2280/00—Control of the process or apparatus
    • F25J2280/02—Control in general, load changes, different modes ("runs"), measurements
    • 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)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)

Abstract

Изобретение относится к способу и установке для разделения газового потока, содержащего метан, C2 компоненты, C3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты на летучую фракцию остаточного газа и сравнительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть вышеуказанных компонентов. Способ включает следующие стадии: (a) обработка вышеуказанного газового потока для получения первого потока и второго потока; (b) расширение конденсированного первого потока до более низкого давления и поставка его в точку верхней подачи в дистилляционной колонне; (c) расширение охлажденного второго потока до более низкого давления и его поставка в промежуточную точку подачи сырья в дистилляционной колонне и (d) фракционирование расширенных дополнительно охлажденных первого потока и второго потока в дистилляционной колонне. Далее компоненты менее летучей фракции извлекаются в поток кубовой жидкости, и летучая фракция остаточного газа выходит в виде потока пара верхнего погона. При этом (1) поток пара верхнего погона направляют в абсорбционное устройство для вхождения в контакт с конденсированным потоком, и в результате происходит конденсация его менее летучих компонентов с образованием частично ректифицированного потока пара, (2) частично ректифицированный поток пара собирают в верхней зоне абсорбционного устройства и направляют в устройство тепло- и массопереноса, в результате чего образуются дополнительно ректифицированный поток пара и конденсированный поток, после чего конденсированный поток направляют в абсорбционное устройство, (3) дополнительно ректифицированный поток пара направляют в теплообменное устройство и нагревают, после чего выводят в виде выходящего потока пара, (4) выходящий поток пара разделяют на первую часть и вторую часть, (5) первую часть сжимают до более высокого давления для образования сжатого потока, (6) сжатый поток направляют в теплообменное устройство и охлаждают до конденсации, в результате чего реализуется по меньшей мере часть этапа нагревания (3) и образуется конденсированный поток, (7) конденсированный поток расширяют до более низкого давления, в результате чего он дополнительно охлаждается с образованием быстро расширенного потока, (8) быстро расширенный поток нагревают в устройстве тепло- и массопереноса, в результате чего реализуется по меньшей мере часть этапа охлаждения (2) и образуется нагретый быстро расширенный поток, (9) нагретый быстро расширенный поток объединяют со второй частью для образования летучей фракции остаточного газа, (10) поток дистиллированной жидкости собирают и объединяют с расширенным дополнительно охлажденным первым потоком для образования объединенного сырьевого потока, после чего направляют в точку верхней подачи сырья на дистилляционной колонне, (11) объединенный сырьевой поток и расширенный второй поток фракционируют в дистилляционной колонне при более низком давлении, в результате чего компоненты сравнительно менее летучей фракции извлекают в поток кубовой жидкости, и (12) количеств и температур сырьевых потоков, поступающих в дистилляционную колонну, достаточно для сохранения температуры верхнего погона, при котором основные части компонентов извлекаются в поток кубовой жидкости. Технический результат заключается в улучшении извлечения этилена, этана, пропилена, пропана и более тяжелых углеводородных компонентов. 2 н. и 32 з.п. ф-лы, 14 ил., 8 табл., 4 пр.

Description

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ
[0001] Этилен, этан, пропилен, пропан и/или более тяжелые углеводороды можно извлекать из множества газов, таких как природный газ и потоки газа нефтеперегонного завода и синтез-газа, полученные из других углеводородных материалов, таких как уголь, сырая нефть, нафта, нефтеносный сланец, нефтеносные пески и бурый уголь. Обычно основную часть природного газа составляют метан и этан, т.е., метан и этан вместе составляют по меньшей мере 50 мольных процентов газа. Кроме того, газ содержит относительно меньшие количества более тяжелых углеводородов, таких как пропан, бутаны, пентаны и т.п., а также водород, азот, диоксид углерода и/или другие газы.
[0002] Настоящее изобретение в целом относится к улучшению извлечения этилена, этана, пропилена, пропана и более тяжелых углеводородов из таких газовых потоков. Типичный состав газового потока, подлежащего обработке в соответствии с настоящим изобретением, может быть приблизительно выражен следующими мольными процентами компонентов: 87,3% метана, 8,4% этана и других C2 компонентов, 2,6% пропана и других C3 компонентов, 0,3% изобутана, 0,4% нормального бутана и 0,2% пентанов и более тяжелых углеводородов, а остальное составляют азот и диоксид углерода. Иногда присутствуют также серосодержащие газы.
[0003] Исторически, циклические флуктуации цен и на природный газ, и на его газоконденсатные (NGL) составляющие временами снижали прирост по ценности этана, этилена, пропана, пропилена и более тяжелых компонентов как жидких продуктов. Это привело к появлению спроса на способы, которые могут обеспечить более эффективное извлечение этих продуктов, на способы, которые могут обеспечить эффективное извлечение с меньшими капитальными затратами, и на способы, которые можно легко адаптировать или приспосабливать к изменению извлечения специфического компонента в широком диапазоне. Известные способы разделения этих материалов включают способы, основанные на охлаждении и рефрижерации газа, поглощении нефти и рефрижераторном поглощении нефти. Кроме того, в связи с доступностью экономически эффективного оборудования, которое генерирует энергию при одновременном расширении и извлечении тепла из обрабатываемого газа, приобрели популярность криогенные способы. В зависимости от давления источника газа, насыщенности (содержание этана, этилена и более тяжелых углеводородов) газа и желаемых конечных продуктов, можно применять любой из этих способов или их комбинацию.
[0004] Для извлечения газоконденсатных жидкостей в настоящее время предпочтительным является, в первую очередь, способ криогенного расширения, поскольку он обеспечивает максимальную простоту с легким запуском в эксплуатацию, эксплуатационную гибкость, высокую эффективность, безопасность и высокую надежность. Подходящие способы описаны в патентах США №№3,292,380; 4,061,481; 4,140,504; 4,157,904; 4,171,964; 4,185,978; 4,251,249; 4,278,457; 4,519,824; 4,617,039; 4,687,499; 4,689,063; 4,690,702; 4,854,955; 4,869,740; 4,889,545; 5,275,005; 5,555,748; 5,566,554; 5,568,737; 5,771,712; 5,799,507; 5,881,569; 5,890,378; 5,983,664; 6,182,469; 6,578,379; 6,712,880; 6,915,662; 7,191,617; 7,219,513; 8,590,340; 8,881,549; 8,919,148; 9,021,831; 9,021,832; 9,052,136; 9,052,137; 9,057,558; 9,068,774; 9,074,814; 9,080,810; 9,080,811; и 9,476,639; перевыданном патенте США №33,408; и родственных заявках №№11/839,693; 12/772,472; 12/781,259; 12/868,993; 12/869,139; 14/462,056; 14/462,083; 14/714,912; и 14/828,093 (хотя описание настоящего изобретения в некоторых случаях основано на режимах обработки, отличающихся от описанных в указанных патентах и родственных заявках).
[0005] В типичном способе извлечения криогенным расширением поток сырьевого газа под давлением охлаждают путем теплообмена с другими технологическими потоками и/или внешними источниками охлаждения, такими как система компрессионного охлаждения пропана. По мере охлаждения газа жидкости можно конденсировать и собирать в одном или более сепараторах как жидкости под высоким давлением, содержащие некоторые из желаемых C2+ компонентов. В зависимости от насыщенности газа и количества образовавшихся жидкостей жидкости высокого давления можно расширять до низкого давления и фракционировать. Испарение, происходящее в ходе расширения жидкостей, приводит к дальнейшему охлаждению потока. При некоторых условиях, перед расширением жидкостей под высоким давлением может оказаться желательным предварительное охлаждение, чтобы дополнительно снизить температуру, которая установится в результате расширения. Расширенный поток, содержащий смесь жидкости и пара, фракционируют в дистилляционной колонне (колонне деметанизации или деэтанизации). Термины "дистилляционная колонна" и "ректификационная колонна" в данном описании используются взаимозаменяемо. В колонне расширенный охлажденный поток(-и) дистиллируют для отделения остаточных метана, азота и других летучих газов в виде верхнего погона от желаемых C2 компонентов, C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов в виде кубовой жидкости или для отделения остаточных метана, C2 компонентов, азота и других летучих газов в виде верхнего погона от нужных C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов в виде кубовой жидкости.
[0006] Если сырьевой газ не конденсирован полностью (обычно он не конденсирован полностью), пар, который остается после частичной конденсации, может быть разделен на два потока. Одна часть пара проходит через детандер или машину для охлаждения газа путем его расширения, или расширительный клапан, для снижения давления, при котором в результате дальнейшего охлаждения потока конденсируются дополнительные жидкости. Давление после расширения является по существу таким же, как и давление, при котором эксплуатируется дистилляционная колонна. Объединенные паро жидкостные фазы, которые формируются в результате расширения, подают в колонну в качестве сырья.
[0007] Оставшуюся часть пара охлаждают до существенной конденсации путем теплообмена с другими технологическими потоками, например, с холодным верхним погоном ректификационной колонны. Некоторые или все жидкости высокого давления можно объединить с этой частью пара перед охлаждением. Затем полученный охлажденный поток расширяют с помощью подходящего расширительного устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором эксплуатируется колонна деметанизации. В течение расширения часть жидкости испарится, что приведет к охлаждению всего потока. Затем быстро расширенный поток (flash expanded stream)подают в колонну деметанизации в виде верхней подачи. Обычно газообразную часть быстро расширенного потока и пар верхнего погона колонны деметанизации объединяют в верхней сепараторной секции ректификационной колонны как остаточный газообразный метановый продукт. Альтернативно, охлажденный и расширенный поток можно подавать в сепаратор, чтобы сформировать потоки пара и жидкости. Пар объединяют с верхним погоном колонны, и жидкость подают в колонну в виде верхней подачи.
[0008] При идеальном функционировании такого разделительного способа, остаточный газ, выходящий из установки, будет содержать по существу весь метан из сырьевого газа при по существу отсутствующих более тяжелых углеводородных компонентах, а нижняя фракция, выходящая из колонны деметанизации, будет содержать по существу все более тяжелые углеводородные компоненты при по существу отсутствующем метане или более летучих компонентах. Тем не менее, на практике идеальная ситуация не реализуется, поскольку обычная колонна деметанизации работает главным образом как колонна для отгона легких фракций. Следовательно, метановый продукт, произведенный этим способом, обычно содержит пары, выходящие из верхней ректификационной секции колонны, вместе с парами, не подвергавшимися никаким ректификационным этапам. Значительные потери C2, C3 и C4+ компонентов возникают из-за того, что верхняя жидкая подача содержит значительные количества этих компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, что приводит к соответствующим равновесным количествам C2, C3 и C4 компонентов, а также более тяжелых углеводородных компонентов в парах, выходящих из верхней ректификационной секции колонны деметанизации. Потерю этих нужных компонентов можно существенно уменьшить, если существует возможность привести поднимающиеся пары в контакт со значительным количеством жидкости (флегмы), способной поглощать из паров C2, C3 и C4 компоненты, а также более тяжелые углеводородные компоненты.
[0009] В последние годы предпочтительный способ для разделения углеводородов включает использование верхней секции абсорбера для осуществления дополнительной ректификации поднимающихся паров. Для многих из этих способов источник потока флегмы для верхней ректификационной секции представляет собой утилизированный поток остаточного газа, который подается под давлением. Утилизированный поток остаточного газа обычно охлаждают до существенной конденсации путем теплообмена с другими технологическими потоками, например, с холодным верхним погоном ректификационной колонны. Затем полученный по существу конденсированный поток расширяют с помощью подходящего расширительного устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором эксплуатируется колонна деметанизации. Обычно в течение расширения часть жидкости испарится, что приведет к охлаждению всего потока. Затем быстро расширенный поток подают в колонну деметанизации в виде верхней подачи. Типичные схемы способов такого типа раскрыты в патентах США №№4,889,545; 5,568,737; 5,881,569; 9,052,137; и 9,080,811, а также в работе 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, Dallas, Texas, March 11 13, 2002. К сожалению, помимо дополнительной ректификационной секции в колонне деметанизации, для этих способов требуются также дополнительные нагнетательные мощности, чтобы создавать движущую силу для утилизации потока флегмы с доставкой его в колонну деметанизации, а это приводит к повышению как капитальных, так и эксплуатационных затрат предприятий, на которых используются эти способы.
[0010] Другой способ создания потока флегмы для верхней ректификационной секции состоит в отводе потока дистилляционного пара из нижней части колонны (и, возможно, объединении его с частью пара верхнего погона колонны). Этот поток пара (или объединенного пара) сжимают до высокого давления, затем охлаждают до существенной конденсации, расширяют до эксплуатационного давления колонны и подают в колонну в виде верхней подачи. Типичные схемы способов этого типа раскрыты в родственных заявках №№11/839,693; 12/869,007; и 12/869,139. Для этих способов тоже требуются дополнительная ректификационная секция в колонне деметанизации и компрессор для создания движущей силы для утилизации потока флегмы с доставкой его в колонну деметанизации, что опять же приводит к повышению как капитальных, так и эксплуатационных затрат предприятий, на которых используются эти способы.
[0011] Тем не менее, существует много газоперерабатывающих установок, которые были построены в США и других странах с использованием технологий, раскрытых в патентах США №№4,157,904 и 4,278,457 (также как и других технологий), на которых отсутствует верхняя секция абсорбера для осуществления дополнительной ректификации поднимающихся паров, и эти установки невозможно легко модифицировать добавлением такой секции. Кроме того, эти установки обычно не имеют дополнительных нагнетательных мощностей, которые давали бы возможность утилизировать поток флегмы. Поэтому такие установки не слишком эффективны при эксплуатации на извлечение из газа C2 компонентов и более тяжелых компонентов (обычно это называют «извлечение этана»), и особенно неэффективны при эксплуатации на извлечение из газа только C3 компонентов и более тяжелых компонентов (обычно это называют «отвод этана»).
[0012] В настоящем изобретении предлагается новый способ обеспечения дополнительной ректификации (аналогичный тому, который используется в родственной заявке №12/869,139), который можно легко внедрить на существующих газоперерабатывающих установках для повышения извлечения желаемых C2 компонентов и/или C3 компонентов, и при этом не требуется дополнительного сжатия остаточного газа. Прирост за счет этого повышенного извлечения часто бывает значительным. В приведенных ниже примерах дополнительный доход, связанный с возможностью дополнительного извлечения по сравнению с существующим на известном уровне техники, находится в диапазоне от US$ 590 000 до US$ 910 000 [от
Figure 00000001
530 000 до
Figure 00000001
825 000] в год, исходя из среднего прироста US$ 0,10 0,69 на галлон [
Figure 00000001
24 165 на м3] для углеводородных жидкостей по сравнению с соответствующими углеводородными газами.
[0013] Настоящее изобретение также объединяет то, что на известном уровне техники представляло собой отдельные единицы оборудования, в общий корпус, в результате чего снижаются как потребности в площади, так и капитальные затраты, связанные с установкой дополнительного оборудования. Неожиданно заявители обнаружили, что более компактное расположение также значительно повышает извлечение продукта при том же потреблении энергии, в результате чего повышается эффективность способа и снижаются эксплуатационные затраты предприятий. Кроме того, более компактное расположение также устраняет необходимость во многих трубах, применяемых для взаимосвязи отдельных единиц оборудования в традиционных конструкциях установок, что дополнительно снижает капитальные затраты и устраняет также потребность в связанных с ними фланцевых соединениях труб. Поскольку фланцы труб являются потенциальным источником утечки углеводородов (являющимися летучими органическими соединениями (VOC), которые вносят вклад в выбросы парниковых газов и могут быть предшественниками образования атмосферного озона), исключение этих фланцев снижает возможность выбросов в атмосферу, которые могут причинять ущерб окружающей среде.
[0014] В соответствии с настоящим изобретением, было обнаружено, что извлечение C2 может достигать более 97%. Аналогично, в тех случаях, когда C2 компоненты нежелательны, извлечение C3 может поддерживаться на уровне более 99%. Настоящее изобретение, хотя оно применимо при более низких давлениях и более высоких температурах, особенно полезно при переработке сырьевых газов в диапазоне давлений от 400 до 1500 фунтов/кв. дюйм (абс.) [от 2758 до 10342 кПа (абс.)] или выше при условиях, требующих, чтобы температуры верхнего погона колонны для получения NGL составляли -50°F [-46°C] или менее.
[0015] Для лучшего понимания настоящего изобретения, в описании имеются ссылки на следующие примеры и графические материалы. Графические материалы:
[0016] на ФИГ. 1 и 2 изображены блок-схемы установок по переработке природного газа на известном уровне техники в соответствии с патентами США №4,157,904 или №4,278,457;
[0017] на ФИГ. 3 и 4 изображены блок-схемы установок по переработке природного газа, адаптированных к применению способа по родственной заявке 14/462,056;
[0018] на ФИГ. 5 изображена блок-схема установки по переработке природного газа, адаптированной к применению настоящего изобретения; и
[0019] на ФИГ. 6-14 изображены блок-схемы, иллюстрирующие альтернативные способы применения настоящего изобретения на установке по переработке природного газа.
[0020] В последующем объяснении приведенных выше фигур представлены таблицы, в которых сведены скорости потоков, рассчитанные для типичных режимов способов. В таблицах, приведенных в данном документе, значения скоростей потоков (в молях в час) округлены, из соображений удобства, до ближайшего целого числа. Скорости общего потока, приведенные в таблицах, включают все не углеводородные компоненты и, следовательно, оказываются больше, чем сумма скоростей потоков углеводородных компонентов. Указанные температуры являются приблизительными значениями, округленными до ближайшего градуса. Следует также отметить, что расчеты технологической части, произведенные для сравнения способов, приведенных на фигурах, основаны на допущении об отсутствии утечки тепла от (или к) окружающей среды к (или от) технологической линии. Качество имеющихся в продаже изолирующих материалов делает это допущение вполне обоснованным, и именно его обычно принимают специалисты в данной области техники.
[0021] Для удобства параметры способов указаны как в традиционных британских единицах, так и в единицах Международной системы единиц (СИ). Приведенные в таблицах молярные скорости потоков можно интерпретировать либо как фунт-моли в час, либо как кг-моли в час. Потребление энергии, указанное в лошадиных силах (л.с.) и/или тысячах британских тепловых единиц в час (тыс. БТЕ/час) относится к молярным скоростям потоков, приведенным в фунт-молях в час. Потребление энергии, указанное в киловаттах (кВт), относится к скоростям молярных потоков, приведенных в кг-молях в час.
ОПИСАНИЕ ИЗВЕСТНОГО УРОВНЯ ТЕХНИКИ
[0022] На ФИГ. 1 изображена принципиальная схема технологического потока, иллюстрирующая конструкцию перерабатывающей установки для извлечения C2+ компонентов из природного газа с использованием технологии, известной на современном уровне техники, раскрытой в патенте США №4,157,904 или 4,278,457. В этом моделировании способа входящий газ поступает в установку при 91°F [33°C] и 1000 фунтов/кв. дюйм (абс.) [6893 кПа (абс.)] как поток 31. Если входящий газ содержит некоторое количество соединений серы, которые препятствуют соответствию продуктовых потоков спецификациям, эти соединения серы удаляют из сырьевого газа с помощью подходящей предварительной обработки (не показана). Кроме того, сырьевой поток обычно дегидратируют, чтобы предотвратить образование гидрата (льда) в криогенных условиях. Для этих целей обычно используется твердый влагопоглотитель.
[0023] Сырьевой поток 31 охлаждают в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным остаточным газом (поток 39a), жидкостями бокового ребойлера колонны деметанизации с температурой 27°F [-3°C] (поток 41) и жидкостями бокового ребойлера колонны деметанизации с температурой -74°F [-59°C] (поток 40). (В некоторых случаях может быть полезным использование одного или более дополнительных внешних охлаждающих потоков, как показано пунктирной линией). Затем поток 31a поступает в устройство для разделения сырья - сепаратор 11 при -42°F [-41°C] и 985 фунтов/кв. дюйм (абс.) [6789 кПа (абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).
[0024] Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют с использованием разделяющего устройства 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, выходящей из сепаратора в потоке 33. Если поток 35 содержит любую часть жидкости, выходящей из сепаратора, то способ, изображенный на ФИГ. 1, реализован в соответствии с патентом США №4,157,904. В противном случае, способ, изображенный на ФИГ. 1, реализован в соответствии с патентом США №4,278,457.) В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 1, поток 35 содержит 100% всей жидкости, выходящей из сепаратора. Поток 34, содержащий приблизительно 31% всего пара, выходящего из сепаратора, соединяют с потоком 35 и объединенный поток 36 проходит через теплообменник 12, находящийся в теплообменной связи с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Затем полученный по существу конденсированный поток 36a с температурой -141°F [-96°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 13 до рабочего давления (приблизительно 322 фунта/кв. дюйм (абс.) [2217 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 1, расширенный поток 36b, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -147°F [-99°C] и подается в сепараторную секцию 17a в верхней части ректификационной колонны 17. Разделенные там жидкости становятся верхней подачей в секцию 17b деметанизации.
[0025] Остальные 69% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в рабочую расширительную машину 14, в которой из этой части подачи высокого давления извлекают механическую энергию. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, при этом работа расширения охлаждает расширенный поток 37a до температуры приблизительно -119°F [-84°C]. Типичные расширители, имеющиеся в продаже, способны отбирать порядка 80-85% работы, теоретически доступной при идеальном изоэнтропическом расширении. Отобранная работа часто используется для приведения в движение центробежного компрессора (такого как позиция 15), который может использоваться, например, для повторного сжатия остаточного газа (поток 39b). После этого частично конденсированный расширенный поток 37a подают в качестве сырья в ректификационную колонну 17 в верхней промежуточной точке подачи сырья. Оставшуюся жидкость, выходящую из сепаратора, в потоке 38 (если он имеется) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед его подачей в ректификационную колонну 17 в нижней промежуточной точке подачи сырья.
[0026] Секция деметанизации в колонне 17 представляет собой традиционную дистилляционную колонну, содержащую множество вертикально расположенных тарелок, один или более слоев насадки или некоторую комбинацию тарелок и насадки. Ректификационная колонна в установках по переработке природного газа часто может состоять из двух секций. Верхняя секция 17a представляет собой сепаратор, в котором частично превращенную в пар верхнюю подачу разделяют на соответствующие части пара и жидкости, и в котором пар, поднимающийся из нижней секции 17b дистилляции или деметанизации объединяют с паровой частью верхней подачи образуя холодный пар верхнего погона колонны деметанизации (поток 39), который выходит из верхней части колонны. Нижняя секция 17b деметанизации содержит тарелки и/или насадки и обеспечивает необходимый контакт между поступающими вниз жидкостями и поднимающимися вверх парами. Секция 17b деметанизации содержит также ребойлеры (такие как ребойлер и боковой ребойлер, описанные ранее, и дополнительный ребойлер 18), которые нагревают и испаряют часть жидкостей, протекающих вниз по колонне, для создания отгоночных паров, которые поднимаются вверх по колонне для отгонки жидкого продукта, поток 42, метана и более легких компонентов.
[0027] Для регулирования количеств и температур указанных сырьевых потоков, поступающих в указанную дистилляционную колонну, для сохранения температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны на уровне, при котором основные части компонентов в указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости используется устройство управления. Жидкий поток 42 продукта выходит со дна колонны при 42°F [6°C], он соответствует типичной спецификации, по которой молярное отношение метана к этану в кубовом продукте составляет 0,020:1. Остаточный газ (поток 39 пара верхнего погона колонны деметанизации) проходит в противотоке относительно поступающего сырьевого газа в теплообменнике 12, где его нагревают от -146°F [-99°C] до -46°F [-43°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 85°F [30°C] (поток 39b). Повторное сжатие остаточного газа затем осуществляют в два этапа. Первый этап осуществляется компрессором 15 с приводом от расширительной машины 14. Второй этап осуществляется компрессором 19 с приводом от дополнительного источника питания, который сжимает остаточный газ (поток 39d) до давления в сбытовой ветке трубопровода. После охлаждения до 115°F [46°C] в выпускном охладителе 20 остаточный газовый продукт (поток 39e) поступает в сбытовую ветку газопровода под давлением 1020 фунтов/кв. дюйм (абс.) [7031 кПа (абс.)], достаточным для соответствия требованиям трубопровода (обычно примерно равным давлению на входе).
[0028] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 1, приведены в следующей таблице:
Таблица I
(ФИГ. 1)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 18236 1593 407 100 20491
33 947 260 153 99 1470
34 5609 490 125 31 6303
36 6556 750 278 130 7773
37 12627 1103 282 69 14188
39 19149 146 7 0 19382
42 34 1707 553 199 2579
Степени извлечения*
Этан 92,14%
Пропан 98,75%
Бутаны+ 99,78%
Мощность
Сжатие остаточного газа 12012 л. с. [19748 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0029] На ФИГ. 2 изображена принципиальная схема технологического потока, иллюстрирующая один способ, с помощью которого конструкцию перерабатывающей установки, показанной на ФИГ. 1, можно приспособить для работы с более низким уровнем извлечения C2 компонента. Общее требование состоит в том, чтобы относительные ценности природного газа и жидких углеводородов могли меняться, в результате чего иногда извлечение C2 становилось бы невыгодным. Способ, показанный на ФИГ. 2, применяли к сырьевому газу того же состава и при тех же условиях, которые были описаны ранее для способа, показанного на ФИГ. 1. Тем не менее, при моделировании способа, показанного на ФИГ. 2, рабочий режим приспособили для отвода почти всех C2 компонентов в остаточный газ, вместо их извлечения в кубовую жидкость ректификационной колонны.
[0030] В этом моделировании способа входящий газ поступает в установку при температуре 91°F [33°C] и давлении 1000 фунтов/кв. дюйм (абс.) [6893 кПа (абс.)] как поток 31, и охлаждается в теплообменнике 10 посредством теплообмена с холодным потоком остаточного газа 39a и жидкостями бокового ребойлера колонны деметанизации при 68°F [20°C] (поток 40). (Одно следствие функционирования способа, показанного на ФИГ. 2, в режиме отвода почти всех C2 компонентов в остаточный газ, состоит в том, что температуры жидкостей, протекающих вниз по ректификационной колонне 17, оказываются значительно выше, вплоть до того, что поток 40 из бокового ребойлера практически настолько же теплый, что и входящий газ, и ребойлерный поток 41 больше нельзя использовать для охлаждения входящего газа, так что почти вся ребойлерная теплота колонны должна подаваться дополнительным ребойлером 18.) Охлажденный поток 31a поступает в сепаратор 11 при температуре 9°F [-13°C] и давлении 985 фунтов/кв. дюйм (абс.) [6789 кПа (абс.)], причем пар (поток 32) отделяется от любой конденсированной жидкости (поток 33). Тем не менее, при этих условиях, никакая жидкость не конденсируется.
[0031] Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37, и любая жидкость (поток 33) необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 2, поток 35 будет содержать 100% всей жидкости, выходящей из сепаратора, если таковая сформировалась. Поток 34, содержащий приблизительно 29% всего пара, выходящего из сепаратора, соединяют с любой жидкостью в потоке 35, и объединенный поток 36 проходит через теплообменник 12, находящийся в теплообменной связи с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Затем полученный по существу конденсированный поток 36a с температурой -91°F [-68°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 13 до рабочего давления (приблизительно 323 фунтов/кв. дюйм (абс.) [2224 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 2, расширенный поток 36b, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -142°F [-97°C], и подается в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи.
[0032] Остальные 71% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в рабочую расширительную машину 14, в которой из этой части подачи высокого давления извлекается механическая энергия. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, при этом работа расширения охлаждает расширенный поток 37a до температуры приблизительно -80°F [-62°C] перед его подачей в качестве сырья в ректификационную колонну 17 в верхней промежуточной точке подачи сырья. Оставшуюся жидкость, выходящую из сепаратора, в потоке 38 (если он имеется) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед его подачей в ректификационную колонну 17 в нижней промежуточной точке подачи сырья.
[0033] Следует отметить, что при эксплуатации ректификационной колонны 17 в режиме отвода C2 компонентов в остаточный газовый продукт, как показано на ФИГ. 2, ее обычно называют колонной деэтанизации, и ее нижнюю секцию 17b называют секцией деэтанизации. Жидкий поток 42 продукта выходит со дна колонны деэтанизации 17 при 166°F [75°C], он соответствует типичной спецификации, по которой молярное отношение этана к пропану в кубовом продукте составляет 0,020:1. Остаточный газ (поток 39 пара верхнего погона колонны деэтанизации) проходит в противотоке относительно поступающего сырьевого газа в теплообменнике 12, где его нагревают от -98°F [-72°C] до -21°F [-29°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 85°F [30°C] (поток 39b), поскольку он обеспечивает охлаждение, как было описано выше. Повторное сжатие остаточного газа затем осуществляют в два этапа, компрессором 15 с приводом от расширительной машины 14 и компрессором 19 с приводом от дополнительного источника питания. После охлаждения потока 39d до 115°F [46°C] в выпускном охладителе 20 остаточный газовый продукт (поток 39e) поступает в сбытовую ветку газопровода под давлением 1020 фунтов/кв. дюйм (абс.) [7031 кПа (абс.)].
[0034] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 2, приведены в следующей таблице:
Таблица II
(ФИГ. 2)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 19183 1853 560 199 21961
33 0 0 0 0 0
34 5467 528 160 57 6259
36 5467 528 160 57 6259
37 13716 1325 400 142 15702
39 19183 1843 40 2 21234
42 0 10 520 197 727
Степени извлечения*
Пропан 92,84%
Бутаны+ 98,90%
Мощность
Сжатие остаточного газа 12012 л. с. [19748 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0035] В родственной заявке 14/462,056 описано одно средство улучшения эксплуатационных характеристик при реализации способа, показанного на ФИГ. 2, для случая, когда отводили почти все C2 компоненты в остаточный газ, вместо их извлечения в кубовую жидкость. ФИГ. 2, можно приспособить для использования этого способа таким образом, как показано на ФИГ. 3. Рабочий режим при реализации способа, показанного на ФИГ. 3, был приспособлен, как изображено, для снижения содержания этана в жидком продукте до того же уровня, как и при реализации способа, показанного на ФИГ. 2. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 3, такие же, как и при реализации способа, показанного на ФИГ. 2. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 3, можно сравнить со способом, показанным на ФИГ. 2.
[0036] Большая часть параметров режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 3, совпадает с соответствующими параметрами режима при реализации способа, показанного на ФИГ. 2. Основные различия состоят в расположении быстро расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, показанном на ФИГ. 3, по существу конденсированный поток 36a быстро расширяют с помощью расширительного клапана 13 до давления, немного превышающего рабочее давление (приблизительно 329 фунтов/кв. дюйм (абс.) [2271 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 3, расширенный поток 36b, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -142°F [-97°C]. прежде чем его направляют в устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117. Устройства тепло- и массопереноса выполнены с возможностью обеспечения теплообмена между объединенным потоком пара, протекающим вверх по одному проходу в устройстве тепло- и массопереноса, и быстро расширенным по существу конденсированным потоком 36b, протекающим вниз таким образом, что объединенный поток пара охлаждается, нагревая при этом расширенный поток. По мере охлаждения объединенного потока пара некоторая его часть конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшаяся часть объединенного потока пара продолжает протекать вверх через устройство тепло- и массопереноса. Устройство тепло- и массопереноса обеспечивает непрерывный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара, поэтому оно также имеет функцию обеспечения массопереноса между паровой и жидкой фазами, тем самым обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость со дна устройства тепло- и массопереноса направляют в сепараторную секцию 117b перерабатывающего узла 117.
[0037] Быстро расширенный поток 36b дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a при -83°F [-64°C]. Нагретый быстро расширенный поток втекает в сепараторную секцию 117b перерабатывающего узла 117 и разделяется на соответственные паровую и жидкую фазы. Паровая фаза объединяется с потоком 39 пара верхнего погона с образованием объединенного потока пара, который входит в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a, как описано ранее, и жидкая фаза объединяется с конденсированной жидкостью со дна устройства тепло- и массопереноса с образованием объединенного потока 154 жидкости. Объединенный поток 154 жидкости выходит со дна перерабатывающего узла 117, и его давление повышают с помощью насоса 21 таким образом, что поток 154a при -81°F [-63°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи. Пар, оставшийся от охлажденного объединенного потока пара, выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117 при -103°F [-75°C] как охлажденный поток остаточного газа 153, который затем нагревают и подвергают сжатию, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 2.
[0038] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 3, приведены в следующей таблице:
Таблица III
(ФИГ. 3)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 19183 1853 560 199 21961
33 0 0 0 0 0
34 5659 547 165 59 6478
36 5659 547 165 59 6478
37 13524 1306 395 140 15483
39 14278 2573 86 4 17077
154 754 1278 242 63 2355
153 19183 1842 9 0 21200
42 0 11 551 199 761
Степени извлечения*
Пропан 98,46%
Бутаны+ 99,98%
Мощность
Сжатие остаточного газа 12012 л. с. [19748 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0039] Сопоставление Таблиц II и III демонстрирует, что, по сравнению с способом, показанным на ФИГ. 2, способ, показанный на ФИГ. 3, улучшает извлечение пропана от 92,84% до 98,46%, а извлечение бутана+ от 98,90% до 99,98%. Кроме того, сопоставление Таблиц II и III дополнительно демонстрирует, что эти повышенные выходы продукта были достигнуты без использования дополнительной мощности.
[0040] Способ по родственной заявке №14/462,056 также можно использовать в режиме извлечения максимального количества C2 компонентов в жидком продукте. Рабочий режим при реализации способа, показанного на ФИГ. 3, может быть изменен, как изображено на ФИГ. 4, для увеличения содержания этана в жидком продукте до по существу того же уровня, как и в способе, показанном на ФИГ. 1. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 4, такие же, как и при реализации способа, показанного на ФИГ. 1. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 4, можно сравнить со способом, показанным на ФИГ. 1.
[0041] Большая часть параметров режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 4, совпадает с соответствующими параметрами режима при реализации способа, показанного на ФИГ. 1. Основные различия опять состоят в расположении быстро расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, показанном на ФИГ. 4, по существу конденсированный поток 36a быстро расширяют с помощью расширительного клапана 13 до давления, немного превышающего рабочее давление (приблизительно 326 фунтов/кв. дюйм (абс.) [2246 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 4, расширенный поток 36b, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -147°F [-99°C], прежде чем его направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117.
[0042] Быстро расширенный поток 36b дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a при -147°F [-99°C]. (Следует отметить, что температура потока 36b не изменяется по мере нагревания из-за падения давления на устройстве тепло- и массопереноса, которое приводит к соответствующему испарению некоторой части жидкого метана содержащегося в потоке). Нагретый быстро расширенный поток втекает в сепараторную секцию 117b перерабатывающего узла 117 и разделяется на соответственные паровую и жидкую фазы. Паровая фаза объединяется с потоком 39 пара верхнего погона с образованием объединенного потока пара, который входит в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a, как описано ранее, и жидкая фаза объединяется с конденсированной жидкостью со дна устройства тепло- и массопереноса с образованием объединенного потока 154 жидкости. Объединенный поток жидкости 154 выходит со дна перерабатывающего узла 117, и его давление повышают с помощью насоса 21 таким образом, что поток 154a при -146°F [-99°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи. Пар, оставшийся от охлажденного объединенного потока пара, выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117 при -147°F [-99°C] как охлажденный поток остаточного газа 153, который затем нагревают и подвергают сжатию, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 1.
[0043] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 4, приведены в следующей таблице:
Таблица IV
(ФИГ. 4)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 18361 1620 419 105 20661
33 822 233 141 94 1300
34 5640 498 129 32 6346
36 6462 731 270 126 7646
37 12721 1122 290 73 14315
39 18937 145 7 0 19157
154 6250 732 270 126 7423
153 19149 144 7 0 19380
42 34 1709 553 199 2581
Степени извлечения*
Этан 92,21%
Пропан 98,77%
Бутаны+ 99,79%
Мощность
Сжатие остаточного газа 12010 л. с. [19744 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0044] Сопоставление Таблиц I и IV демонстрирует, что, по сравнению с способом, показанным на ФИГ. 1, способ, показанный на ФИГ. 4, не демонстрирует существенного улучшения при функционировании в режиме извлечения максимального количества C2 компонентов. Чтобы это понять, следует сравнить способ, показанный на ФИГ. 1 (при эксплуатации в режиме извлечения максимального количества C2 компонентов), со способом, показанным на ФИГ. 2 (при эксплуатации в режиме извлечения минимального количества C2 компонентов), особенно в отношении температур верхней подачи (поток 36b) и пара верхнего погона (поток 39) ректификационной колонны 17.
[0045] В случаях, когда перерабатывающая установка эксплуатируется в показанном на ФИГ. 2 режиме отвода C2 компонентов в остаточный газ (поток 39 пара верхнего погона), температура верхнего погона ректификационной колонны 17 относительно высока, она составляет -98°F [-72°C], поскольку у C2 компонентов и более тяжелых компонентов в потоке 39 повышается температура начала конденсации. Это приводит к большой разнице температур между паром верхнего погона колонны (поток 39) и верхней подачей в колонну (поток 36b), которая поступает в колонну при -142°F [-97°C]. Это различие создает температурный напор, который дает возможность устройству тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117, добавленному в соответствии со способом, показанным на ФИГ. 3, конденсировать более тяжелые компоненты в объединенном потоке пара, поднимающемся из сепараторной секции 117b, тем самым, осуществляется ректификация потока пара и улавливание желаемых C3+ компонентов в потоке 154, так что их можно извлекать из потока 42 кубового продукта из колонны 17.
[0046] Теперь можно сопоставить это с потоками 36b и 39 на ФИГ. 1, на которой перерабатывающая установка работает в режиме извлечения C2 компонентов. Температура верхнего погона ректификационной колонны 17 значительно ниже, поскольку температура начала конденсации потока 39 намного ниже. Следовательно, температура верхнего погона колонны (-146°F [-99°C] для потока 39) является почти такой же, как температура верхней подачи в колонну (-147°F [-99°C] для потока 36b), а это означает, что в данном случае, практически отсутствует температурный напор для устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117a перерабатывающего узла 117, добавленного в способ, показанный на ФИГ. 4. В отсутствие какой-либо побудительной причины отсутствует конденсация более тяжелых компонентов из объединенного потока пара, который поднимается из сепараторной секции 117b, поэтому отсутствует и ректификация, и, соответственно, отсутствует улучшение в извлечении C2 компонентов между способом, показанным на ФИГ. 1 и способом, показанным на ФИГ. 4. В способе по родственной заявке №14/462,056 отсутствуют средства создания какого-либо температурного напора для ректификационной секции 117a, в случаях, когда рабочий режим перерабатывающей установки задан таким, чтобы извлекать максимальное количество C2 компонентов.
ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Пример 1
[0047] В случаях, когда требуется максимизировать извлечение C2 компонентов в жидкий продукт (например, как в описанном ранее способе, известном на предшествующем уровне техники, показанном на ФИГ. 1), настоящее изобретение предлагает значительные выгоды в отношении эффективности, по сравнению с способами, известными на предшествующем уровне техники, показанными на ФИГ. 1 и 4. На ФИГ. 5 изображена блок-схема при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, показанного на ФИГ. 1, который адаптирован для применения настоящего изобретения. Рабочий режим при реализации способа, показанного на ФИГ. 5, был приспособлен, как изображено, для увеличения содержания этана в жидком продукте выше того уровня, который может достигаться в известных на предшествующем уровне техники способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 5, такие же, как и в способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 5, можно сравнить со способами, показанными на ФИГ. 1 и 4, для иллюстрации преимуществ настоящего изобретения.
[0048] Большая часть параметров режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 5, совпадает с соответствующими параметрами режима при реализации способа, показанного на ФИГ. 1. Главное различие состоит в расположении потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, показанном на ФИГ. 5, поток 39 разделен с помощью второго разделительного устройства на два потока, поток 151 и поток 152, при этом поток 151 сжимают от рабочего давления (приблизительно 330 фунтов/кв. дюйм (абс.) [2273 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17 до приблизительно 496 фунтов/кв. дюйм (абс.) [3421 кПа (абс.)] компрессором 22 орошения. Затем сжатый поток 151a при -95°F [-70°C] направляют в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a перерабатывающего узла 117. Это теплообменное устройство может представлять собой теплообменник из оребренных труб, пластинчатый теплообменник, паяный алюминиевый теплообменник или теплообменник другого типа, включая многопоточные и/или многофункциональные теплообменники. Теплообменное устройство выполнено с возможностью обеспечения теплообмена между потоком 151a, протекающим через один проход теплообменного устройства, и дополнительно ректифицированным потоком пара, выходящим из ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 таким образом, что поток 151a охлаждается до существенной конденсации (поток 151b), нагревая при этом дополнительно ректифицированный поток пара.
[0049] Затем существенно сконденсированный поток 151b при -135°F [-93°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 23 до давления, немного превышающего рабочее давление ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 5, расширенный поток 151c, выходящий из расширительного клапана 23, достигает температуры -154°F [-104°C], прежде чем его направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117. Это устройство тепло- и массопереноса может также представлять собой теплообменник из оребренных труб, пластинчатый теплообменник, паяный алюминиевый теплообменник или теплообменник другого типа, включая многопоточные и/или многофункциональные теплообменники. Устройство тепло- и массопереноса выполнено с возможностью обеспечения теплообмена между частично ректифицированным потоком пара, который выходит из абсорбционной секции 117с перерабатывающего узла 117 и протекает вверх по одному проходу в устройстве тепло- и массопереноса, и быстро расширенным, по существу конденсированным потоком 151c, который протекает вниз, так что частично ректифицированный поток пара охлаждается, нагревая при этом расширенный поток. По мере охлаждения ректифицированного потока пара некоторая его часть конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшийся пар продолжает протекать вверх через устройство тепло- и массопереноса. Устройство тепло- и массопереноса обеспечивает непрерывный контакт между конденсированной жидкостью и частично ректифицированным потоком пара, поэтому оно также имеет функцию обеспечения массопереноса между паровой и жидкой фазами, тем самым обеспечивая дополнительную ректификацию частично ректифицированного потока пара. Затем этот дополнительно ректифицированный поток пара, выходящий из устройства тепло- и массопереноса, направляют в секцию охлаждения 117a перерабатывающего узла 117. Конденсированную жидкость со дна устройства тепло- и массопереноса направляют в абсорбционную секцию 117c перерабатывающего узла 117.
[0050] Быстро расширенный поток 151c дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию частично ректифицированного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b при -153°F [-103°C]. Нагретый быстро расширенный поток втекает в сепараторную секцию 117d перерабатывающего узла 117 и разделяется на соответственные паровую и жидкую фазы. Паровая фаза объединяется с использованием первого устройства для объединения с оставшейся частью (поток 152) потока 39 пара верхнего погона с образованием объединенного потока пара, который входит в устройство массопереноса абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117. Это устройство массопереноса может состоять из множества вертикально расположенных тарелок, одного или более слоев насадки или некоторой комбинации тарелок и насадки, но может также представлять собой зону без теплопередачи в теплообменнике из оребренных труб, пластинчатом теплообменнике, паяном алюминиевом теплообменнике или теплообменнике другого типа, включая многопоточные и/или многофункциональные теплообменники. Устройство массопереноса выполнено с возможностью обеспечения контакта между холодной конденсированной жидкостью, выходящей со дна устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b, и объединенным потоком пара, выходящего из сепараторной секции 117d. Когда объединенный поток пара поднимается вверх через абсорбционную секцию 117c, он вступает в контакт с холодной жидкостью, которая опускается вниз, конденсируя и поглощая из объединенного потока пара C2 компоненты, C3 компоненты и более тяжелые компоненты. Затем, как описано ранее, полученный частично ректифицированный поток пара направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 для дальнейшей ректификации.
[0051] Жидкая фаза (если она присутствует) из нагретого быстро расширенного потока, выходящего из ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117, которая отделена в сепараторной секции 117d, объединяется с дистиллированной жидкостью, выходящей со дна устройства массопереноса в абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117, с образованием объединенного потока жидкости 154, при этом используется третье устройство для объединения. Объединенный поток жидкости 154 выходит со дна перерабатывающего узла 117, и его давление повышают с помощью насоса 21 таким образом, что поток 154a при -148°F [-100°C] может объединяться с использованием второго устройства для объединения с быстро расширенным потоком 36b с образованием объединенного сырьевого потока 155, который затем поступает в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи при -145°F [-98°C].
[0052] Дополнительно ректифицированный поток пара выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 при -154°F [-103°C] и поступает в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a перерабатывающего узла 117. Пар нагревается до -124°F [-87°C], поскольку он обеспечивает охлаждение потока 151a, как описано ранее. Затем нагретый пар выходит из перерабатывающего узла 117 как охлажденный поток остаточного газа 153, который затем нагревают и подвергают сжатию, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 1.
[0053] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 5, приведены в следующей таблице:
Таблица V
(ФИГ. 5)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 18897 1757 492 139 21448
33 286 96 68 60 513
34 5340 496 139 39 6061
36 5626 592 207 99 6574
37 13557 1261 353 100 15387
39 20465 180 7 0 20763
151 2922 26 1 0 2965
152 17543 154 6 0 17798
154 1318 128 7 0 1470
155 6944 720 214 99 8044
153 19147 52 0 0 19293
42 36 1801 560 199 2668
Степени извлечения*
Этан 97,22%
Пропан 100,00%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 11655 л. с. [19161 кВт]
Сжатие флегмы 357 л. с. [587 кВт]
Общее сжатие 12012 л. с. [19748 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0054] Сопоставление Таблиц I и V демонстрирует, что, по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1, настоящее изобретение улучшает извлечение этана от 92,14% до 97,22%, извлечение пропана от 98,75% до 100,00% и извлечение бутана+ от 99,78% до 100,00%. Сопоставление Таблиц IV и V указывает на аналогичные улучшения при использовании настоящего изобретения по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 4. Эти повышенные степени извлечения обеспечивают значительный экономический эффект. При среднем приросте $ 0,10/галлон [
Figure 00000002
24,2/м3] для углеводородных жидкостей по сравнению с соответствующими углеводородными газами, повышенное извлечение представляет более, чем US$ 910 000 [
Figure 00000002
825 000] дополнительного годового дохода для оператора установки. Кроме того, сопоставление Таблиц I, IV, и V дополнительно демонстрирует, что эти повышенные выходы продукта были достигнуты с использованием по существу такой же мощности, что и потребляемая при реализации способов, известных на предшествующем уровне техники. В отношении эффективности извлечения (определенной количеством C2 компонентов и более тяжелых компонентов, извлекаемых на единицу энергии), настоящее изобретение представляет более чем 4%-е улучшение по сравнению со способами, известными на предшествующем уровне техники, которые показаны на ФИГ. 1 и 4.
[0055] Резкое улучшение эффективности извлечения, обеспеченное настоящим изобретением по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1, связано, в первую очередь, с дополнительным охлаждением пара верхнего погона колонны, которое обусловлено быстро расширенным потоком 151c в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117. При реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1, имеется только быстро расширенный поток 36b с температурой -147°F [-99°C] для охлаждения пара из колонны, причем температура верхнего погона колонны 17 ограничена этим или более высоким значением. По этой причине значительные количества желаемых C2 компонентов и более тяжелых компонентов выходят из колонны 17 в потоке 39 пара верхнего погона, вместо того, чтобы извлекаться в поток 42 жидкого кубового продукта. В противоположность этому, значительно более низкая температура -154°F [-104°C] потока 151c в варианте осуществления настоящего изобретения, показанном на ФИГ. 5, дает возможность конденсировать большинство желаемых C2 компонентов и более тяжелых компонентов из потока 39 пара верхнего погона колонны. Следует отметить, что концентрация C2 компонентов в потоке 39 (0,87% моль) в варианте реализации настоящего изобретения, показанном на ФИГ. 5 (которая практически равна концентрации C2 компонентов в потоке 39 при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, показанного на ФИГ. 1), уменьшена до 0,27% моль в потоке 153, выходящем из перерабатывающего узла 117, в результате дополнительного охлаждения, обеспечиваемого потоком 151c по настоящему изобретению.
[0056] Дополнительное преимущество настоящего изобретения перед способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1, состоит в непрямом охлаждении пара из колонны, которое осуществляется быстро расширенным потоком 151c в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117, вместо охлаждения в непосредственном контакте с охлаждающей средой, которая представляет собой поток 36b при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1. Хотя поток 36b является относительно холодным, он не является идеальным потоком флегмы, поскольку содержит значительные концентрации C2 компонентов и C3+ компонентов, которые колонна 17 должна улавливать, что приводит к потере этих желаемых компонентов из-за равновесных эффектов в верхней части колонны 17 в случае реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1. Однако в варианте осуществления настоящего изобретения, изображенном на ФИГ. 5, отсутствуют равновесные эффекты, которые требуется преодолевать, поскольку отсутствует прямой контакт между быстро расширенным потоком 151c и частично ректифицированным потоком пара, который дополнительно ректифицируют в ректификационной секции 117b.
[0057] Настоящее изобретение имеет дополнительное преимущество перед способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1, связанное с использованием устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b одновременно для охлаждения частично ректифицированного потока пара и конденсации из него более тяжелых углеводородных компонентов, что обеспечивает более эффективную ректификацию, чем использование флегмы в традиционной дистилляционной колонне. В результате, с использованием охлаждения, обеспечиваемого расширенным потоком 151c, из частично ректифицированного потока пара можно удалять больше C2 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, чем это возможно с помощью традиционного оборудования для массопереноса и традиционного оборудования для теплопереноса. Степень ректификации, обеспечиваемая устройством тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b, дополнительно повышается посредством частичной ректификации, произведенной устройством массопереноса в абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117. С объединенным потоком пара из сепараторной секции 117d вступает в контакт конденсированная жидкость, выходящая со дна устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b, которая при этом конденсирует и поглощает некоторые из C2 компонентов и почти все C3+ компоненты в объединенном потоке пара, тем самым снижая их количество, которое должно быть сконденсировано и уловлено в ректификационной секции 117b.
[0058] В дополнение к повышению эффективности переработки, настоящее изобретение предлагает два других преимущества перед способами, известными на предшествующем уровне техники. Первое состоит в том, что компактно скомпонованный перерабатывающий узел 117 по настоящему изобретению заменяет две отдельные единицы оборудования, которые используются в способе, известном на предшествующем уровне техники, описанном в родственной заявке №12/869,139 (третий проход в теплообменнике 12 и верхняя абсорбционная секция в верхней части дистилляционной колонны 17 на ФИГ. 2 в соответствии с заявкой №12/869,139), единственной единицей оборудования (перерабатывающий узел 117 на ФИГ. 5 по настоящему изобретению). Это снижает потребности в площади и исключает некоторые из соединительных трубопроводов, уменьшая капитальные затраты на модификацию перерабатывающей установки для применения настоящего изобретения. Второе преимущество состоит в том, что уменьшение количества соединительных трубопроводов означает, что перерабатывающая установка, модифицированная для применения настоящего изобретения, имеет меньше фланцевых соединений по сравнению со способом, известном на предшествующем уровне техники, описанном в родственной заявке №12/869,139, а это уменьшает количество потенциальных источников утечки. Углеводороды являются летучими органическими соединениями (VOC), некоторые из которых характеризуются как парниковые газы, а некоторые могут быть предшественниками для образования атмосферного озона, откуда следует, что настоящее изобретение снижает вероятность выбросов в атмосферу, которые могут причинить ущерб окружающей среде.
[0059] Еще одно дополнительное преимущество настоящего изобретения связано с простотой его внедрения на существующей газоперерабатывающей установке для достижения высоких эксплуатационных характеристик, описанных выше. Как показано на ФИГ. 5, для подключения к существующей установке необходимы только два соединения (обычно называемые «врезками»): для быстро расширенного по существу конденсированного потока 36b (для соединения с потоком 154a, чтобы сформировать комбинированный сырьевой поток 155), и для потока 39 пара верхнего погона колонны (показано пунктирной линией между потоком 39 и потоком 153, который выведен из эксплуатации). Существующая установка может продолжать работать, пока рядом с ректификационной колонной 17 устанавливают новый перерабатывающий узел 117, при этом потребуется лишь короткая остановка предприятия после завершения монтажа, чтобы сделать новые врезки в эти две существующие линии. Затем установку можно снова запускать, при этом все существующее оборудование останется в эксплуатации и будет работать как раньше, за исключением того, что извлечение продукта повысится, без увеличения общей мощности компримирования.
[0060] Хотя способ, известный на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 4, тоже можно легко внедрить на существующей газоперерабатывающей установке, он не способен обеспечить такое же улучшение эффективности извлечения, как настоящее изобретение. Для этого имеются две основные причины. Первая заключается в отсутствии дополнительного охлаждения для пара из колонны, поскольку способ, известный на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 4, так же ограничен температурой быстро расширенного потока 36, как и в случае реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 1. Вторая причина состоит в том, что вся ректификация в перерабатывающем узле 117 при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 4, должна осуществляться его ректификационной секцией 117a, поскольку в перерабатывающем узле 117 отсутствует абсорбционная секция 117c по варианту осуществления настоящего изобретения, показанному на ФИГ. 5, которая осуществляет частичную ректификацию пара из колонны и снижает нагрузку на ректификационную секцию 117b.
Пример 2
[0061] На ФИГ. 6 изображена блок-схема при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, показанного на ФИГ. 1, который адаптирован для применения другого варианта осуществления настоящего изобретения. Рабочий режим при реализации способа, показанного на ФИГ. 6, был приспособлен, как изображено, для увеличения содержания этана в жидком продукте выше того уровня, который может достигаться в известных на предшествующем уровне техники способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 6, такие же, как и в способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 6, можно сравнить со способами, показанными на ФИГ. 1 и 4, для иллюстрации преимуществ настоящего изобретения и, аналогично, можно сравнить с вариантом осуществления, показанным на ФИГ. 5.
[0062] Большая часть параметров режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 6, практически совпадает с соответствующими параметрами режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 5. Главное различие состоит в источнике газа (поток 151), подаваемого в компрессор 22 орошения. В способе, показанном на ФИГ. 6, поток 153 пара, выходящий из перерабатывающего узла 117, разделяют на два потока, поток 151 и поток 152. Поток 152 представляет собой холодный остаточный газ, который нагревают и сжимают, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 1.
[0063] Поток 151 сжимают от рабочего давления (приблизительно 330 фунтов/кв. дюйм (абс.) [2275 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17 до приблизительно 494 фунтов/кв. дюйм (абс.) [3405 кПа (абс.)] компрессором 22 орошения. Затем сжатый поток 151a при -70°F [-57°C] направляют в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a перерабатывающего узла 117 и охлаждают до существенной конденсации (поток 151b), в то же время, нагревая дополнительно ректифицированный поток пара.
[0064] По существу сконденсированный поток 151b при -149°F [-101°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 23 до давления, немного превышающего рабочее давление ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 6, расширенный поток 151c, выходящий из расширительного клапана 23, достигает температуры -155°F [-104°C], прежде чем его направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117.
[0065] Быстро расширенный поток 151c дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию частично ректифицированного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b при -152°F [-102°C]. Нагретый быстро расширенный поток втекает в сепараторную секцию 117d перерабатывающего узла 117 и разделяется на соответственные паровую и жидкую фазы. Паровая фаза объединяется с потоком 39 пара верхнего погона с образованием объединенного потока пара, который входит в устройство массопереноса абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117.
[0066] Жидкая фаза (если она присутствует) из нагретого быстро расширенного потока, выходящего из ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117, которая отделена в сепараторной секции 117d, объединяется с дистиллированной жидкостью, выходящей со дна устройства массопереноса в абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117 с образованием объединенного потока жидкости 154. Объединенный поток жидкости 154 выходит со дна перерабатывающего узла 117, и его давление повышают с помощью насоса 21 таким образом, что поток 154a при -146°F [-99°C] может объединяться с быстро расширенным потоком 36b с образованием объединенного сырьевого потока 155, который затем поступает в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи при -145°F [-98°C].
[0067] Дополнительно ректифицированный поток пара выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 при -154°F [-103°C] и поступает в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a. Пар нагревается до -127°F [-88°C], поскольку он обеспечивает охлаждение потока 151a, как описано ранее, и выходит из перерабатывающего узла 117 в виде выходящего потока 153 пара.
[0068] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 6, приведены в следующей таблице:
Таблица VI
(ФИГ. 6)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 18906 1760 494 140 21461
33 277 93 66 59 500
34 5417 504 142 40 6149
36 5694 597 208 99 6649
37 13489 1256 352 100 15312
39 20206 183 7 0 20509
151 2397 7 0 0 2416
153 21544 58 0 0 21711
154 1059 132 7 0 1214
155 6753 729 215 99 7863
152 19147 51 0 0 19295
42 36 1802 560 199 2666
Степени извлечения*
Этан 97,23%
Пропан 100,00%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 11657 л. с. [19164 кВт]
Сжатие флегмы 357 л. с. [587 кВт]
Общее сжатие 12014 л. с. [19751 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0069] Сопоставление Таблиц V и VI демонстрирует, что вариант осуществления настоящего изобретения, который показан на ФИГ. 6, имеет по существу такие же эксплуатационные характеристики, что и вариант осуществления, который показан на ФИГ. 5, а это означает, что он имеет те же преимущества, что и вариант осуществления, показанный на ФИГ. 5, по сравнению со способами, известными на предшествующем уровне техники, которые показаны на ФИГ. 1 и 4. Выбор, откуда брать газ для подачи в компрессор 22 орошения, из потока 39 пара верхнего погона колонны, как в варианте осуществления, показанном на ФИГ. 5, или из ректифицированного выходящего потока пара, как в варианте осуществления, показанном на ФИГ. 6, будет зависеть, в общем случае, от таких факторов, как состав сырьевого газа и желаемый уровень извлечения C2 компонентов.
Пример 3
[0070] На ФИГ. 7 изображена блок-схема при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, показанного на ФИГ. 1, который адаптирован для применения другого варианта осуществления настоящего изобретения. Рабочий режим при реализации способа, показанного на ФИГ. 7, был приспособлен, как изображено, для увеличения содержания этана в жидком продукте выше того уровня, который может достигаться в известных на предшествующем уровне техники способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 7, такие же, как и в способах, показанных на ФИГ. 1 и 4. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 7, можно сравнить со способами, показанными на ФИГ. 1 и 4, и, аналогично, можно сравнить с вариантами реализации изобретения, показанными на ФИГ. 5 и 6.
[0071] Большая часть параметров режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 7, практически совпадает с соответствующими параметрами режима для варианта осуществления настоящего изобретения, показанного на ФИГ. 6. Главное различие состоит в расположении быстро расширенного потока (поток 151c) после того, как он был нагрет в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117.
[0072] В способе, показанном на ФИГ. 7, поток 153 остаточного газа, выходящий из перерабатывающего узла 117, разделяют на два потока, поток 151 и поток 152. Поток 151 сжимают от рабочего давления (приблизительно 331 фунта/кв. дюйм (абс.) [2279 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17 до приблизительно 495 фунтов/кв. дюйм (абс.) [3410 кПа (абс.)] компрессором 22 орошения. Затем сжатый поток 151a при -68°F [-55°C] направляют в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a перерабатывающего узла 117 и охлаждают до существенной конденсации (поток 151b), в то же время, нагревая дополнительно ректифицированный поток пара.
[0073] По существу сконденсированный поток 151b при -140°F [-96°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 23 до давления, немного превышающего рабочее давление ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 7, расширенный поток 151c, выходящий из расширительного клапана 23, достигает температуры -155°F [-104°C], прежде чем его направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117. Быстро расширенный поток 151c дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию частично ректифицированного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b при -151°F [-101°C], а затем выходит из перерабатывающего узла 117 как поток 151d.
[0074] Поток 39 пара верхнего погона направляют в устройство массопереноса в абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117. Когда поток пара поднимается вверх через абсорбционную секцию 117c, он вступает в контакт с холодной жидкостью, которая опускается вниз, конденсируя и поглощая из потока пара C2 компоненты, C3 компоненты и более тяжелые компоненты с образованием частично ректифицированного потока пара.
[0075] Дистиллированная жидкость, выходящая со дна устройства массопереноса в абсорбционной секции 117c, выходит со дна перерабатывающего узла 117, и ее давление повышают с помощью насоса 21 таким образом, что поток 154a при -146°F [-99°C] может объединяться с быстро расширенным потоком 36b с образованием объединенного сырьевого потока 155, который затем поступает в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи при -145°F [-98°C].
[0076] Дополнительно ректифицированный поток пара выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 и поступает в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a при -153°F [-103°C]. Пар нагревается до -125°F [-87°C], поскольку он обеспечивает охлаждение потока 151a, как описано ранее, и затем выходит из перерабатывающего узла 117 в виде потока 153 остаточного газа. Поток 153 остаточного газа разделяют на потоки 151 и 152, как описано ранее, после чего поток 152 воссоединяют с нагретым быстро расширенным потоком 151d с образованием потока 153a при -129°F [-89°C]. Поток 153a представляет собой холодный остаточный газ, который нагревают и сжимают, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 1.
[0077] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 7, приведены в следующей таблице:
Таблица VII
(ФИГ. 7)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 18917 1763 496 141 21481
33 266 90 64 58 480
34 5550 517 146 41 6303
36 5816 607 210 99 6783
37 13367 1246 350 100 15178
39 20069 183 7 0 20369
151 2396 7 0 0 2416
152 16751 51 0 0 16886
154 922 125 7 0 1067
155 6738 732 217 99 7850
153 19147 58 0 0 19302
42 36 1795 560 199 2659
Степени извлечения*
Этан 96,88%
Пропан 100,00%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 11651 л. с. [19154 кВт]
Сжатие флегмы 360 л. с. [592 кВт]
Общее сжатие 12011 л. с. [19746 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0078] Сопоставление Таблиц V, VI, и VII демонстрирует, что при осуществлении способа по варианту реализации настоящего изобретения, который показан на ФИГ. 7, установка имеет почти такие же эксплуатационные характеристики, что и при реализации способов по вариантам реализации настоящего изобретения, которые показаны на ФИГ. 5 и 6, а это означает, что этот способ имеет те же преимущества, что и варианты реализации, приведенные на ФИГ. 5 и 6, по сравнению с способами, известными на предшествующем уровне техники, которые показаны на ФИГ. 1 и 4. Хотя извлечение этана в варианте реализации изобретения, который показан на ФИГ. 7 не настолько высокое, как в вариантах реализации, показанных на ФИГ. 5 и 6, в варианте на ФИГ. 7 через перерабатывающий узел 117 проходит меньше пара. Уменьшение размера узла может снижать капитальные затраты в достаточной мере, чтобы оправдать немного меньшее извлечение при реализации способа по настоящему изобретению, показанном на ФИГ. 7. Выбор, какой из вариантов реализации лучше всего подойдет для данного применения, будет зависеть, в общем случае, от таких факторов, как состав сырьевого газа и желаемый уровень извлечения C2 компонентов.
Пример 4
[0079] Настоящее изобретение также обеспечивает преимущества в случае, когда рыночная ситуация делает более выгодным отвод C2 в остаточный газовый продукт. Конфигурацию установки при реализации способа по настоящему изобретению можно легко изменить для эксплуатации в режиме, аналогичном описанному в родственной заявке №14/462,056, как показано на ФИГ. 8. Рабочий режим при реализации способа по настоящему изобретению, показанного на ФИГ. 5, может быть изменен, как изображено на ФИГ. 8, для уменьшения содержания этана в жидком продукте до того же уровня, как и при реализации способа, известного на предшествующем уровне техники, показанном на ФИГ. 3. Состав сырьевого газа и режим, установленный при реализации способа, показанного на ФИГ. 8, такие же, как и при реализации способа, показанного на ФИГ. 3. Соответственно, способ, показанный на ФИГ. 8, можно сравнить со способом, показанным на ФИГ. 3, для дополнительной иллюстрации преимуществ настоящего изобретения.
[0080] При таком варианте эксплуатации настоящего изобретения многие из параметров режима, показанного на ФИГ. 8, совпадают с соответствующими параметрами режима при реализации способа, показанного на ФИГ. 3, хотя основная часть конфигурации способа похожа на вариант осуществления настоящего изобретения, показанный на ФИГ. 5. Основное различие по сравнению с вариантом осуществления, показанным на ФИГ. 5, состоит в том, что быстро расширенный поток 151b, направляемый в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 для случая, показанного на ФИГ. 8, происходит из охлажденного объединенного потока 36a, а не из потока 39 пара верхнего погона колонны, как на ФИГ. 5. Таким образом, компрессор 22 орошения не требуется и может быть выведен из эксплуатации (как показано пунктирными линиями), что уменьшит потребность в мощности при эксплуатации в таком режиме.
[0081] В случае рабочего режима, показанного на ФИГ. 8, объединенный поток 36 охлаждают до -62°F [-52°C] в теплообменнике 12 путем теплообмена с холодным потоком 153 остаточного газа. Частично конденсированный объединенный поток 36a становится потоком 151 и направляется в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a в перерабатывающем узле 117, где подвергается дополнительному охлаждению до существенной конденсации (поток 151a), нагревая при этом дополнительно ректифицированный поток пара.
[0082] По существу конденсированный поток 151a при -97°F [-71°C] быстро расширяют с помощью расширительного клапана 23 до давления, немного превышающего рабочее давление (приблизительно 344 фунта/кв. дюйм (абс.) [2375 кПа (абс.)]) ректификационной колонны 17. В течение расширения некоторая часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В случае реализации способа, изображенного на ФИГ. 8, расширенный поток 151b, выходящий из расширительного клапана 23, достигает температуры -140°F [-96°C], прежде чем его направляют в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117.
[0083] Быстро расширенный поток 151b дополнительно испаряется, обеспечивая охлаждение и частичную конденсацию частично ректифицированного потока пара, и выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b при -83°F [-64°C]. Нагретый быстро расширенный поток втекает в сепараторную секцию 117d перерабатывающего узла 117 и разделяется на соответственные паровую и жидкую фазы. Паровая фаза объединяется с потоком 39 пара верхнего погона с образованием объединенного потока пара, который входит в устройство массопереноса абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117.
[0084] Жидкая фаза (если она присутствует) из нагретого быстро расширенного потока, выходящего из ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117, которая отделена в сепараторной секции 117d, объединяется с дистиллированной жидкостью, выходящей со дна устройства массопереноса в абсорбционной секции 117c перерабатывающего узла 117 с образованием объединенного потока жидкости 154. Объединенный поток жидкости 154 выходит со дна перерабатывающего узла 117, и его давление повышают с помощью насоса 21 таки образом, что поток 154a при -76°F [-60°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в точке верхней подачи.
[0085] Дополнительно ректифицированный поток пара выходит из устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 при -103°F [-75°C] и поступает в теплообменное устройство в охлаждающей секции 117a. Пар нагревается до -69°F [-56°C], поскольку он обеспечивает охлаждение потока 151, как описано ранее. Затем нагретый пар выходит из перерабатывающего узла 117 как охлажденный поток остаточного газа 153, который затем нагревают и подвергают сжатию, как описано ранее для потока 39 на ФИГ. 2.
[0086] Данные по скоростям потоков и потреблению энергии для способа, изображенного на ФИГ. 8, приведены в следующей таблице:
Таблица VIII
(ФИГ. 8)
Сводные данные по скоростям потоков фунт-моли/час [кг-моли/час]
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Всего
31 19183 1853 560 199 21961
32 19183 1853 560 199 21961
33 0 0 0 0 0
34 5947 574 174 62 6808
36/151 5947 574 174 62 6808
37 13236 1279 386 137 15153
39 14032 2616 95 4 16881
154 796 1348 268 66 2498
153 19183 1842 1 0 21191
42 0 11 559 199 770
Степени извлечения*
Этан 0,60%
Пропан 99,91%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 11656 л. с. [19162 кВт]
* (На основе неокругленных скоростей потоков)
[0087] Сопоставление Таблиц III и VIII демонстрирует, что, по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, способ, показанный на ФИГ. 8, улучшает извлечение пропана от 98,46% до 99,91%, а извлечение бутана+ от 99,98% до 100,00%. Кроме того, сопоставление Таблиц III и VIII дополнительно демонстрирует, что при достижении этих повышенных выходов продукта снижение использования мощности по сравнению со способами, известными на предшествующем уровне техники, составило приблизительно 3%. В отношении эффективности извлечения (определенной количеством C3 компонентов и более тяжелых компонентов, извлекаемых на единицу мощности), способ, показанный на ФИГ. 8, представляет более чем 4%-е улучшение по сравнению с способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 3. Эти повышенные степени извлечения и снижение потребления мощности обеспечивают значительный экономический эффект. При среднем приросте $ 0,69/галлон [
Figure 00000002
165/м3] для углеводородных жидкостей по сравнению с соответствующими углеводородными газами и стоимости $ 3,00/млн. БТЕ [
Figure 00000002
2,58/ГДж] для топливного газа, повышенное извлечение и уменьшенное потребление мощности представляет более, чем US$ 590000 [
Figure 00000002
530000] дополнительного годового дохода для оператора установки.
[0088] Высокие эксплуатационные характеристики способа, показанного на ФИГ. 8, по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 3, обусловлены двумя ключевыми дополнениями к его перерабатывающему узлу 117 по сравнению с перерабатывающим узлом 117 на ФИГ. 3. Первое из них представляет собой охлаждающую секцию 117a, которая дает возможность дополнительно охлаждать поток 36a, выходящий из теплообменника 12, уменьшая количество брызг в расширительном клапане 23 таким образом, что в быстро расширенном потоке, подаваемом в ректификационную секцию 117b по способу, показанному на ФИГ. 8, присутствует больше жидкости, чем в потоке, подаваемом в ректификационную секцию 117a по способу, показанному на ФИГ. 3. Это, в свою очередь, обеспечивает более глубокое охлаждение частично ректифицированного потока пара в устройстве тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b, поскольку жидкость в быстро расширенном потоке испаряется, что дает ей возможность конденсировать больше более тяжелых компонентов из частично ректифицированного потока пара и, тем самым, более глубоко ректифицировать поток.
[0089] Второе ключевое дополнение представляет собой абсорбционную секцию 117c, где осуществляется частичная ректификация объединенного потока пара, который поднимается из сепараторной секции 117d. Контакт объединенного потока пара с холодной конденсированной жидкостью, выходящей со дна устройства тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b, приводит к конденсации и поглощению C3 компонентов и более тяжелых компонентов из объединенного потока пара прежде, чем полученный частично ректифицированный поток поступает в устройство тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b. Это снижает нагрузку на ректификационную секцию 117b и дает возможность достигать более высокой степени ректификации в этой секции перерабатывающего узла 117.
[0090] Чистый эффект этих двух дополнений состоит в том, что создается возможность более эффективной ректификации потока 39 пара верхнего погона колонны в перерабатывающем узле 117 по способу, показанному на ФИГ. 8, что также дает возможность эксплуатировать колонну 17 деэтанизации при более высоком давлении. Более эффективная ректификация обеспечивает более высокие извлечения продукта, а более высокое давление в колонне снижает мощность компримирования остаточного газа, повышая эффективность извлечения по способу, показанному на ФИГ. 8, что представляет более чем 4%-е улучшение по сравнению со способом, известным на предшествующем уровне техники, который показан на ФИГ. 3. Аналогично, конфигурацию вариантов осуществления настоящего изобретения, показанных на ФИГ. 6 и 7, можно легко изменить для эксплуатации в таком же режиме таким образом, что все эти варианты осуществления дают возможность оператору установки извлекать C2 компоненты в кубовую жидкость в периоды высоких цен на продукт или отводить C2 компоненты в остаточный газовый продукт в периоды низких цен, тем самым максимизируя доходы завода при изменении экономической ситуации.
Другие варианты осуществления изобретения
[0091] В некоторых обстоятельствах бывает целесообразно устанавливать насос для перекачки жидкости внутри перерабатывающего узла для дополнительного сокращения числа единиц оборудования и снижения требований к производственной площади. Такие варианты осуществления показаны на ФИГ. 9, 10 и 11, где изображено, как насос 121, смонтированный внутри перерабатывающего узла 117, подает объединенный поток жидкости из сепараторной секции 117d по трубе 154 к точке соединения с потоком 36b для образования объединенного сырьевого потока 155, который поставляется в виде верхней подачи в колонну 17. Как насос, так и его привод могут быть смонтированы внутри перерабатывающего узла в случаях, когда используется погружной насос или герметичный насос, или внутри перерабатывающего узла может быть смонтирован только собственно насос (например, с использованием магнитно связанного привода). В любом из этих вариантов дополнительно снижается возможность выбросов в атмосферу углеводородов, которые могут причинить ущерб окружающей среде.
[0092] В некоторых обстоятельствах бывает целесообразно размещать перерабатывающий узел выше точки верхней подачи в ректификационную колонну 17. В таких случаях, может оказаться возможным течение объединенного потока жидкости 154 под гравитационным напором и его объединение с потоком 36b таким образом, что затем полученный объединенный сырьевой поток 155 течет к точке верхней подачи на ректификационной колонне 17, как показано на ФИГ. 12, 13 и 14, при этом устраняется необходимость в насосе 21/121, который присутствует в вариантах осуществления, показанных на ФИГ. 5-11.
[0093] В зависимости от состава сырьевого газа, желаемых уровней извлечения C2 компонентов или C3 компонентов и других факторов, может оказаться желательным полное испарение быстро расширенного потока 151c в устройстве тепло- и массопереноса в ректификационной секции 117b перерабатывающего узла 117 в вариантах осуществления настоящего изобретения, показанных на ФИГ. 5, 6, 9, 10, 12 и 13. В таких случаях может отсутствовать необходимость в сепараторной секции 117d в перерабатывающем узле 117.
[0094] В настоящем изобретении предложено улучшенное извлечение C2 компонентов, C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов на единицу потребления энергоресурсов, необходимых для использования способа. Улучшение потребления энергоресурсов, необходимых для использования способа может проявляться в виде снижения требований к электропитанию для сжатия или повторного сжатия, снижения требований к электропитанию для внешнего охлаждения, снижения требований к электропитанию для дополнительного нагрева или их комбинации.
Хотя в данном документе были описаны те варианты осуществления изобретения, которые считаются предпочтительными, специалистам в данной области техники должно быть понятно, что к ним могут быть сделаны другие и дополнительные модификации, например, для адаптации изобретения к различным условиям, типам сырья или к другим требованиям, без отступления от сущности настоящего изобретения, определенной в следующей формуле изобретения.

Claims (126)

1. Способ разделения газового потока, содержащего метан, C2 компоненты, C3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты на летучую фракцию остаточного газа и сравнительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть указанных C2 компонентов, C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или указанных C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, включающий
(a) обработку указанного газового потока на одном или более этапах теплообмена и по меньшей мере одном этапе разделения для получения по меньшей мере первого потока, который охлажден под давлением до по существу полной конденсации, и по меньшей мере второго потока, который охлажден под давлением;
(b) расширение указанного конденсированного первого потока до более низкого давления, в результате чего он дополнительно охлаждается, и после этого его поставку в точку верхней подачи в дистилляционной колонне, которая производит, по меньшей мере, поток пара верхнего погона и поток кубовой жидкости;
(c) расширение указанного охлажденного второго потока до указанного более низкого давления и после этого его поставку в промежуточную точку подачи сырья в указанной дистилляционной колонне; и
(d) фракционирование, по меньшей мере, указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока и указанного расширенного второго потока в указанной дистилляционной колонне при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости и указанная летучая фракция остаточного газа выходит в виде указанного потока пара верхнего погона;
характеризующийся тем, что
(1) указанный поток пара верхнего погона направляют в абсорбционное устройство, расположенное в перерабатывающем узле, для вхождения в контакт с конденсированным потоком, и в результате этого контакта происходит конденсация его менее летучих компонентов с образованием частично ректифицированного потока пара;
(2) указанный частично ректифицированный поток пара собирают в верхней зоне указанного абсорбционного устройства и направляют в устройство тепло- и массопереноса, расположенное в указанном перерабатывающем узле, в результате чего указанный частично ректифицированный поток пара охлаждается при одновременной конденсации его менее летучих компонентов, в результате чего образуются дополнительно ректифицированный поток пара и указанный конденсированный поток, после чего указанный конденсированный поток направляют в указанное абсорбционное устройство;
(3) указанный дополнительно ректифицированный поток пара направляют в теплообменное устройство, расположенное в указанном перерабатывающем узле, и нагревают, после чего выводят указанный нагретый дополнительно ректифицированный поток пара из указанного перерабатывающего узла в виде выходящего потока пара;
(4) указанный выходящий поток пара разделяют на первую часть и вторую часть;
(5) указанную первую часть сжимают до более высокого давления для образования сжатого потока;
(6) указанный сжатый поток направляют в указанное теплообменное устройство и охлаждают до конденсации, в результате чего реализуется по меньшей мере часть этапа нагревания (3) и образуется конденсированный поток;
(7) указанный конденсированный поток расширяют до указанного более низкого давления, в результате чего он дополнительно охлаждается с образованием быстро расширенного потока;
(8) указанный быстро расширенный поток нагревают в указанном устройстве тепло- и массопереноса, в результате чего реализуется по меньшей мере часть этапа охлаждения (2) и образуется нагретый быстро расширенный поток;
(9) указанный нагретый быстро расширенный поток объединяют с указанной второй частью для образования указанной летучей фракции остаточного газа;
(10) поток дистиллированной жидкости собирают из нижней зоны указанного абсорбционного устройства и объединяют с указанным расширенным дополнительно охлажденным первым потоком для образования объединенного сырьевого потока, после чего указанный комбинированный сырьевой поток направляют в указанную точку верхней подачи сырья на указанной дистилляционной колонне;
(11) по меньшей мере, указанный объединенный сырьевой поток и указанный расширенный второй поток фракционируют в указанной дистилляционной колонне при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекают в указанный поток кубовой жидкости; и
(12) количеств и температур указанных сырьевых потоков, поступающих в указанную дистилляционную колонну, достаточно для сохранения температуры верхнего погона указанной колонны дистилляции на уровне, при котором основные части компонентов в указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что
(1) указанный газовый поток охлаждают под давлением на указанном одном или более этапах теплообмена в достаточной мере для его частичной конденсации;
(2) указанный частично конденсированный газовый поток разделяют, тем самым создавая 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, указанного первого потока и указанного второго потока;
(4) указанный первый поток охлаждают под давлением на указанном одном или более этапах теплообмена для по существу полной его конденсации и в результате образуют указанный конденсированный первый поток;
(5) по меньшей мере часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости расширяют до указанного более низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в более низкой промежуточной точке подачи сырья ниже указанной промежуточной точки подачи сырья; и
(6) по меньшей мере, указанный объединенный сырьевой поток, указанный расширенный второй поток и указанный расширенный поток жидкости фракционируют в указанной дистилляционной колонне при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости.
3. Способ по п.2, отличающийся тем, что
(1) указанный поток пара разделяют на указанном по меньшей мере одном этапе разделения для получения по меньшей мере первого потока пара и указанного второго потока;
(2) указанный первый поток пара объединяют с по меньшей мере частью указанного по меньшей мере одного потока жидкости для образования указанного первого потока; и
(3) любую оставшуюся часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости расширяют до указанного более низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в указанной более низкой промежуточной точке подачи сырья.
4. Способ по пп.1, 2 или 3, отличающийся тем, что
(1) указанный нагретый быстро расширенный поток объединяют с указанным потоком пара верхнего погона для образования объединенного потока пара;
(2) указанный объединенный поток пара направляют в указанное абсорбционное устройство для приведения в контакт с указанным конденсированным потоком и для образования в результате указанного частично ректифицированного потока; и
(3) указанную вторую часть выводят в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
5. Способ по п.4, отличающийся тем, что
(1) указанный нагретый быстро расширенный поток направляют в сепараторное устройство, расположенное в указанном перерабатывающем узле, и там разделяют его на паровую фракцию и жидкую фракцию;
(2) указанную паровую фракцию объединяют с указанным потоком пара верхнего погона для образования объединенного потока пара;
(3) указанную жидкую фракцию объединяют с указанным потоком дистиллированной жидкости для образования объединенного потока жидкости; и
(4) указанный объединенный поток жидкости объединяют с указанным расширенным дополнительно охлажденным первым потоком для образования указанного объединенного потока сырья.
6. Способ по п.4, отличающийся тем, что
(1) указанный поток пара верхнего погона разделяют на указанную первую часть и указанную вторую часть;
(2) указанную вторую часть объединяют с указанным нагретым быстро расширенным потоком для образования указанного объединенного потока пара; и
(3) указанный выходящий поток пара выводят в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
7. Способ по п.5, отличающийся тем, что
(1) указанный поток пара верхнего погона разделяют на указанную первую часть и указанную вторую часть;
(2) указанную вторую часть объединяют с указанной паровой фракцией для образования указанного объединенного потока пара; и
(3) указанный выходящий поток пара выводят в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
8. Способ по пп.1, 2 или 3, отличающийся тем, что указанный поток дистиллированной жидкости подкачивают до более высокого давления с использованием насосных устройств.
9. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанный поток дистиллированной жидкости подкачивают до более высокого давления с использованием насосных устройств.
10. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный объединенный поток жидкости подкачивают до более высокого давления с использованием насосных устройств.
11. Способ по п.6, отличающийся тем, что указанный поток дистиллированной жидкости подкачивают до более высокого давления с использованием насосных устройств.
12. Способ по п.7, отличающийся тем, что указанный объединенный поток жидкости подкачивают до более высокого давления с использованием насосных устройств.
13. Способ по п.8, отличающийся тем, что указанные насосные устройства расположены в указанном перерабатывающем узле.
14. Способ по п.9, отличающийся тем, что указанные насосные устройства расположены в указанном перерабатывающем узле.
15. Способ по п.10, отличающийся тем, что указанные насосные устройства расположены в указанном перерабатывающем узле.
16. Способ по п.11, отличающийся тем, что указанные насосные устройства расположены в указанном перерабатывающем узле.
17. Способ по п.12, отличающийся тем, что указанные насосные устройства расположены в указанном перерабатывающем узле.
18. Установка для разделения газового потока, содержащего метан, C2 компоненты, C3 компоненты и более тяжелые углеводородные компоненты, на летучую фракцию остаточного газа и сравнительно менее летучую фракцию, содержащую основную часть указанных C2 компонентов, C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов или указанных C3 компонентов и более тяжелых углеводородных компонентов, причем указанная установка содержит
(a) одно или более теплообменное устройство и по меньшей мере одно разделительное устройство для образования по меньшей мере первого потока, который охлажден под давлением до по существу полной его конденсации, и по меньшей мере второго потока, охлажденного под давлением;
(b) первое расширительное устройство, подключенное, чтобы принимать указанный конденсированный первый поток под давлением и расширять его до более низкого давления, в результате чего указанный первый поток дополнительно охлаждается;
(c) дистилляционную колонну, соединенную с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток в точке верхней подачи сырья, при этом указанная дистилляционная колонна производит, по меньшей мере, поток пара верхнего погона и поток кубовой жидкости;
(d) второе расширительное устройство, подключенное, чтобы принимать указанный охлажденный второй поток под давлением и расширять его до указанного более низкого давления;
(e) при этом указанная дистилляционная колонна дополнительно соединена с указанным вторым расширительным устройством, чтобы принимать указанный расширенный второй поток в промежуточной точке подачи сырья; и
(f) указанная дистилляционная колонна приспособлена для фракционирования, по меньшей мере, указанного расширенного дополнительно охлажденного первого потока и указанного расширенного второго потока при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости и указанная летучая фракция остаточного газа выводится в виде указанного потока пара верхнего погона;
характеризующаяся тем, что указанная установка содержит
(1) абсорбционное устройство, расположенное в перерабатывающем узле и соединенное с указанной дистилляционной колонной, чтобы принимать указанный поток пара верхнего погона и приводить его в контакт с конденсированным потоком, в результате чего конденсируются его менее летучие компоненты и образуется частично ректифицированный поток пара;
(2) устройство тепло- и массопереноса, расположенное в указанном перерабатывающем узле и соединенное с указанным абсорбционным устройством, чтобы принимать указанный частично ректифицированный поток пара из верхней зоны указанного абсорбционного устройства, в результате чего указанный частично ректифицированный поток пара охлаждается, при этом одновременно происходит конденсация его менее летучих компонентов, в результате чего образуются дополнительно ректифицированный поток пара и указанный конденсированный поток, причем указанное устройство тепло- и массопереноса дополнительно соединено с указанным абсорбционным устройством, чтобы направлять указанный конденсированный поток в указанное абсорбционное устройство;
(3) второе теплообменное устройство, расположенное в указанном перерабатывающем узле и соединенное с указанным устройством тепло- и массопереноса, чтобы принимать указанный дополнительно ректифицированный поток пара и нагревать его, после чего выводить указанный нагретый дополнительно ректифицированный поток пара из указанного перерабатывающего узла в виде выходящего потока пара;
(4) второе разделительное устройство, соединенное с указанным перерабатывающим узлом, чтобы принимать указанный выходящий поток пара и разделять его на первую часть и вторую часть;
(5) компрессорное устройство, соединенное с указанным вторым разделительным устройством, чтобы принимать указанную первую часть и сжимать ее до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый поток;
(6) указанное второе теплообменное устройство, дополнительно соединенное с указанным компрессорным устройством, чтобы принимать указанный сжатый поток и охлаждать его до конденсации, в результате чего реализуется по меньшей мере часть этапа нагревания (3) и образуется конденсированный поток;
(7) третье расширительное устройство, соединенное с указанным вторым теплообменным устройством, чтобы принимать указанный конденсированный поток и расширять его до указанного более низкого давления, в результате чего образуется быстро расширенный поток;
(8) указанное устройство тепло- и массопереноса, дополнительно соединенное с указанным третьим расширительным устройством, чтобы принимать указанный быстро расширенный поток и нагревать его, в результате чего реализуется этап охлаждения (2) и образуется нагретый быстро расширенный поток;
(9) первое устройство для объединения, соединенное с указанным устройством тепло- и массопереноса и с указанным вторым разделительным устройством, чтобы принимать указанный нагретый быстро расширенный поток и указанную вторую часть и образовывать указанную летучую фракцию остаточного газа;
(10) второе устройство для объединения, соединенное с указанным абсорбционным устройством и указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать поток дистиллированной жидкости из нижней зоны указанного абсорбционного устройства и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать объединенный поток сырья, причем указанное второе устройство для объединения дополнительно соединено с указанной дистилляционной колонной, чтобы поставлять указанный объединенный поток сырья в указанную точку верхней подачи указанной колонны дистилляции;
(11) указанную дистилляционную колонну, приспособленную для фракционирования, по меньшей мере, указанного объединенного потока сырья и указанного расширенного второго потока при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости; и
(12) устройство управления, приспособленное для регулирования количеств и температур указанных сырьевых потоков, поступающих в указанную дистилляционную колонну, для сохранения температуры верхнего погона указанной колонны дистилляции на уровне, при котором основные части компонентов в указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости.
19. Установка по п.18, отличающаяся тем, что
(1) указанное одно или более теплообменное устройство приспособлено для охлаждения указанного газового потока под давлением, достаточным для его частичной конденсации;
(2) устройство для разделения сырья соединено с указанным одним или более теплообменными устройствами, чтобы принимать указанный частично конденсированный газовый поток и разделять его на поток пара и по меньшей мере один поток жидкости;
(3) указанное по меньшей мере одно разделительное устройство соединено с указанным устройством для разделения сырья и приспособлено для приема указанного потока пара и его разделения на, по меньшей мере, указанный первый поток и указанный второй поток;
(4) указанное одно или более теплообменное устройство соединено с указанным по меньшей мере одним разделительным устройством и приспособлено для приема указанного первого потока и для его охлаждения, достаточного для его конденсации, в результате чего образуется указанный конденсированный первый поток;
(5) указанное второе расширительное устройство соединено с указанным по меньшей мере одним разделительным устройством и приспособлено для приема указанного второго потока и его расширения до указанного более низкого давления, в результате чего образуется указанный расширенный второй поток;
(6) четвертое расширительное устройство соединено с указанным устройством для разделения сырья, чтобы принимать по меньшей мере часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости и расширять его до указанного более низкого давления, причем указанное четвертое расширительное устройство дополнительно соединено с указанной дистилляционной колонной, чтобы поставлять указанный расширенный поток жидкости в указанную дистилляционную колонну в более низкой промежуточной точке подачи сырья ниже указанной промежуточной точки подачи сырья; и
(7) указанная дистилляционная колонна приспособлена для фракционирования, по меньшей мере, указанного объединенного потока сырья, указанного расширенного второго потока и указанного расширенного потока жидкости при указанном более низком давлении, в результате чего компоненты указанной сравнительно менее летучей фракции извлекаются в указанный поток кубовой жидкости.
20. Установка по п.19, отличающаяся тем, что
(1) указанное по меньшей мере одно разделительное устройство приспособлено к разделению указанного потока пара на по меньшей мере первый поток пара и указанный второй поток;
(2) устройство для объединения пара и жидкости соединено с указанным по меньшей мере одним разделительным устройством и с указанным устройством для разделения сырья, чтобы принимать указанный первый поток пара и по меньшей мере часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости и образовывать указанный первый поток;
(3) указанное одно или более теплообменное устройство соединено с указанным устройством для объединения пара и жидкости и приспособлено для приема указанного первого потока и для его охлаждения, достаточного для его конденсации, в результате чего образуется указанный конденсированный первый поток; и
(4) указанное четвертое расширительное устройство приспособлено, чтобы принимать любую оставшуюся часть указанного по меньшей мере одного потока жидкости и расширять его до указанного более низкого давления, после чего указанный расширенный поток жидкости подают в указанную дистилляционную колонну в указанной более низкой промежуточной точке подачи сырья.
21. Установка по пп.18, 19 или 20, отличающаяся тем, что
(1) указанное первое устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным устройством тепло- и массопереноса и с указанной дистилляционной колонной, чтобы принимать указанный нагретый быстро расширенный поток и указанный поток пара верхнего погона и образовывать объединенный поток пара;
(2) указанное первое устройство для объединения дополнительно соединено с указанным абсорбционным устройством, чтобы направлять указанный объединенный поток пара в указанное абсорбционное устройство, при этом указанное абсорбционное устройство приспособлено для создания контакта между указанным объединенным потоком пара и указанным конденсированным потоком, в результате чего образуется указанный частично ректифицированный поток пара; и
(3) указанное второе разделительное устройство приспособлено к выведению указанной второй части в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
22. Установка по п.21, отличающаяся тем, что
(1) разделительное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле и соединено для приема указанного нагретого быстро расширенного потока и его разделения на паровую фракцию и жидкую фракцию;
(2) указанное первое устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным разделительным устройством и с указанной дистилляционной колонной, чтобы принимать указанную паровую фракцию и указанный поток пара верхнего погона и образовывать объединенный поток пара;
(3) третье устройство для объединения соединено с указанным абсорбционным устройством и с указанным разделительным устройством, чтобы принимать указанный поток дистиллированной жидкости из указанной нижней зоны указанного абсорбционного устройства и указанную жидкую фракцию и образовывать объединенный поток жидкости; и
(4) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным третьим устройством для объединения и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный объединенный поток жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
23. Установка по п.21, отличающаяся тем, что
(1) указанное второе разделительное устройство приспособлено для соединения с указанной дистилляционной колонной, чтобы принимать указанный поток пара верхнего погона и разделять его на указанную первую часть и указанную вторую часть;
(2) указанное первое устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным устройством тепло- и массопереноса и с указанным вторым разделительным устройством, чтобы принимать указанный нагретый быстро расширенный поток и указанную вторую часть, в результате чего образуется указанный объединенный поток пара; и
(3) указанный перерабатывающий узел приспособлен для выведения указанного выходящего пара в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
24. Установка по п.22, отличающаяся тем, что
(1) указанное второе разделительное устройство приспособлено для соединения с указанной дистилляционной колонной, чтобы принимать указанный поток пара верхнего погона и разделять его на указанную первую часть и указанную вторую часть;
(2) указанное первое устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным разделительным устройством и с указанным вторым разделительным устройством, чтобы принимать указанную паровую фракцию и указанную вторую часть, в результате чего образуется указанный объединенный поток пара; и
(3) указанный перерабатывающий узел приспособлен для выведения указанного выходящего пара в виде указанной летучей фракции остаточного газа.
25. Установка по пп.18, 19 или 20, отличающаяся тем, что
(1) насосное устройство соединено с указанным абсорбционным устройством, чтобы принимать указанный поток дистиллированной жидкости из указанной нижней зоны указанного абсорбционного устройства и накачивать его до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый поток дистиллированной жидкости; и
(2) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным насосным устройством и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный сжатый поток дистиллированной жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
26. Установка по п.21, отличающаяся тем, что
(1) насосное устройство соединено с указанным абсорбционным устройством, чтобы принимать указанный поток дистиллированной жидкости из указанной нижней зоны указанного абсорбционного устройства и накачивать его до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый поток дистиллированной жидкости; и
(2) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным насосным устройством и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный сжатый поток дистиллированной жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
27. Установка по п.22, отличающаяся тем, что
(1) насосное устройство соединено с указанным третьим устройством для объединения, чтобы принимать указанный объединенный поток жидкости и накачивать его до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый объединенный поток жидкости; и
(2) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным насосным устройством и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный сжатый объединенный поток жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
28. Установка по п.23, отличающаяся тем, что
(1) насосное устройство соединено с указанным абсорбционным устройством, чтобы принимать указанный поток дистиллированной жидкости из указанной нижней зоны указанного абсорбционного устройства и накачивать его до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый поток дистиллированной жидкости; и
(2) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным насосным устройством и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный сжатый поток дистиллированной жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
29. Установка по п.24, отличающаяся тем, что
(1) насосное устройство соединено с указанным третьим устройством для объединения, чтобы принимать указанный объединенный поток жидкости и накачивать его до более высокого давления, в результате чего образуется сжатый объединенный поток жидкости; и
(2) указанное второе устройство для объединения приспособлено для соединения с указанным насосным устройством и с указанным первым расширительным устройством, чтобы принимать указанный сжатый объединенный поток жидкости и указанный расширенный дополнительно охлажденный первый поток и образовывать указанный объединенный поток сырья.
30. Установка по п.25, отличающаяся тем, что указанное насосное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле.
31. Установка по п.26, отличающаяся тем, что указанное насосное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле.
32. Установка по п.27, отличающаяся тем, что указанное насосное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле.
33. Установка по п.28, отличающаяся тем, что указанное насосное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле.
34. Установка по п.29, отличающаяся тем, что указанное насосное устройство расположено в указанном перерабатывающем узле.
RU2019108437A 2016-08-26 2017-08-04 Переработка углеводородного газа RU2753698C2 (ru)

Applications Claiming Priority (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201662379992P 2016-08-26 2016-08-26
US62/379,992 2016-08-26
US15/332,670 2016-10-24
US15/332,670 US10533794B2 (en) 2016-08-26 2016-10-24 Hydrocarbon gas processing
PCT/US2017/045454 WO2018038893A1 (en) 2016-08-26 2017-08-04 Hydrocarbon gas processing

Publications (3)

Publication Number Publication Date
RU2019108437A RU2019108437A (ru) 2020-09-28
RU2019108437A3 RU2019108437A3 (ru) 2020-12-04
RU2753698C2 true RU2753698C2 (ru) 2021-08-19

Family

ID=61242094

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2019108437A RU2753698C2 (ru) 2016-08-26 2017-08-04 Переработка углеводородного газа

Country Status (6)

Country Link
US (1) US10533794B2 (ru)
BR (1) BR112019003763A2 (ru)
CA (1) CA3034525A1 (ru)
MX (1) MX2019002165A (ru)
RU (1) RU2753698C2 (ru)
WO (1) WO2018038893A1 (ru)

Families Citing this family (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US11725879B2 (en) 2016-09-09 2023-08-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting NGL plant for high ethane recovery
WO2019078892A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation IMPLEMENTATION BY PHASES OF RECOVERY PLANTS OF NATURAL GAS LIQUIDS
US11266946B2 (en) * 2018-05-16 2022-03-08 Saudi Arabian Oil Company Purification of gases containing sulfur compounds
WO2020185649A1 (en) 2019-03-11 2020-09-17 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN110006216B (zh) * 2019-03-29 2020-01-24 大连理工大学 一种深冷与膜耦合的乙烯循环制冷系统不凝排放气分离回收工艺
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN111253985A (zh) * 2020-03-03 2020-06-09 武汉科技大学 一种用于荒煤气冷却及馏分初步分离的装置及其工艺

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2144556C1 (ru) * 1995-06-07 2000-01-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газового потока и устройство для его осуществления (варианты)
EA001330B1 (ru) * 1997-05-07 2001-02-26 Элкор Корпорейшн Способ и устройство для разделения газового потока
US7357003B2 (en) * 2003-07-24 2008-04-15 Toyo Engineering Corporation Process and apparatus for separation of hydrocarbons
US20120000245A1 (en) * 2010-07-01 2012-01-05 Black & Veatch Corporation Methods and Systems for Recovering Liquified Petroleum Gas from Natural Gas
EA018675B1 (ru) * 2007-10-18 2013-09-30 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Переработка газообразных углеводородов
US20150315104A2 (en) * 2013-09-11 2015-11-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing

Family Cites Families (221)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US311402A (en) 1885-01-27 withing-ton
US33408A (en) 1861-10-01 Improvement in machinery for washing wool
US2603310A (en) 1948-07-12 1952-07-15 Phillips Petroleum Co Method of and apparatus for separating the constituents of hydrocarbon gases
US2952985A (en) 1954-09-20 1960-09-20 Clarence W Brandon Apparatus for fractionating and refrigerating with or by miscible fluids
US2880592A (en) 1955-11-10 1959-04-07 Phillips Petroleum Co Demethanization of cracked gases
BE579774A (ru) 1958-06-23
US3524897A (en) 1963-10-14 1970-08-18 Lummus Co Lng refrigerant for fractionator overhead
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
FR1535846A (fr) 1966-08-05 1968-08-09 Shell Int Research Procédé pour la séparation de mélanges de méthane liquéfié
US3508412A (en) 1966-08-12 1970-04-28 Mc Donnell Douglas Corp Production of nitrogen by air separation
DE1551607B1 (de) 1967-11-15 1970-04-23 Messer Griesheim Gmbh Verfahren zur Tieftemperatur-Rektifikation eines Gasgemisches
US3507127A (en) 1967-12-26 1970-04-21 Phillips Petroleum Co Purification of nitrogen which contains methane
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
BE758567A (fr) 1969-11-07 1971-05-06 Fluor Corp Procede de recuperation d'ethylene a basse pression
US3763658A (en) 1970-01-12 1973-10-09 Air Prod & Chem Combined cascade and multicomponent refrigeration system and method
DE2022954C3 (de) 1970-05-12 1978-05-18 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur Zerlegung von stickstoffhaltigem Erdgas
US3902329A (en) 1970-10-28 1975-09-02 Univ California Distillation of methane and hydrogen from ethylene
US4033735A (en) 1971-01-14 1977-07-05 J. F. Pritchard And Company Single mixed refrigerant, closed loop process for liquefying natural gas
US3724226A (en) 1971-04-20 1973-04-03 Gulf Research Development Co Lng expander cycle process employing integrated cryogenic purification
US3837172A (en) 1972-06-19 1974-09-24 Synergistic Services Inc Processing liquefied natural gas to deliver methane-enriched gas at high pressure
US3969450A (en) 1973-11-14 1976-07-13 Standard Oil Company Heat-exchanger trays and system using same
US3920767A (en) 1974-05-29 1975-11-18 Phillips Petroleum Co Isoparaffin-olefin alkylation using hf-ethyl fluoride catalysis with recovery of ethyl fluorine and alkylation of secondary and tertiary alkyl fluorides
US4004430A (en) 1974-09-30 1977-01-25 The Lummus Company Process and apparatus for treating natural gas
GB1475475A (en) 1974-10-22 1977-06-01 Ortloff Corp Process for removing condensable fractions from hydrocarbon- containing gases
US4002042A (en) 1974-11-27 1977-01-11 Air Products And Chemicals, Inc. Recovery of C2 + hydrocarbons by plural stage rectification and first stage dephlegmation
US3983711A (en) 1975-01-02 1976-10-05 The Lummus Company Plural stage distillation of a natural gas stream
US4115086A (en) 1975-12-22 1978-09-19 Fluor Corporation Recovery of light hydrocarbons from refinery gas
US4065278A (en) 1976-04-02 1977-12-27 Air Products And Chemicals, Inc. Process for manufacturing liquefied methane
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
US4132604A (en) 1976-08-20 1979-01-02 Exxon Research & Engineering Co. Reflux return system
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
US4284423A (en) 1978-02-15 1981-08-18 Exxon Research & Engineering Co. Separation of carbon dioxide and other acid gas components from hydrocarbon feeds containing admixtures of methane and hydrogen
US4203741A (en) 1978-06-14 1980-05-20 Phillips Petroleum Company Separate feed entry to separator-contactor in gas separation
US4356014A (en) 1979-04-04 1982-10-26 Petrochem Consultants, Inc. Cryogenic recovery of liquids from refinery off-gases
FR2458525A1 (fr) 1979-06-06 1981-01-02 Technip Cie Procede perfectionne de fabrication de l'ethylene et installation de production d'ethylene comportant application de ce procede
US4318723A (en) 1979-11-14 1982-03-09 Koch Process Systems, Inc. Cryogenic distillative separation of acid gases from methane
US4322225A (en) 1980-11-04 1982-03-30 Phillips Petroleum Company Natural gas processing
DE3042964A1 (de) 1980-11-14 1982-07-01 Ernst Prof. Dr. 7400 Tübingen Bayer Verfahren zur eliminierung von heteroatomen aus biologischem material und organischen sedimenten zur konvertierung zu festen und fluessigen brennstoffen
IT1136894B (it) 1981-07-07 1986-09-03 Snam Progetti Metodo per il recupero di condensati da una miscela gassosa di idrocarburi
US4404008A (en) 1982-02-18 1983-09-13 Air Products And Chemicals, Inc. Combined cascade and multicomponent refrigeration method with refrigerant intercooling
US4430103A (en) 1982-02-24 1984-02-07 Phillips Petroleum Company Cryogenic recovery of LPG from natural gas
US4738699A (en) 1982-03-10 1988-04-19 Flexivol, Inc. Process for recovering ethane, propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4445917A (en) 1982-05-10 1984-05-01 Air Products And Chemicals, Inc. Process for liquefied natural gas
US4445916A (en) 1982-08-30 1984-05-01 Newton Charles L Process for liquefying methane
US4453958A (en) 1982-11-24 1984-06-12 Gulsby Engineering, Inc. Greater design capacity-hydrocarbon gas separation process
DE3416519A1 (de) 1983-05-20 1984-11-22 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren und vorrichtung zur zerlegung eines gasgemisches
CA1235650A (en) 1983-09-13 1988-04-26 Paul Kumman Parallel stream heat exchange for separation of ethane and higher hydrocarbons from a natural or refinery gas
US4507133A (en) 1983-09-29 1985-03-26 Exxon Production Research Co. Process for LPG recovery
USRE33408E (en) 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4545795A (en) 1983-10-25 1985-10-08 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction
US4525185A (en) 1983-10-25 1985-06-25 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction with staged compression
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
DE3414749A1 (de) 1984-04-18 1985-10-31 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung hoeherer kohlenwasserstoffe aus einem kohlenwasserstoffhaltigen rohgas
US4657571A (en) 1984-06-29 1987-04-14 Snamprogetti S.P.A. Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures
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
DE3441307A1 (de) 1984-11-12 1986-05-15 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung einer c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoff-fraktion aus erdgas
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
DE3445961A1 (de) 1984-12-17 1986-06-26 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen aus einem gasstrom
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4596588A (en) 1985-04-12 1986-06-24 Gulsby Engineering Inc. Selected methods of reflux-hydrocarbon gas separation process
DE3528071A1 (de) 1985-08-05 1987-02-05 Linde Ag Verfahren zur zerlegung eines kohlenwasserstoffgemisches
DE3531307A1 (de) 1985-09-02 1987-03-05 Linde Ag Verfahren zur abtrennung von c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen aus erdgas
US4746342A (en) 1985-11-27 1988-05-24 Phillips Petroleum Company Recovery of NGL's and rejection of N2 from natural gas
US4698081A (en) 1986-04-01 1987-10-06 Mcdermott International, Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents utilizing a fractionator
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4707170A (en) 1986-07-23 1987-11-17 Air Products And Chemicals, Inc. Staged multicomponent refrigerant cycle for a process for recovery of C+ hydrocarbons
US4720294A (en) 1986-08-05 1988-01-19 Air Products And Chemicals, Inc. Dephlegmator process for carbon dioxide-hydrocarbon distillation
SU1606828A1 (ru) 1986-10-28 1990-11-15 Всесоюзный Научно-Исследовательский И Проектный Институт По Переработке Газа Способ разделени углеводородных смесей
US4710214A (en) 1986-12-19 1987-12-01 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
US4711651A (en) 1986-12-19 1987-12-08 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
US4752312A (en) 1987-01-30 1988-06-21 The Randall Corporation Hydrocarbon gas processing to recover propane and heavier hydrocarbons
US4755200A (en) 1987-02-27 1988-07-05 Air Products And Chemicals, Inc. Feed gas drier precooling in mixed refrigerant natural gas liquefaction processes
DE3814294A1 (de) 1988-04-28 1989-11-09 Linde Ag Verfahren zur abtrennung von kohlenwasserstoffen
US4869740A (en) 1988-05-17 1989-09-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4854955A (en) 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4889545A (en) 1988-11-21 1989-12-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4851020A (en) 1988-11-21 1989-07-25 Mcdermott International, Inc. Ethane recovery system
US4895584A (en) 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
FR2649192A1 (fr) 1989-06-30 1991-01-04 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de transfert simultane de matiere et de chaleur
US4970867A (en) 1989-08-21 1990-11-20 Air Products And Chemicals, Inc. Liquefaction of natural gas using process-loaded expanders
US5067330A (en) 1990-02-09 1991-11-26 Columbia Gas System Service Corporation Heat transfer apparatus for heat pumps
US5114451A (en) 1990-03-12 1992-05-19 Elcor Corporation Liquefied natural gas processing
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
FR2681859B1 (fr) 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const Procede de liquefaction de gaz naturel.
FR2682964B1 (fr) 1991-10-23 1994-08-05 Elf Aquitaine Procede de deazotation d'un melange liquefie d'hydrocarbures consistant principalement en methane.
US5255528A (en) 1992-06-03 1993-10-26 Kim Dao Method and apparatus for recuperating waste heat in absorption systems
JPH06299174A (ja) 1992-07-24 1994-10-25 Chiyoda Corp 天然ガス液化プロセスに於けるプロパン系冷媒を用いた冷却装置
JPH06159928A (ja) 1992-11-20 1994-06-07 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5325673A (en) 1993-02-23 1994-07-05 The M. W. Kellogg Company Natural gas liquefaction pretreatment process
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
FR2714722B1 (fr) 1993-12-30 1997-11-21 Inst Francais Du Petrole Procédé et appareil de liquéfaction d'un gaz naturel.
US5615561A (en) 1994-11-08 1997-04-01 Williams Field Services Company LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5546764A (en) 1995-03-03 1996-08-20 Advanced Extraction Technologies, Inc. Absorption process for recovering ethylene and hydrogen from refinery and petrochemical plant off-gases
US5713216A (en) 1995-06-06 1998-02-03 Erickson; Donald C. Coiled tubular diabatic vapor-liquid contactor
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5537827A (en) 1995-06-07 1996-07-23 Low; William R. Method for liquefaction of natural gas
US5566554A (en) 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
MY117899A (en) 1995-06-23 2004-08-30 Shell Int Research Method of liquefying and treating a natural gas.
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
US5600969A (en) 1995-12-18 1997-02-11 Phillips Petroleum Company Process and apparatus to produce a small scale LNG stream from an existing NGL expander plant demethanizer
US5755115A (en) 1996-01-30 1998-05-26 Manley; David B. Close-coupling of interreboiling to recovered heat
EP0883786B1 (en) 1996-02-29 2002-08-28 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Method of reducing the amount of components having low boiling points in liquefied natural gas
US5737940A (en) 1996-06-07 1998-04-14 Yao; Jame Aromatics and/or heavies removal from a methane-based feed by condensation and stripping
US5669234A (en) 1996-07-16 1997-09-23 Phillips Petroleum Company Efficiency improvement of open-cycle cascaded refrigeration process
US5799507A (en) 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5755114A (en) 1997-01-06 1998-05-26 Abb Randall Corporation Use of a turboexpander cycle in liquefied natural gas process
JPH10204455A (ja) 1997-01-27 1998-08-04 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
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
DZ2535A1 (fr) 1997-06-20 2003-01-08 Exxon Production Research Co Procédé perfectionné pour la liquéfaction de gaz naturel.
TW368596B (en) 1997-06-20 1999-09-01 Exxon Production Research Co Improved multi-component refrigeration process for liquefaction of natural gas
TW366410B (en) 1997-06-20 1999-08-11 Exxon Production Research Co Improved cascade refrigeration process for liquefaction of natural gas
CA2294742C (en) 1997-07-01 2005-04-05 Exxon Production Research Company Process for separating a multi-component gas stream containing at least one freezable component
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
US5992175A (en) 1997-12-08 1999-11-30 Ipsi Llc Enhanced NGL recovery processes
EG22293A (en) 1997-12-12 2002-12-31 Shell Int Research Process ofliquefying a gaseous methane-rich feed to obtain liquefied natural gas
US6237365B1 (en) 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
US5970742A (en) 1998-04-08 1999-10-26 Air Products And Chemicals, Inc. Distillation schemes for multicomponent separations
US6182469B1 (en) 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6116050A (en) 1998-12-04 2000-09-12 Ipsi Llc Propane recovery methods
US6119479A (en) 1998-12-09 2000-09-19 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant cycle for gas liquefaction
MY117548A (en) 1998-12-18 2004-07-31 Exxon Production Research Co Dual multi-component refrigeration cycles for liquefaction of natural gas
US6077985A (en) 1999-03-10 2000-06-20 Kellogg Brown & Root, Inc. Integrated deethanizer/ethylene fractionation column
US6125653A (en) 1999-04-26 2000-10-03 Texaco Inc. LNG with ethane enrichment and reinjection gas as refrigerant
US6336344B1 (en) 1999-05-26 2002-01-08 Chart, Inc. Dephlegmator process with liquid additive
US6324867B1 (en) 1999-06-15 2001-12-04 Exxonmobil Oil Corporation Process and system for liquefying natural gas
US6347532B1 (en) 1999-10-12 2002-02-19 Air Products And Chemicals, Inc. Gas liquefaction process with partial condensation of mixed refrigerant at intermediate temperatures
US6308531B1 (en) 1999-10-12 2001-10-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hybrid cycle for the production of liquefied natural gas
US7310971B2 (en) 2004-10-25 2007-12-25 Conocophillips Company LNG system employing optimized heat exchangers to provide liquid reflux stream
US6244070B1 (en) 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
US6453698B2 (en) 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
US6401486B1 (en) 2000-05-18 2002-06-11 Rong-Jwyn Lee Enhanced NGL recovery utilizing refrigeration and reflux from LNG plants
WO2001088447A1 (en) 2000-05-18 2001-11-22 Phillips Petroleum Company Enhanced ngl recovery utilizing refrigeration and reflux from lng plants
US6361582B1 (en) 2000-05-19 2002-03-26 Membrane Technology And Research, Inc. Gas separation using C3+ hydrocarbon-resistant membranes
AU7158701A (en) 2000-08-11 2002-02-25 Fluor Corp High propane recovery process and configurations
US20020166336A1 (en) 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
EP1322897A2 (en) 2000-10-02 2003-07-02 Elkcorp Hydrocarbon gas processing
US6367286B1 (en) 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
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
US6417420B1 (en) 2001-02-26 2002-07-09 Uop Llc Alkylaromatic process with removal of aromatic byproducts using efficient distillation
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6526777B1 (en) 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
UA76750C2 (ru) 2001-06-08 2006-09-15 Елккорп Способ сжижения природного газа (варианты)
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
US6550274B1 (en) 2001-12-05 2003-04-22 Air Products And Chemicals, Inc. Batch distillation
US6565626B1 (en) 2001-12-28 2003-05-20 Membrane Technology And Research, Inc. Natural gas separation using nitrogen-selective membranes
US7069743B2 (en) 2002-02-20 2006-07-04 Eric Prim System and method for recovery of C2+ hydrocarbons contained in liquefied natural gas
US7475566B2 (en) 2002-04-03 2009-01-13 Howe-Barker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
US6941771B2 (en) 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
US6564579B1 (en) 2002-05-13 2003-05-20 Black & Veatch Pritchard Inc. Method for vaporizing and recovery of natural gas liquids from liquefied natural gas
ATE410653T1 (de) 2002-08-15 2008-10-15 Fluor Corp Niederdruckflüssigergasanlagenkonfigurationen
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
KR101120324B1 (ko) 2003-02-25 2012-06-12 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 탄화수소 가스의 처리방법
US6889523B2 (en) 2003-03-07 2005-05-10 Elkcorp LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US7107788B2 (en) 2003-03-07 2006-09-19 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Residue recycle-high ethane recovery process
US7273542B2 (en) 2003-04-04 2007-09-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and apparatus for recovering olefins
ES2376429T3 (es) 2003-06-05 2012-03-13 Fluor Corporation Configuración y procedimiento de regasificación de gas natural licuado.
US6907752B2 (en) 2003-07-07 2005-06-21 Howe-Baker Engineers, Ltd. Cryogenic liquid natural gas recovery process
US6986266B2 (en) 2003-09-22 2006-01-17 Cryogenic Group, Inc. Process and apparatus for LNG enriching in methane
US7155931B2 (en) 2003-09-30 2007-01-02 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US7278281B2 (en) 2003-11-13 2007-10-09 Foster Wheeler Usa Corporation Method and apparatus for reducing C2 and C3 at LNG receiving terminals
US7159417B2 (en) 2004-03-18 2007-01-09 Abb Lummus Global, Inc. Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams
US7316127B2 (en) 2004-04-15 2008-01-08 Abb Lummus Global Inc. Hydrocarbon gas processing for rich gas streams
US7204100B2 (en) 2004-05-04 2007-04-17 Ortloff Engineers, Ltd. Natural gas liquefaction
NZ549467A (en) 2004-07-01 2010-09-30 Ortloff Engineers Ltd Liquefied natural gas processing
US7165423B2 (en) 2004-08-27 2007-01-23 Amec Paragon, Inc. Process for extracting ethane and heavier hydrocarbons from LNG
JP4966856B2 (ja) 2004-09-14 2012-07-04 エクソンモービル アップストリーム リサーチ カンパニー 液化天然ガスからエタンを抽出する方法
US7219513B1 (en) 2004-11-01 2007-05-22 Hussein Mohamed Ismail Mostafa Ethane plus and HHH process for NGL recovery
US20060130521A1 (en) 2004-12-17 2006-06-22 Abb Lummus Global Inc. Method for recovery of natural gas liquids for liquefied natural gas
EA013357B1 (ru) 2005-04-20 2010-04-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ и устройство для извлечения газоконденсатных жидкостей и сжижения природного газа
US20060260355A1 (en) 2005-05-19 2006-11-23 Roberts Mark J Integrated NGL recovery and liquefied natural gas production
US20070001322A1 (en) 2005-06-01 2007-01-04 Aikhorin Christy E Method and apparatus for treating lng
EP1734027B1 (en) 2005-06-14 2012-08-15 Toyo Engineering Corporation Process and Apparatus for Separation of Hydrocarbons from Liquefied Natural Gas
US9080810B2 (en) 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CN101405553A (zh) 2006-03-24 2009-04-08 国际壳牌研究有限公司 用于使烃物流液化的方法和设备
US7666251B2 (en) 2006-04-03 2010-02-23 Praxair Technology, Inc. Carbon dioxide purification method
CN101460800B (zh) 2006-06-02 2012-07-18 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气的处理
US20080078205A1 (en) 2006-09-28 2008-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8256243B2 (en) 2006-12-16 2012-09-04 Kellogg Brown & Root Llc Integrated olefin recovery process
US8590340B2 (en) 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9869510B2 (en) 2007-05-17 2018-01-16 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
GB2463202B (en) 2007-07-19 2011-01-12 Shell Int Research Method and apparatus for producing a liquefied hydrocarbon stream and one or more fractionated streams from an initial feed stream
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US9052136B2 (en) 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
MX341798B (es) 2009-02-17 2016-09-02 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de gases de hidrocarburos.
US9933207B2 (en) 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) 2010-03-31 2015-07-07 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
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US8434325B2 (en) 2009-05-15 2013-05-07 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
AU2010259046A1 (en) 2009-06-11 2012-02-23 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20110067441A1 (en) 2009-09-21 2011-03-24 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
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
MY160789A (en) 2010-06-03 2017-03-15 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
CA2923447C (en) 2013-09-11 2022-05-31 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
PE20160478A1 (es) 2013-09-11 2016-05-13 Sme Products Lp Procesamiento de hidrocarburos gaseosos
US20160069610A1 (en) 2014-09-04 2016-03-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2144556C1 (ru) * 1995-06-07 2000-01-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газового потока и устройство для его осуществления (варианты)
EA001330B1 (ru) * 1997-05-07 2001-02-26 Элкор Корпорейшн Способ и устройство для разделения газового потока
US7357003B2 (en) * 2003-07-24 2008-04-15 Toyo Engineering Corporation Process and apparatus for separation of hydrocarbons
EA018675B1 (ru) * 2007-10-18 2013-09-30 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Переработка газообразных углеводородов
US20120000245A1 (en) * 2010-07-01 2012-01-05 Black & Veatch Corporation Methods and Systems for Recovering Liquified Petroleum Gas from Natural Gas
US20150315104A2 (en) * 2013-09-11 2015-11-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing

Also Published As

Publication number Publication date
CA3034525A1 (en) 2018-03-01
RU2019108437A3 (ru) 2020-12-04
US10533794B2 (en) 2020-01-14
US20180245845A9 (en) 2018-08-30
RU2019108437A (ru) 2020-09-28
MX2019002165A (es) 2019-09-10
BR112019003763A2 (pt) 2019-05-21
US20180058754A1 (en) 2018-03-01
WO2018038893A1 (en) 2018-03-01

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2753698C2 (ru) Переработка углеводородного газа
US9927171B2 (en) Hydrocarbon gas processing
JP4571934B2 (ja) 炭化水素ガス処理
US20110067443A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
US20080078205A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
KR102508735B1 (ko) 탄화수소 가스 처리
MX2007015226A (es) Procesamiento de gases de hidrocarburos.
AU2014318270A1 (en) Hydrocarbon gas processing
KR20120028372A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
RU2738815C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR101680923B1 (ko) 탄화수소 가스 처리방법
KR102508738B1 (ko) 탄화수소 가스 처리
RU2750719C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR20120139656A (ko) 탄화수소 가스 처리방법
EA025641B1 (ru) Способ переработки газа
KR20120027488A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
RU2575457C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR20120139655A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법

Legal Events

Date Code Title Description
HE9A Changing address for correspondence with an applicant