UA46176C2 - СПОСІБ СЕПАРАЦІЇ ПОТОКУ ГАЗУ, ЩО МІСТИТЬ МЕТАН, С<sub>2</sub> - КОМПОНЕНТИ, С<sub>3</sub> - КОМПОНЕНТИ ТА БІЛЬШ ВАЖКІ ВУГЛЕВОДНЕВІ КОМПОНЕНТИ (ВАРІАНТИ) - Google Patents

СПОСІБ СЕПАРАЦІЇ ПОТОКУ ГАЗУ, ЩО МІСТИТЬ МЕТАН, С<sub>2</sub> - КОМПОНЕНТИ, С<sub>3</sub> - КОМПОНЕНТИ ТА БІЛЬШ ВАЖКІ ВУГЛЕВОДНЕВІ КОМПОНЕНТИ (ВАРІАНТИ) Download PDF

Info

Publication number
UA46176C2
UA46176C2 UA2001064042A UA01064042A UA46176C2 UA 46176 C2 UA46176 C2 UA 46176C2 UA 2001064042 A UA2001064042 A UA 2001064042A UA 01064042 A UA01064042 A UA 01064042A UA 46176 C2 UA46176 C2 UA 46176C2
Authority
UA
Ukraine
Prior art keywords
stream
column
components
feed
distillation
Prior art date
Application number
UA2001064042A
Other languages
English (en)
Russian (ru)
Inventor
Рой Е. Кемпбел
Джон Д. Вілкінсон
Хенк М. Хадсон
Майкл К. Пірс
Original Assignee
Елкор Корпорейшн
Элкор Корпорейшн
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 Елкор Корпорейшн, Элкор Корпорейшн filed Critical Елкор Корпорейшн
Publication of UA46176C2 publication Critical patent/UA46176C2/uk

Links

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
    • F25J3/0228—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
    • F25J3/0204—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
    • F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
    • 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
    • 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
    • F25J2200/30—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
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/76—Refluxing the column with condensed overhead gas being cycled in a quasi-closed loop refrigeration cycle
    • 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
    • F25J2200/90—Details relating to column internals, e.g. structured packing, gas or liquid distribution
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-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
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/66—Separating acid gases, e.g. CO2, SO2, H2S or RSH
    • 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
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass 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
    • 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.
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2

Abstract

Описується спосіб видобування етану, етилену, пропану, пропілену та більш важких вуглеводневих компонентів з вуглеводневого газового потоку, в якому система повторного кип'ятіння ректифікаційної колони модифікована таким чином, щоб використовувати один або більшу кількість рідких дистиляційних потоків колони, що виходять на рівні, більш високому, ніж це прийнято в звичайній системі повторного кип'ятіння, забезпечуючи більш холодний потік (потоки) для кип'ятильника (кип'ятильників), в результаті чого здійснюється більш ефективне охолодження живильних потоків і, таким чином, підвищується ефективність видобування заданих компонентів. Крім того, рідкі потоки колони, відведені з місця, розташованого вище в колоні, містять більші кількості більш летких компонентів, які при випаровуванні забезпечують кращу відгонку небажаних компонентів, таких як діоксид вуглецю, не зменшуючи видобування заданих компонентів. Нагрітий дистиляційний потік повертають в нижню частину ректифікаційної колони, відокремлену від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом.

Description

Опис винаходу
Даний винахід стосується способу сепарації газу, що містить вуглеводні.
Етилен, етан, пропілен, пропан та/або більш важкі вуглеводні можна видобувати з багатьох газів, таких як природний газ, газ нафтопереробки, та потоків синтетичних газів, отриманих з інших вуглеводневих речовин, таких як вугілля, сира нафта, важкий бензин, нафтовий сланець, дьогтеві піски та лігніт. Як правило, більшу частину природного газу становлять метан та етан, тобто метан та етан разом складають принаймні 5Омол.оо природного газу. Цей газ також містить відносно менші кількості більш важких вуглеводнів, таких як пропан, бутани, пентани та подібні до них речовини, а також водень, азот, діоксид вуглецю та інші гази.
Даний винахід взагалі стосується видобування етилену, етану, пропілену, пропану та більш важких вуглеводнів з потоків таких газів. Структурно-груповий аналіз газового потоку, який переробляють згідно з даним винаходом, в молярних відсотках приблизно такий: 92,1295 метану, 3,9695 етану та інших С2-компонентів, 1,0595 пропану та інших Со-компонентів, 0,1595 ізобутану, 0,2195 нормального бутану, 0,1195 пентанів, решта - 72 азот і діоксид вуглецю. Іноді також бувають присутніми гази, що містять сірку.
Історично циклічні коливання цін і на природний газ, і на рідкі компоненти природного газу з часом знизили зростаючу цінність етану, етилену, пропану, пропілену та більш важких компонентів у вигляді рідких продуктів. Боротьба за права на переробку змусило операторів установок максимально підвищити технологічні можливості та ефективність видобування своїх існуючих газопереробних установок. Відомі на сьогодні способи сепарації згаданих речовин базуються на охолодженні газу, абсорбції масла та абсорбції охолодженого масла.
Крім того, стали популярними кріогенні способи завдяки наявності економічного обладнання, яке виробляє енергію і одночасно розширює газ, що переробляють, та забирає з нього тепло. В залежності від тиску джерела газу, збагаченості (вмісту етану, етилену та більш важких вуглеводнів) газу та заданих кінцевих продуктів може бути застосований кожен з цих способів або їх комбінація. с
Сьогодні перевага віддається способу видобування рідких продуктів природного газу методом кріогенного Ге) розширення, бо цей спосіб забезпечує максимальну простоту, легкий запуск, операційну гнучкість, хорошу продуктивність, безпечність та високу надійність.
Способи, що мають відношення до цього питання, описуються у патентах США МоМо4175904, 4171964, 4185978, 4251249, 4278457, 4519824, 4617039, 4687499, 4689063, 4690702, 4854955, 4869740, 4889545, о 5275005, 5555748, 5568737, 5771712, 5799507, 5881569, 5890378, перевиданому патенті США Мо33408 тав р заявці Мо09/054802, що одночасно розглядається, (хоча опис даного винаходу в деяких випадках базується на умовах обробки, які відрізняються від умов, описаних в перелічених патентах та патентних заявках). --
У типовому способі видобування шляхом кріогенного розширення потік живильного газу під тиском Ге) охолоджується в результаті теплообміну з іншими потоками, що беруть участь у процесі, та/або за допомогою зовнішніх джерел охолодження, наприклад установки стиснення-охолодження пропану. Під час охолодження М газу в одному або більшої кількості сепараторів можуть конденсуватися та збиратися рідини у вигляді рідин з високим тиском, що містять деякі із заданих С ої компонентів. В залежності від збагаченості газу та кількості утворених рідин ці рідини з високим тиском можна розширювати до більш низького тиску та фракціонувати. «
Випаровування, що відбувається під час розширення згаданих рідин, призводить до подальшого охолодження З 70 потоку. За певних умов перед розширенням може виявитись необхідним попереднє охолодження рідин з с високим тиском для подальшого зниження температури, отриманої в результаті розширення. Розширений потік, з» який являє собою суміш рідини та пари, фракціонують у дистиляційній (метановідгшній) колоні. В цій колоні охолоджений в результаті розширення потік (потоки) дистилюють, щоб відокремити залишковий метан, азот та інші леткі гази у вигляді пари верхнього погону від заданих С»о-компонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів у вигляді нижнього рідкого продукту. шк Якщо живильний газ конденсується неповністю (зазвичай, він і не конденсується повністю), принаймні
Ге»! частину пари, що залишається після часткової конденсації можна пропустити через машину робочого розширення або двигун, або розширювальний клапан, щоб знизити тиск, при якому в результаті подальшого - охолодження потоку конденсуються додаткові рідини. Тиск після розширення практично дорівнює тиску, при -і 20 якому приводиться в дію дистиляційна колона. З'єднані парорідинні фази, що утворюються в результаті розширення, подають в колону як живлення. В останні роки способи сепарації вуглеводню, яким віддається с перевага, передбачають подачу такого розширеного парорідинного потоку в місці живлення в середній частиш колони, при цьому верхня, абсорбційна секція забезпечує додаткову ректифікацію парової фази
Джерелом зрошувального потоку для верхньої ректифікаційної секції зазвичай є частина згаданої вище пари, 29 що залишається після часткової конденсації живильного газу, але яку відвели перед робочим розширенням
ГФ) Іншим джерелом для верхнього зрошувального потоку може стати рециркульований потік залишкового газу, юю який подають під тиском. Незалежно від типу джерела цей паровий потік, як правило, охолоджується до значної конденсації в результаті теплообміну з іншими потоками, що беруть участь у процесі, наприклад з холодним верхнім погоном ректифікаційної колони. Певну частину рідини з високим тиском, що утворилась в результаті 60 часткової конденсації живильного газу, або всю таку рідину можна поєднати зі згаданим паровим потоком перед охолодженням. Отриманий в результаті значно конденсований потік потім розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан, до тиску, при якому приводиться в дію метановідгінна колона. Під час розширення частина рідини випаровується, що призводить до охолодження загального потоку. Швидко розширений потік потім подають в метановідгінну колону як верхнє живлення. Як бо правило, парова частина розширеного потоку та пара верхнього погону метановідгінної колони з'єднуються у верхній, сепараційній секції в ректифікаційній колоні у вигляді залишкового газу продукту метану. Як варіант, охолоджений та розширений потік можна подати в сепаратор для утворення потоків пари і рідини, так що далі пара з'єднується з верхнім погоном ректифікаційної колони, а рідина надходить до колони як й верхнє живлення.
На фіг.1, що зображує схему технологічного процесу, показана конструкція технологічної установки для видобування Со-компонентів з природного газу відомим способом згідно з патентом США Мо4157904. Оскільки це велика установка, розрахована на 1,0 мільярд кубічних футів (28 316 900 О0Одм У) живильного газу за день, метановідгінну колону (ректифікаційну колону) довелось сконструювати двосекційною з абсорбційною колоною 17 і відгінною колоною 19. При такому відтворенні процесу впускний газ входить в установку у вигляді потоку 70 31 з температурою 86"Р та тиском 613 фунтів на кв дюйм (42,91кг/см). Якщо цей впускний газ містить концентрацію сполук сірки, яка не дозволяє потокам продукту відповідати технічним умовам, такі сполуки сірки видаляють відповідною попередньою обробкою живильного газу (не показана). Крім того, живильний потік, як правило, дегідратують, щоб запобігти утворенню гідрату (льоду) в кріогенних умовах. Для цього зазвичай використовують твердий осушник
Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 шляхом теплообміну з охолодженим залишковим газом з температурою -99"Е (потік З7а), рідинами кип'ятильника в основі метановщпнної колони, що мають температуру З1"Е (потік 42), рідинами нижнього бічного кип'ятильника метановідгшної колони, що мають температуру -5"Е (потік 41) та рідинами верхнього бічного кип'ятильника метановщпнної колони, що мають температуру -99"Е (потік 40). Слід звернути увагу на те, що в усіх випадках теплообмінник 10 являє собою або ряд окремих теплообмінників, або один багатоходовий теплообмінник, або будь-яке їх поєднання (Рішення про використання більш ніж одного теплообмінника для зазначеного охолодження буде залежати від ряду факторів, що включають, але не обмежуються цим, об'ємну швидкість потоку впускного газу, розмір теплообмінника, температури потоків тощо). Охолоджений потік З1а входить в сепаратор 11 з температурою -82"Е та тиском 603 фунти на кв дюйм (42,21кг/см), де пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потоку 35). Га
Пару Із сепаратора 11 (потік 32) розділяють на дві частини, потік 33 і потік 34 Потік 33, що містить приблизно 1895 всієї пари, з'єднують з конденсованою рідиною Із сепаратора 11. З'єднаний потік 36 проходить і9) через теплообмінник 12, обмінюючись теплом з паровим потоком 37 верхнього погону метановідгінної колони, що призводить до охолодження та значної конденсації цього потоку. Значно конденсований потік З ба з температурою -139"Е потім швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, «о наприклад розширювальний клапан 13, до робочого тиску (приблизно 333 фунти на кв дюйм (23,31кг/см2)) абсорбційної колони 17 ректифікаційної колони. Під час розширення частина потоку випаровується, в результаті - чого охолоджується загальний потік У процесі, показаному на фіг.ї7, розширений потік 360, виходячи з -- розширювального клапана 13, досягає температури -151"Е і надходить до сепараційної секції 17а у верхній частині абсорбційної колони 17. Сепаровані тут рідини стають верхнім живленням для теоретичного ярусу 1 в ї-о ректифікаційній секції 1765 (Пунктирною лінією позначено інший шлях для рідини сепаратора (потоку 35) згідно з «І патентом США Мо4278457, завдяки якому принаймні частину цієї рідини розширюють до тиску приблизно 333 фунти на кв дюйм (23,31кг/см") за допомогою розширювального клапана 16, охолоджуючи потік 35 і утворюючи потік ЗбБа, який потім надходить до ректифікаційної секції в абсорбційній колоні 17 в місці нижнього живлення « або до відгінної колони 19 в місці верхнього живлення).
Решта 8295 пари із сепаратора 11 (потік 34) надходить до машини 14 робочого розширення, в якій Із цієї ші с частини живильного газу з високим тиском забирають механічну енергію Машина 14 розширює пару головним "» чином Ізентропічно від тиску приблизно 603 фунти на кв дюйм (42,21кг/см?) до тиску приблизно 333 фунти на кв " дюйм (23,31кг/см"), при цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік З4а до температури приблизно -125"Р. Типові комерційне доступні розширювачі здатні регенерувати 80-8595 роботи, теоретично можливої при ідеальному ізентропічному розширенні. Регенеровану роботу часто використовують для ве приведення в дію центробіжного компресора (наприклад такого, що позначений числом 15), який можна б застосувати для повторного стиснення, наприклад, залишкового газу (потоку 37с) Розширений і частково конденсований потік 344 подають як живлення в дистиляційну колону в місці нижнього живлення (в даному - випадку нижче теоретичного ярусу 7). -І 20 Рідини (потік 38) з нижньої частини абсорбційної колони 17 з температурою -127"Е подають за допомогою насоса 18 у відгінну колону 19 в місці верхнього живлення (потік Зва). Робочий тиск відгінної колони 19 (343 щі фунти на кв.дюйм (24,01кг/см?)) трохи вищий за робочий тиск абсорбційної колони 17 і ця різниця в тиску між двома згаданими колонами забезпечує рушійну силу, яка дозволяє парам верхнього погону (потік 39) з температурою -125"Е текти з верхньої частини відгінної колони 19 в місце нижнього живлення абсорбційної 59 колони 17.
ГФ) Метановідгінна секція в абсорбційній колоні 17 і відгінній колоні 19 являє собою звичайного типу 7 дистиляційну колону, що містить ряд вертикально, рознесених тарілок, одну або більше насадок або комбінацію тарілок і баштової насадки. Абсорбційна колона може складатися з двох секцій, як це часто буває в установках для обробки природного газу. Верхня секція 17а - це сепаратор, в якому частково випаруване верхнє живлення 60 розділяється на його відповідні парову та рідку частини і в якому пара, що піднімається вгору з нижньої дистиляційної, або ректифікаційної секції 170, з'єднується з паровою частиною (якщо така є) верхнього живлення для утворення дистиляційного потоку 37 холодного залишкового газу, який виходить з верхньої частини колони. Нижня, ректифікаційна секція 176 і відгінна колона 19 містять тарілки та/або баштову насадку та забезпечують необхідний контакт між рідинами, що падають вниз, та парами, що піднімаються вгору. Відгінна 65 колона 19 також включає кип'ятильники, які нагрівають та випаровують частини рідин, які течуть в нижню частину колони для створення десорбуючих парів, що піднімаються у верхню частину колони.
Рідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої частини колони з температурою 43"Р, базуючись на тому, що стандартною технічною умовою для нижнього рідкого продукту є молярне відношення метану до етану 0,0237 1, і його тиск доводять приблизно до 550 фунтів на кв.дюйм (38,5кг/см 2) (потік 43а) за допомогою насоса 20. (Вихідний тиск насоса, як правило, визначається кінцевим призначенням рідкого продукту. Зазвичай рідкий продукт надходить на зберігання, і вихідний тиск насоса встановлюють таким, щоб запобігти будь-якому випаровуванню потоку 43За по мірі його нагрівання до температури оточуючого середовища).
Залишковий газ (потік 37) проходить протитечією відносно впускного живильного газу в: а) теплообміннику 70 12, в якому він нагрівається до -99"Е (потік 37а), б) теплообміннику 10, де він нагрівається до 79"Е (потік 375), і в) теплообміннику 21, де він нагрівається до 110"Е (потік 37с) Залишковий газ далі повторно стискають у два етапи На першому етапі - за допомогою компресора 15, що приводиться в дію розширювальною машиною 14, і на другому етапі - за допомогою компресора 22, що приводиться в дію допоміжним джерелом живлення.
Після охолодження потоку З7е до температури 135" (потік 377) за допомогою охолодника 23 і до 86"Е за 75 допомогою теплообмінника 21, продукт залишкового газу (потік 379) надходить до магістрального газопроводу з тиском 631 фунт на кв.дюйм (44,17кг/см?), який відповідає вимогам до тиску газопроводу (як правило, це приблизно тиск на вході).
В наступній таблиці наведені сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для способу, показаного на фіг.1. (Фіг)
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) см щі о зивеетавмо ви; м7 0000990 12твв о за| вово зве в 120 вот 1озов2 о зво зо 12/10) зво м -
Ф в ! ' - : « идобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 84,8995
Пропан 96,9096 «
Бутанихк 99,3395 - 70 Потужність (у кінських силах) с Стиснення залишкового газу 44408 2» ще попи
Відомий процес, схема якого показана на фіг.1, дає 84,8995 видобування етану при використанні відповідної потужності для стиснення залишкового газу (максимум 45000 кінських сил) Однак в продукті етану (потоці, що містить метан, етан та діоксид вуглецю, і утворюється, коли нижній рідкий продукт в подальшому фракціонують ве для відокремлення Сі-компонентів та більш легких компонентів від С з3-компонентів та більш важких
Ф вуглеводневих компонентів) концентрація діоксиду вуглецю становить 7,59молую, що перевищує задану межу, встановлену власником установки, яка становить б,0молоою максимум Таким чином, така конструкція установки - потребує додаткової системи обробки для видалення діоксиду вуглецю з вуглеводнів, щоб отримати продукт -і 20 придатний для реалізації Є багато методів видалення діоксиду вуглецю (обробка впускного живильного газу, обробка загального рідкого продукту, обробка продукту етану після фракціонування тощо), але всі ці методи щи збільшать не тільки вартість установки (через витрати на встановлення згаданої системи обробки), але й експлуатаційні витрати установки (через витрату енергії та хімікатів в згаданій системі обробки)
Один шлях утримати концентрацію діоксиду вуглецю в продукті етану в допустимих межах - це забезпечити функціонування метановідгшної колони таким чином, щоб відганяти діоксид вуглецю з нижнього рідкого
ГФ) продукту, додаючи колоні більше тепла, що витрачається на випаровування, використовуючи для цього бічні кип'ятильники та/або нижній кип'ятильник. ді На фіг.2 показана така альтернативна робоча схема для процесу з фіг.1. Процес з фі.2 здійснили з такими самими складом живильного газу та умовами, як і для описаного процесу з фіг.1. Однак при відтворенні процесу 60 з фіг. 2 робочі умови встановили такими щоб регулювати температуру в нижній частині відгінної колони 19 для утримання вмісту діоксиду вуглецю в продукті етану в межах технічних вимог.
При відтворенні цього процесу, як і при відтворенні процесу з фіг.1, робочі умови вибирали такими, за яких рівень видобування етану зберігається максимально високим, при цьому не перевищується відповідна потужність для стиснення залишкового газу. Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в бо результаті теплообміну з холодним залишковим газом з температурою -96"Е (потік 37а), рідинами кип'ятильника в основі метановідгінної колони з температурою 50"Е (потік 42), рідинами нижнього бічного кип'ятильника метановідгінної колони з температурою З8"Е (потік 41) і рідинами верхнього бічного кип'ятильника метановідгінної колони з температурою -32"Е (потік 40). Охолоджений потік 31а входить в сепаратор 11 з температурою -72"Е і тиском 600 фунтів на кв дюйм (42кг/см?), в якому пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потоку 35).
Пару (потік 32) із сепаратора 11 розділяють на два потоки, потік З3З і потік 34. Потік 33, що містить приблизно 1795 всієї пари, з'єднується з конденсованою рідиною із сепаратора 11. Об'єднаний потік 36 проходить через теплообмінник 12, обмінюючись теплом з паровим потоком 37 верхнього погону метановідгінної 70 Колони, що призводить до охолодження і значної конденсації цього потоку Значно конденсований потік Зба з температурою -132"Е потім швидко розширюють, пропускаючи через розширювальний клапан 13. По мірі того, як потік розширюється до робочого тиску абсорбційної колони 17 (326 фунтів на кв дюйм (22,82кг/см 2)), він охолоджується приблизно до -152"Е (потік 365) Розширений потік 366 надходить до колони як верхнє живлення.
Інша частина (решта 83905) пари із сепаратора 11 (потік 34) входить в машину 14 робочого розширення, в якій 75 з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію Машина 14 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 600 фунтів на кв дюйм (42кг/см") до робочого тиску абсорбційної колони 17 (326 фунтів на кв дюйм (22,88кг/см2)), при цьому робоче розширення охолоджує розширений потік З4а до температури приблизно -118"РГ. Розширений і частково конденсований потік 344 надходить до дистиляційної колони як живлення в місці 11 нижнього живлення. 20 Рідини (потік 38) з нижньої частини абсорбційної колони 17 з температурою -120"Е подають за допомогою насоса 18 до відгінної колони 19 в місці верхнього живлення (потік Зва). Робочий тиск відгінної колони 19 (336 фунтів на кв дюйм (23,52 кг/см )) трохи вищий за робочий тиск абсорбційної колони 17, і ця різниця в тиску між двома згаданими колонами забезпечує рушійну силу, що дає можливість парам верхнього погону (потоку 39) з температурою -118"Е з верхньої частини відгінної колони 19 стікати в місце нижнього живлення в с 25 абсорбційній колоні 17. о
Рідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої частини колони 19 з температурою 56"Е За допомогою насоса 20 тиск цього потоку доводять приблизно до 550 фунтів на кв дюйм (38,5кг/см 2) (потік 43За). Залишковий газ (потік 37) проходить протитечією відносно вхідного живильного газу в а) теплообмінник 12, де він нагрівається до -96 Е (потік 37а), б) теплообмінник 10, де він нагрівається до 70"Е (потік 375) і в) теплообмінник 21, де ее, 30 він нагрівається до 101" (потік 37с). Залишковий газ далі повторно стискають у два етапи за допомогою рч- компресора 15, що приводиться в дію розширювальною машиною 14, і за допомогою компресора 22, що приводиться в дію допоміжним джерелом живлення. Після охолодження потоку З7е до 1157Е (потік 371) за - допомогою охолодника 23 і до 86"Є за допомогою теплообмінника 21 продукт залишкового газу (потік 374) «о надходить до магістрального газопроводу з тиском 631 фунт на кв дюйм (44 17кг/см ).
Зо В наступній таблиці наведені сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для М способу, зображеного на фіг.2.
Таблиця І! : 40 Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) шщ є . » г
Ф
- цю 42)
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 68,9495
Пропан 96,6195 (Ф; Бутаних 99,2595 ке Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 44641 60
Концентрація діоксиду вуглецю в продукті етану в способі з фіг 2 становить 5,95 мол 905, що відповідає технічній вимозі для такої установки, 6,0 мол 95 максимум. Однак слід звернути увагу на те, що молярне відношення метану до етану в нижньому продукті становить 0,0008:1 проти допустимого відношення 0,0237:1, що вказує на ступінь надмірної відгонки легких фракцій, яка знадобилась для регулювання вмісту діоксиду ве Вуглецю в рідкому продукті до заданого рівня. Порівняння рівнів видобування, відображених в Таблицях | і 1, показує, що здійснення способу з фіг.2 таким чином з метою зменшення вмісту діоксиду вуглецю в продукті етану викликає значне зменшення видобування рідин. Процес з фіг.2 зменшує видобування етану з 84,8995 до 68,9495, видобування пропану -- з 96,9095 до 96,6195, і видобування бутанів'- - з 99,3395 до 99,25905.
В процесі з фіг.2 є два фактори, що призводять до зменшення видобування рідин з нижньої частини відгінної
Колони 19 порівняно з процесом з фіг.1. По-перше, коли температура в нижній частині відгінної колони 19 піднімається від 43" в процесі з фіг. до 56" в процесі з фіг.2, ці температури в кожному місці в цій колоні підвищуються відносно їх відповідних значень в процесі з фіг.1. Це зменшує ступінь охолодження, яке рідкі потоки колони (потоки 40, 41 і 42) можуть дати живильному газу в теплообміннику 10. В результаті, охолоджений живильний потік (потік 31 а), що входить в сепаратор 11, є теплішим (-72"Е для процесу з фіг.2 7/0 проти -82"Е для процесу з фіг.1), що, в свою чергу, призводить до меншого утримування етану в абсорбційній колоні 17, що відбивається вмістом етану в потоці 38 (з 841 фунт-молекули/год для процесу з фіг.2 проти 4734 фунт-молекул/год для процесу з фіг.1). По-друге, більш високі температури у відгінній колоні 19 примушують підвищуватись температури в абсорбційній колоні 17, що призводить до того, що у відгінну колону 19 входить менше рідкого метану (6842 фунт-молекули/год в потоці 38 для процесу з фіг. 2 проти 11021 фунт-молекули/год /5 для процесу з фіг.1) Коли цей рідкий метан в подальшому випаровується завдяки бічним кип'ятильникам і головному кип'ятильнику, прикріпленим до відгінної колони 19, пара метану допомагає відганяти діоксид вуглецю з рідин, що стікають вниз у колоні. При зменшенні метану, що бере участь у процесі з фіг. 2 для відгонки діоксиду вуглецю, повинно випаровуватись більше етану в цих рідинах, щоб служити десорбуючим газом.
Оскільки відносні леткості діоксиду вуглецю і етану дуже схожі, пара етану є набагато менш ефективним 2о десорбуючим агентом, ніж пара метану, що зменшує ефективність видобування вуглеводнів в колоні.
Задачею даного способу є здійснення сепарації, в результаті якої отримують залишковий газ, що утворюється в кінці процесу і який містить практично весь метан в живильному газі і майже не містить жодного з Со-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, та нижню фракцію, що виходить з металовідгінної колони, містить практично всі Со-компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти і майже не містить метану сч ов або більш летких компонентів, відповідаючи при цьому технічним умовам щодо максимально допустимого вмісту о діоксиду вуглецю.
В першому варіанті пособу сепарації потоку газу, що містить метан, Со-компоненти, Сз-компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану, та відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину Со-компонентів, Сз-компонентів та більш важких Ге зо Вуглеводневих компонентів, за яким: газовий потік обробляють, піддаючи одному або більшої кількості етапів теплообміну і принаймні одному - етапу розділення, для утворення принаймні першого живильного потоку, охолодженого під тиском для практично - п повної його конденсації, і принаймні другого живильного потоку, охолодженого під тиском, практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше ісе)
Зв охолоджується, і подають в ректифікаційну колону в місці верхнього живлення, «Е охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону в місці живлення в середній частині колони, охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, « згідно з винаходом поставлена задача вирішується тим, що: в с рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, . нагрітий дистиляційний потік повертають в місці в нижній частині ректифікаційної колони, відокремленому и? від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини їх компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються.
В другому варіанті способу, за яким:
Ме. летку фракцію залишкового газу повторно стискають і частину відводять для утворення стисненого першого - живильного потоку, стиснений перший живильний потік охолоджують під тиском для практично повної його конденсації, ш- практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого
Ф він ще більше охолоджується, і подають в ректифікаційну колону у місці верхнього живлення, газовий потік піддають одному або більшої кількості етапів теплообміну для утворення другого живильного потоку, охолодженого під тиском, 5Б охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону в місці живлення в середній частині колони,
Ф) охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при ка більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, згідно з винаходом поставлена задача вирішується тим, що: во рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, нагрітий дистиляційний потік повертають в нижню частину ректифікаційної колони, відокремлену від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини 65 компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються.
Даний винахід дає можливість використовувати нову установку або модифікацію існуючої технологічної установки для здійснення способу сепарації, який вирішує поставлену задачу при значно нижчих капітальних витратах шляхом зменшення або виключення потреби у системі обробки продукту для видалення діоксиду вуглецю. З іншого боку, даний винахід, незалежно від того, застосований він у новій установці чи як модифікація існуючої технологічної установки, можна використовувати для видобування більшої кількості
Со-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів у нижньому рідкому продукті при заданій концентрації діоксиду вуглецю в живильному газі, ніж при використанні Інших технологічних систем.
Згідно з даним винаходом виявилось можливим більш ніж 8496-не видобування С о при утриманні вмісту діоксиду вуглецю в нижньому рідкому продукті в межах технічних вимог і забезпеченні майже повного відведення /о метану в потік залишкового газу. Даний винахід, хоча і може застосовуватися при більш низьких тисках та більш теплих температурах, має перевагу особливо при обробці живильних газів при тисках в межах 600-1000 фунтів на кв дюйм (42,18-70,Зкг/см?) або вище за умов, що потребують температур верхнього погону колони -120"Е або холодніше.
Даний винахід використовує модифіковану систему кип'ятильника біля основи колони, яку можна 75 застосовувати з будь-яким типом системи видобування рідких компонентів природного газу. При використанні звичайного кип'ятильника біля основи або бічного кип'ятильника в дистиляційній колоні весь рідкий потік, що стікає вниз в колоні, відводять з ректифікаційної колони і пропускають через теплообмінник, потім повертають в колону майже в тому самому місці. В згаданій модифікованій системі кип'ятильника біля основи колони частину рідини колони, що стікає вниз, відводять через місце, розташоване вище в колоні, тобто відокремлене від місця повернення принаймні одним теоретичним ярусом. Навіть якщо об'ємна швидкість потоку рідини може виявитись нижчою, рідина, як правило, значно холодніша і це може мати переваги, що полягають у збільшенні видобування або зменшенні розміру теплообмінника.
Виявили, що при застосуванні даного винаходу у відомих способах видобування рідких компонентів природного газу видобування С .о-компонентів та більш важких компонентів збільшується на 1-295 Однак таке Га
Збільшення видобування стає значно вищим, коли необхідно зменшити вміст діоксиду вуглецю у видобутому рідкому продукті природного газу При видобуванні етану в типовій установці для видобування рідких і9) компонентів природного газу видобувається також і принаймні певна кількість діоксиду вуглецю, що містився в живильному газі, бо діоксид вуглецю по відносній леткості займає позицію десь між метаном і етаном Тому із збільшенням видобування етану збільшується і видобування діоксиду вуглецю в рідкому продукті природного Ге) зо газу. Виявили, що при застосуванні запропонованої модифікованої системи кип'ятильника біля основи колони можна значно збільшити видобування етану в рідкому продукті природного газу порівняно зі способами, де - використовують системи звичайного кип'ятильника біля основи колони або бічного кип'ятильника, коли колону «- повторно кип'ятять для досягнення відповідності вимозі щодо заданого вмісту діоксиду вуглецю в рідкому продукті природного газу. і-й
Для кращого розуміння даного винаходу далі йде посилання на приклади та креслення, на яких: «І
Фіг.3 - схема технологічного процесу, що показує, як установки, показані на фіг 1 і 2, можна пристосувати для обробки природного газу згідно з даним винаходом.
Фіг4 - схема технологічного процесу, що показує інший варіант пристосування установок, показаних на «
Фіг.1 і 2, для обробки природного газу згідно з даним винаходом.
Фіг.5 - схема технологічного процесу, що показує, як інший відомий спосіб можна застосувати в установці - с для обробки природного газу згідно з даним винаходом. ц Фіг.6 - схема, що показує запропоновану даним винаходом модифіковану систему кип'ятильника біля основи "» колони для технологічної установки, причому ця система включає систему термосифона.
Фіг.7 - схема, що показує запропоновану даним винаходом модифіковану систему кип'ятильника біля основи
Колони для технологічної установки, причому ця система включає систему нагнітання. «г» Фіг.8 - схема, що показує запропоновану даним винаходом модифіковану систему кип'ятильника біля основи колони для технологічної установки, причому ця система включає систему нагнітання. б Фіг.9 - схема, що показує запропоновану даним винаходом модифіковану систему кип'ятильника біля основи - колони для технологічної установки, причому ця система включає систему роздільних колон.
До подальшого пояснення описаних вище фігур додаються таблиці, які підсумовують об'ємні швидкості і потоків, обчислені для характерних умов процесу. У приведених таблицях значення об'ємних швидкостей
ФО потоків (у фунт-молекулах за годину) для зручності заокруглені до найближчого цілого числа Загальні швидкості потоків, показані в таблицях, враховують всі невуглеводневі компоненти, а, значить, є взагалі більшими, ніж сума об'ємних швидкостей потоків для вуглеводневих компонентів. Показані температури є приблизними значеннями, заокругленими до найближчого градуса. Слід також зазначити, що розрахунки технологічних процесів, виконані для порівняння процесів, показаних на фігурах, базуються на припущенні, що немає о надходження тепла із оточуючого середовища (або в нього) в процес (або з нього). Таке припущення, звичайне ко для спеціалістів, є дуже обгрунтованим завдяки якості ізоляційних матеріалів, що є на ринку.
Приклад 1 во На фіг З показана схема технологічного процесу згідно з даним винаходом. Склад живильного газу та умови, що розглядаються при описі процесу з фіг.3, такі самі, як і для процесу з фіг.1. В зв'язку з цим, процес з фіг.3 можна порівнювати з процесом з фіг.1, щоб показати переваги даного винаходу.
При відтворенні процесу з фіг.З впускний газ входить з температурою 86"Е та тиском 613 фунтів на кв. дюйм (42,91кг/см 2) як потік 31. Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в результаті теплообміну з 65 холодним залишковим газом, що має температуру -99"Е (потік 37а), рідинами кип'ятильника в основі метановідгінної колони (потік 42), рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, які мають температуру -4"Е (потік 41) та частиною рідин з нижньої частини абсорбційної колони, що має температуру -287Е (потік 45.) Охолоджений потік З1а входить в сепаратор 11 з температурою -84"Е та тиском 603 фунти на кв дюйм (42,21кг/см2), в якому пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потоку 35).
Пару (потік 32) із сепаратора 11 розділяють на два газоподібні потоки, потік 33 | потік 34 Потік 33, що містить приблизно 1995 всієї пари, з'єднується з конденсованою рідиною (потоком 35) і утворює потік 36
Об'єднаний потік 36 проходить через теплообмінник 12, обмінюючись теплом з холодним залишковим газом (потоком 37), де він охолоджується до -138"Е. Отриманий значно конденсований потік Зба далі швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 13, 70. до робочого тиску (приблизно 332 фунти на кв дюйм (23,24кг/см?) абсорбційної колони 17. Під час розширення частина цього потоку випаровується, що призводить до охолодження загального потоку. В процесі, показаному на фіг.3, розширений потік 365, виходячи з розширювального клапана 13, досягає температури -151 ЕК і надходить до абсорбційної колони 17 як и верхнє живлення. Парова частина (якщо є) потоку 365 з'єднується з парами, що піднімаються вгору з верхнього ректифікаційного ярусу колони, і утворюють дистиляційний потік 37, 75 який виводять з верхньої зони колони.
Повернемося до газоподібного потоку 34. Решта 81905 пари із сепаратора 11 входить в машину 14 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію Машина 14 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 603 фунти на кв дюйм (42,21 кг/см?) до тиску приблизно 332 фунти на кв дюйм (23,24кг/см?), при цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік 3З4а до температури приблизно -127"Е Розширений І! частково конденсований потік З4а далі надходить до абсорбційної колони 17 як живлення в місці нижнього живлення колони.
Пунктирною лінією як варіант показано, що конденсовану рідину (потік 35) із сепаратора 11 можна швидко розширити, пропустивши через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 16, до робочого тиску абсорбційної колони 17, охолоджуючи потік 35 і утворюючи потік З5Ба Розширений потік ЗБа, ЄМ що виходить з розширювального клапана 16, можна потім подати в абсорбційну колону 17 в місці її нижнього г) живлення або у відгінну колону 19 в місці її верхнього живлення.
Рідини (потік 38) з нижньої частини абсорбційної колони 17 з температурою -128"Е входять в насос 18, за допомогою якого їхній тиск підвищують (потік Зва), і розділяються на дві частини Одна частина (потік 44), що містить приблизно 5595 всієї рідини, подають у відгінну колону 19 в місці верхнього живлення Робочий тиск ісе) відгінної колони 19 (342 фунти на кв дюйм (23,94кг/см?)) трохи вищий за робочий тиск абсорбційної колони 17, і - ця різниця в тиску між згаданими двома колонами створює рушійну силу, щоб пари (потік 39) верхнього погону з температурою -123"Е з верхньої частини відгінної колони 19 стікали в місце нижнього живлення абсорбційної -- колони 17. Ге)
Іншу частину (потік 45), що містить решту 45905 рідкого потоку Зва з підвищеним тиском, спрямовують в теплообмінник 10, в якому він постачає частині живильного газу охолодження по мірі нагрівання до -20"Е і М частково випаровується Нагрітий потік 45а після цього надходить до відгінної колони 19 в місці живлення, розташованому посередині колони, відокремленому від верхнього місця живлення, де потік 44 входить в колону, принаймні одним теоретичним ярусом В цьому випадку частково випаруваний потік тече до того самого місця на « колоні, яке було використане для зворотного струменя з верхнього бічного кип'ятильника (теоретичний ярус 8 у З 70 відгінній колоні 19) у процесі з фіг.ї, що на сім теоретичних ярусів нижче від місця відведення рідкого с потоку в системі фракціонування (місце верхнього живлення, де потік 44 входить у відгінну колону 19). з» Рідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої частини колони 19 з температурою 42"Е За допомогою насоса 20 підвищують тиск цього потоку приблизно до 550 фунтів на кв дюйм (38,5кг/см?) (потік 4За). Залишковий газ (потік 37) проходить протитечією відносно впускного живильного газу в а) теплообмінник 12, в якому він
В о В В : : о й й 1» нагрівається до -99"Е (потік 37а), б) теплообмінник 10, в якому він нагрівається до 80" (потік 375), і в) теплообмінник 21, в якому він нагрівається до 105"Е (потік 37с). Залишковий газ далі повторно стискають у два
Ге) етапи, за допомогою компресора 15, що приводиться в дію розширювальною машиною 14, і за допомогою - компресора 22, що приводиться в дію допоміжним джерелом живлення. Після охолодження потоку З7е до 1157 (потік 37) охолодником 23 і до 86"Є теплообмінником 21 продукт залишкового газу (потік 379) надходить до - 7о магістрального газопроводу з тиском 631 фунт на кв дюйм (44,17кг/см), звідки він йде на реалізацію.
Ф В наступній таблиці наведені сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для способу, показаного на фіг.3.
Таблиця ПЇ »
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) щі юю 59 бо 45) 53582185 611 277 251) 8698 й - й
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 86,1295
Пропан 97,1095
Бутаних 99,4195 70 Потужність (м кінських силах)
Стиснення залишкового газу 44413
Порівняння Таблиць І і Ії показує що порівняно з відомим способом даний винахід збільшує видобування етану з 84,8995 до 86,1295, видобування пропану - з 96 9095 до 97,1095, видобування бутанів- - з 99,3395 до 99,4195. Порівняння Таблиць І і І крім того показує збільшення продуктивності при еквівалентних потребах у (використанні) потужності.
При використанні модифікованої системи кип'ятильника біля основи колони рідина колони, що тече в теплообмінник 710 (потік 45), є холоднішою, ніж відповідний потік 40 в процесі з фіг.1. Це підсилює охолодження, що підводять до впускного газу тому при такій системі можна отримати не тільки значно більшу продуктивність від рідин, але і рідини використовують при більш холодному температурному рівні, ніж це було б можливо при використанні звичайної системи кип'ятильника біля основи колони. В результаті, в процесі з фіг.З видобування Сої компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів збільшується при використанні майже такої самої потужності для стиснення залишкового газу, що і у відомому процесі з фіг.1.
Приклад 2 с
В тих випадках, коли вміст діоксиду вуглецю в рідкому продукті є спірним питанням (через більш суворі Ге) технічні вимоги до продукту, що їх ставить замовник, як наприклад, у відомому способі з фіг.2, описаному раніше), даний винахід пропонує значні переваги у видобуванні та ефективності порівняно зі згаданим відомим способом зображеним на фіг.2. Робочі умови для процесу з фіг.3 можна змінювати з метою зменшення вмісту діоксиду вуглецю в запропонованому рідкому продукті, як показано на фіг.4. Склад живильного газу та умови, і-й які розглядаються при описі процесу представленого на фіг.4, такі самі, як і для процесів з фіг.1 і 2. В рч- зв'язку з цим, процес з фіг.4 можна порівнювати з процесами з фіг.1 і 2, щоб продемонструвати переваги даного винаходу. -
При відтворенні процесу з фіг.4 використали практично таку саму систему охолодження та розділення Ге) впускного газу, що і в процесі з фіг.3. Головна різниця полягала в тому, що регулятори установки настроїли на збільшення частки рідин з нижньої частини абсорбційної колони 17 (потік 45), які нагріваються в М теплообміннику 10 і надходять до відгінної колони 19 в місці живлення, розташованому посередині колони.
Регулятори установки також настроїли на невелике збільшення температури в нижній частині відгінної колони 19 (з 42"Е у процесі з фіг З до 45"Е у процесі з фіг.43 з метою утримання молярного відношення метану до етану в « нижньому продукті на заданому рівні, тобто 0,0237:1. | збільшена кількість нагрітого потоку 45а, що входить у - 70 відгінну колону 19, і більш висока температура нижніх рідин підвищують відгонку всередині колони, завдяки с чому температури в процесі з фіг.4 стають теплішими порівняно з процесом з фіг.3 і в абсорбційній колоні 17, з» і у відгінній колоні 19, і в результаті зменшується вміст діоксиду вуглецю в рідкому продукті, потоці 43, що виходить з відгінної колон 19. Більш теплі температури колони також ведуть до невеликого зменшення охолодження, яке передається від потоків, що беруть участь у процесі і які використовують як живильні потоки для колони. Зокрема, це потребує незначного зменшення частки живильного газу сепаратора (потік 32), який ве спрямовують в теплообмінник 12 з потоком 33, таким чином зменшуючи кількість потоку 360, що входить в
Ге») абсорбційну колону 17 в місці верхнього живлення. з В наступній таблиці наведені сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для процесу, показаного на фіг.4. - 50
Таблиця ІМ ;
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) з о ю во б5
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 84,6195
Пропан 96,9695
Бутаних 99,3995
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 44573
Концентрація діоксиду вуглецю в продукті етану процесу з фіг.4 становить 5,80молоб, що набагато нижче за то вимогу, поставлену замовником. Порівняння рівнів видобування, відображених в Таблицях І і ІМ, показує, що даний винахід дозволяє досягти необхідного вмісту дюксиду вуглецю, зберігаючи майже таку саму ефективність видобування рідин, як і у процесі з фіг1. Хоча видобування етану трохи зменшилось з 84,8995 до 84,6190, видобування і пропану, і бутанів- трохи збільшилось, з 96 9095 до 96,9695 | з 99,3395 до 99,39905, відповідно.
Порівняння Таблиць 111М крім того показує, що зберігання об'ємів випуску згаданих продуктів досягли практично т5 при таких самих потребах у (використанні) потужності.
Порівняння рівнів видобування, відображених в Таблицях ІІ і ІМ, показує що даний винахід дозволяє досягти значно вищої ефективності видобування рідин, ніж способом, зображеним на фіг.2, коли його регулюють з метою обмеження вмісту діоксиду вуглецю в рідкому продукті. Порівняно з процесом з фіг.2 процес з фіг.4 збільшує видобування етану з 68,9495 до 84,6195, тобто майже на 15,795 Також дещо збільшується видобування пропану і бутанівк, з 96,6195 до 96,9695 І з 99,2595 до 99,3995, відповідно. Порівняння Таблиць ІІ і ІМ крім того показує, що збільшення об'ємів випуску згаданих продуктів було не просто результатом підвищення потреб у (використання) потужності. Навпаки, при застосуванні даного винаходу, як у Прикладі 2, не тільки видобування етану, пропану та бутанів- збільшується порівняно зі згаданим відомим процесом, але і видобування рідини збільшується на 2395 (виходячи з кількості етану, видобутого на одиницю витраченої потужності). сч
Як і в процесі з фіг.3, значна перевага, якої досягають завдяки варіанту здійснення процесу, зображеного Го) на фіг.4, полягає в тому, що модифікована система кип'ятильника біля основи колони використовує більш холодні рідини колони для охолодження впускних живильних потоків. Це збільшує охолодження, яке постачається впускному газу і це дає можливість в даному випадку отримувати не тільки значно більшу с продуктивність від рідини, але і при більш холодній температурі. В той самий час у нижню частину відгінної колони 19 вводять метану більше, ніж його там було б в протилежному випадку при повторному кип'ятінні - колони, щоб досягти заданого вмісту діоксиду вуглецю. (Слід зауважити, що потік 45 у процесі з фіг4 - переміщує 5721 фунт-молекулу метану за годину і його вводять на теоретичному ярусі 8 відгінної колони 19, тоді як потік 40 в процесі з фіг.2 переміщує лише 1886 фунт-молекул метану за годину і його вводять у верхню (Се) частину відгінної колони 19). Додатковий метан, що згідно з даним винаходом підводять у процесі з фіг.4, « допомагає відганяти діоксид вуглецю з рідин, що стікають униз у відгінній колоні. Кількість діоксиду вуглецю в рідкому продукті природного газу можна регулювати, регулюючи відповідним чином кількість рідини, що відводять для живлення модифікованої системи кип'ятильника біля основи колони, замість живлення верхньої частини відгінної колони. « дю На фіг.5 зображена схема технологічного процесу, що показує, як спосіб та установку, описані в патенті -
США Мо5568737, можна переобладнати в установку для обробки природного газу згідно з даним винаходом. На с фіг.б, 7, 8 ії 9 зображені схеми, що показують деякі інші способи впровадження модифікованої системи :з» кип'ятильника. На фіг.б показане застосування типового термосифону, в якому частковий потік рідини, що надходить з ректифікаційної колони 50 до кип'ятильника 57 біля основи колони, можна регулювати за допомогою клапана 58 (в трубопроводі 61 для відведення рідини). Рідка частина, невідведена з колони, просто ї» 395 переливається з димоходоподібної тарілки 51 на дистриб'ютор 52 для баштової насадки (або тарілок) 53, розташованої нижче. Нагрітий потік в трубопроводі 61 а Із кип'ятильника 57 біля основи колони повертають у (о) ректифікаційну колону 50 в місце в нижній частині, в якому є відповідний механізм розподілу живлення, - наприклад димоходоподібна тарілка 54 І дистриб'ютор 55, для змішування нагрітого потоку з рідинами колони, що стікають вниз з баштової насадки 53 і подачі цієї суміші в баштову насадку (або тарілки) 56. На фіг.7 і 8 -| 50 показані типові нагнітальні засоби, в яких всю рідину, що стікає, відводять в трубопровід 61 для відведення
Ф рідини І з допомогою насоса 60 підвищують и тиск. Потік рідини з підвищеним тиском в трубопроводі 61а потім розділяють з допомогою відповідних розподільних клапанів 58 і 59 для спрямування заданої кількості рідини в трубопровід 62 що веде до кип'ятильника 57 біля основи колони. Нагрітий потік в трубопроводі 62а із кип'ятильника 57 повертають до ректифікаційної колони 50 в її нижню частину, як було описано раніше для 59 варіанта з фіг.б. У варіанті з фіг.7 рідину, яка не надходить до кип'ятильника (в трубопроводі 63),
ГФ) повертають до димоходоподібної тарілки 51, з якої цю рідину було спочатку відведено, в результаті чого вона
ГФ може переливатися з димоходоподібної тарілки 51 на дистриб'ютор 52 і баштову насадку (або тарілки 53 розташовану нижче. У варіанті з фіг.8 рідину, яка не надходить до кип'ятильника (в трубопроводі 563), повертають в зону під димоходоподібною тарілкою 51, з якої цю рідину було спочатку відведено, безпосередньо бо в дистриб'ютор 52, який подає цю рідину на баштову насадку (або тарілки) 53, розташовану нижче. На фіг.9 показано, як згадану систему нагнітання, описану для фіг.8, можна застосувати у випадку з окремими колонами, наприклад з верхньою колоною 65 і нижньою колоною 50, при цьому система нагнітання така сама, як використана у процесах з фіг.З і 4.
Спеціалісти в цій галузі розуміють, що даний винахід деяких своїх переваг досягає завдяки постачанню 65 більш холодного потоку у бічний кип'ятильник (кип'ятильники) та/або кип'ятильник (кип'ятильники) біля основи колони, забезпечуючи додаткове охолодження живленню або живленням колони. Це додаткове охолодження зменшує кількість споживаної потужності для даного рівня видобування продукту або збільшує рівні видобування продукту при даній витраті енергії, або поєднує перше і друге. Крім того, спеціалісти розуміють, що даний винахід дає вигоду тим, що пропонує уводити більші кількості метану в нижню частину метановідгінної колони, що сприяє відгонці діоксиду вуглецю з рідин, що течуть вниз. При збільшенні кількості метану, необхідного для відгонки згаданих рідин, відповідно зменшується кількість етану, необхідного для відгонки, в результаті чого стає можливим більше утримування етану в нижньому рідкому продукті. Тому даний винахід взагалі є придатним для будь-якого процесу, що залежить від охолодження будь-якої кількості живильних потоків | подачі отриманого 7/0 живильного потоку (потоків) в колону для дистиляції.
Згідно з даним винаходом охолодження живильних потоків метановідгінної колони можна здійснювати багатьма шляхами. У процесах з фіг.З і 4 живильний потік 36 охолоджується і значною мірою конденсується завдяки паровому потоку 37 верхнього погону метановідгінної колони, тоді як рідини метановідгінної колони (потоки 45, 41 і 42) використовують лише для охолодження газового потоку. У процесі з фіг.5 живильний потік 7/5 48 залишкового газу з високим тиском також охолоджується і значно конденсується завдяки частинам парового потоку (потоки 46 і 37) верхнього погону дистиляційної колони, тоді як рідини метановідгінної колони (потоки 40 ії 42) використовують лише для охолодження газового потоку Однак рідини метановідгінної колони можна було б використати для забезпечення часткового або повного охолодження та значної конденсації потоку 36 на фіг.3-5 та/(або потоку 48 на фіг.5 додатково до охолодження газового потоку або замість охолодження. Крім 2о того, можна використовувати будь-який потік з температурою, холоднішою за температуру живильного потоку, що охолоджується. Наприклад, можна відвести і використати для охолодження боковий відвід пари з метановідгінної колони. До інших потенційних джерел охолодження відносяться (але не обмежуються цим) рідини із сепаратора, утворені в результаті швидкого скидання високого тиску, та системи механічного охолодження Вибір джерела охолодження буде залежати від багатьох факторів, які включають (але не сч ге обмежуються цим) склад впускного газу та умови, розмір установки, розмір теплообмінника, температуру потенційного джерела охолодження тощо. Спеціалісти в цій галузі техніки також розуміють, що для досягнення і) заданої температури (температур) живильного газу можливе також застосування будь-якої комбінації згаданих вище джерел охолодження або способів охолодження.
Згідно з даним винаходом можна використати зовнішнє охолодження додатково до охолодження, яке «о зо передається впускному газу від інших потоків, що беруть участь у процесі, зокрема у випадку, коли впускний газ багатший за впускний газ, застосований у Прикладах 1 і 2. Використання і розподіл рідин метановідгінної - колони для теплообміну, що відбувається під час процесу, конкретне розташування теплообмінників для «- охолодження впускного газу слід визначати для кожного конкретного застосування, так само, як і вибір потоків, що беруть участь у процесі, для конкретних теплообмінних функцій. ісе)
Немає необхідності поєднувати всю рідину з високим тиском (потік 35) на фіг.3-5 з частиною пари із «Е сепаратора (потік 33), що тече в теплообмінник 12 З іншого боку, цей рідкий потік (або його частину) можна розширити, пропустивши через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 16, і подати в місце живлення, розташоване нижче середини дистиляційної колони (абсорбційної колони 17 або відгінної колони 19 на фіг.3 і 4, ректифікаційної колони 17 на фіг.5). Цей рідкий потік можна також «
Використати для охолодження впускного газу або для іншої теплообмінної функції перед етапом розширення або -птв) с після нього, але перед надходженням до метановідгінної колони.
Слід також зазначити, що відносна кількість живлення, яка міститься в кожному відгалуженні живильних з потоків колони, буде залежати від кількох факторів, в тому числі від тиску газу, складу живильного газу, кількості тепла, яке можна економно здобути з живлення, та величини допустимої потужності. Збільшення
Живлення, яке подають у верхню частину колони, може збільшити видобування, але зменшить енергію, яку ї5» можна отримати від розширювальної машини, в результаті чого збільшаться енергетичні потреби для повторного стиснення. Збільшення живлення в нижній частині колони знижує енергетичні витрати, але може
Ме, знизити і рівень видобування продукту. Перевагу віддають місцям подачі живлення в середній частині колони, - зображеним на фіг.3 і 4, для описаних робочих умов проведення процесів. Однак відносні місця подачі живлення 5о В середній частині колони можна міняти в залежності від складу впускного газу або інших факторів наприклад - від заданих рівнів видобування та кількості рідини, утвореної під час охолодження впускного газу. Більш того,
Ф можна поєднувати два або більшу кількість живильних потоків, або їхні частини в залежності від відносних температур і кількостей окремих потоків, і цей об'єднаний потік потім подавати в місце живлення у середній частині колони. На фіг.З і 4 показані варіанти, яким віддається перевага, для зазначених складів та режиму ов тиску. Хоча розширення окремого потоку показане в конкретних розширювальних пристроях, можна застосовувати інші розширювальні засоби, де це доцільно. Наприклад, умови можуть гарантувати робоче
Ф) розширення значно конденсованої частини живильного потоку (Зба на фіг.3-5) або значно конденсованого ка потоку, що повертають для рециркуляції (485 на фіг.5).
На фіг.З і 4 показана ректифікаційна колона, що через розмір установки складається з двох секцій (17 і бо 19). Рішення про конструювання ректифікаційної колони у вигляді єдиного резервуара (наприклад, 17 на фіг.5) або у вигляді кількох резервуарів залежатиме від ряду факторів, наприклад від розміру установки, відстані до виробничого обладнання тощо.
Хоча були описані варіанти здійснення даного винаходу, яки віддається перевага, спеціалістам зрозуміло, що можливі видозміни, наприклад для того, щоб пристосувати даний винахід до різних умов, типів живлення та 65 інших вимог, але в межах об'єму даного винаходу, суть якого визначається формулою винаходу.

Claims (13)

Формула винаходу
1. Спосіб сепарації потоку газу, що містить метан, Со-компоненти, С3-компоненти та більш важкі 2 вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану, та відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину Со-компонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, згідно з яким газовий потік 31 обробляють, піддаючи одному або більшої кількості етапів теплообміну і принаймні одному етапу розділення, для утворення принаймні першого живильного потоку, охолодженого під тиском для практично 70 повної його конденсації, і принаймні другого живильного потоку, охолодженого під тиском, практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, і подають в ректифікаційну колону в місці верхнього живлення, охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону в місці живлення в середній частині колони; 12 охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають; нагрітий дистиляційний потік повертають в місці в нижній частині ректифікаційної колони, відокремленому від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються.
2. Спосіб сепарації потоку газу, що містить метан, Со-компоненти, Сз-компоненти та більш важкі с вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану, і відносно (3 менш летку фракцію, що містить більшу частину Со-компонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, згідно з яким летку фракцію залишкового газу повторно стискають і частину відводять для утворення стисненого першого живильного потоку, о стиснений перший живильний потік охолоджують під тиском для практично повної його конденсації, - практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, і подають в ректифікаційну колону у місці верхнього живлення, -- газовий потік піддають одному або більшої кількості етапів теплообміну для утворення другого живильного Ге) потоку, охолодженого під тиском, Зо охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону М в місці живлення в середній частині колони, охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, « який відрізняється тим, що З 50 рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, с нагрітий дистиляційний потік повертають в нижню частину ректифікаційної колони, відокремлену від місця з» відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються. т- З.
Спосіб за п. 1 або 2, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік після відведення його з Ге») ректифікаційної колони подають за допомогою насоса.
4. Спосіб за п. 3, який відрізняється тим, що розріджений рідкий дистиляційний потік розділяють принаймні на - першу і другу частини, першу частину нагрівають і нагріту першу частину повертають в місці в нижній частині -і 20 ректифікаційної колони, відокремленому від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом.
5. Спосіб за п. 1 або 2, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік спрямовують в теплообмін с принаймні з частиною газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким чином, для нагрівання розрідженого рідкого дистиляційного потоку.
б. Спосіб за п. З, який відрізняється тим, що розріджений рідкий дистиляційний потік спрямовують в 22 теплообмін принаймні з частиною газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким ГФ) чином, для нагрівання розрідженого рідкого дистиляційного потоку.
7. Спосіб за п. 4, який відрізняється тим, що першу частину спрямовують в теплообмін принаймні з частиною о газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким чином, для першої частини.
8. Спосіб за п. 1 або 2, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого 60 дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується.
9. Спосіб за п. 3, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині бо ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції,
зменшується.
10. Спосіб за п. 4, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітої першої частини та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується.
11. Спосіб за п. 5, який відрізняється тим, витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, /о зменшується.
12. Спосіб за п. 6, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується.
13. Спосіб за п. 7, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітої першої частини та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій кількість діоксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується. с щі 6) (Се) у «- (Се) «
- . и? щ» (о) - -і 4) іме) 60 б5
UA2001064042A 1998-12-01 1999-11-24 СПОСІБ СЕПАРАЦІЇ ПОТОКУ ГАЗУ, ЩО МІСТИТЬ МЕТАН, С<sub>2</sub> - КОМПОНЕНТИ, С<sub>3</sub> - КОМПОНЕНТИ ТА БІЛЬШ ВАЖКІ ВУГЛЕВОДНЕВІ КОМПОНЕНТИ (ВАРІАНТИ) UA46176C2 (uk)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11050298P 1998-12-01 1998-12-01
US09/439,508 US6182469B1 (en) 1998-12-01 1999-11-12 Hydrocarbon gas processing
PCT/US1999/028023 WO2000033006A1 (en) 1998-12-01 1999-11-24 Hydrocarbon gas processing

Publications (1)

Publication Number Publication Date
UA46176C2 true UA46176C2 (uk) 2002-05-15

Family

ID=26808081

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
UA2001064042A UA46176C2 (uk) 1998-12-01 1999-11-24 СПОСІБ СЕПАРАЦІЇ ПОТОКУ ГАЗУ, ЩО МІСТИТЬ МЕТАН, С<sub>2</sub> - КОМПОНЕНТИ, С<sub>3</sub> - КОМПОНЕНТИ ТА БІЛЬШ ВАЖКІ ВУГЛЕВОДНЕВІ КОМПОНЕНТИ (ВАРІАНТИ)

Country Status (20)

Country Link
US (1) US6182469B1 (uk)
EP (1) EP1137903B1 (uk)
CN (1) CN1154830C (uk)
AR (1) AR023066A1 (uk)
AT (1) ATE295519T1 (uk)
AU (1) AU751881B2 (uk)
BR (1) BR9915807A (uk)
CA (1) CA2351423C (uk)
CO (1) CO5100991A1 (uk)
DE (1) DE69925306D1 (uk)
EA (1) EA003854B1 (uk)
EG (1) EG22416A (uk)
ID (1) ID29883A (uk)
MY (1) MY125613A (uk)
NO (1) NO322415B1 (uk)
PE (1) PE20001473A1 (uk)
SA (1) SA00201021B1 (uk)
TW (1) TW512142B (uk)
UA (1) UA46176C2 (uk)
WO (1) WO2000033006A1 (uk)

Families Citing this family (124)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6278035B1 (en) * 2000-03-17 2001-08-21 Ronald D. Key Process for C2 recovery
WO2002014763A1 (en) * 2000-08-11 2002-02-21 Fluor Corporation High propane recovery process and configurations
WO2002029341A2 (en) * 2000-10-02 2002-04-11 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6367286B1 (en) * 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
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 (uk) * 2001-06-08 2006-09-15 Елккорп Спосіб зрідження природного газу (варіанти)
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
FR2831656B1 (fr) * 2001-10-31 2004-04-30 Technip Cie Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes
US7051552B2 (en) * 2001-11-09 2006-05-30 Floor Technologies Corporation Configurations and methods for improved NGL recovery
US6823692B1 (en) 2002-02-11 2004-11-30 Abb Lummus Global Inc. Carbon dioxide reduction scheme for NGL processes
US6941771B2 (en) * 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
ATE365897T1 (de) * 2002-05-08 2007-07-15 Fluor Corp Konfiguration und verfahren zur gewinnung von flüssigem erdgas unter verwendung eines unterkühlten rückflussverfahrens
EA007771B1 (ru) * 2002-05-20 2007-02-27 Флуор Корпорейшн Установка для получения газового бензина и способ работы этой установки
AU2002326688B2 (en) * 2002-08-15 2007-02-15 Fluor Technologies Corporation Low pressure NGL plant configurations
US6945075B2 (en) * 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
US7069744B2 (en) * 2002-12-19 2006-07-04 Abb Lummus Global Inc. Lean reflux-high hydrocarbon recovery process
US7484385B2 (en) * 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
BRPI0407806A (pt) * 2003-02-25 2006-02-14 Ortloff Engineers Ltd processamento de gás de hidrocarboneto
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
US7155931B2 (en) * 2003-09-30 2007-01-02 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
CN100565061C (zh) * 2003-10-30 2009-12-02 弗劳尔科技公司 柔性液态天然气工艺和方法
US7159417B2 (en) * 2004-03-18 2007-01-09 Abb Lummus Global, Inc. Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams
US7204100B2 (en) * 2004-05-04 2007-04-17 Ortloff Engineers, Ltd. Natural gas liquefaction
EP1771694A1 (en) * 2004-07-01 2007-04-11 Ortloff Engineers, Ltd Liquefied natural gas processing
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
US20060130520A1 (en) * 2004-12-17 2006-06-22 Abb Lummus Global Inc. Method for recovery of natural gas liquids for liquefied natural gas
US20060130521A1 (en) * 2004-12-17 2006-06-22 Abb Lummus Global Inc. Method for recovery of natural gas liquids for liquefied natural gas
DE602006016740D1 (de) * 2005-02-24 2010-10-21 Twister Bv Verfahren und system zur kühlung eines erdgasstroms und trennung des gekühlten stroms in verschiedene teile
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20100011810A1 (en) * 2005-07-07 2010-01-21 Fluor Technologies Corporation NGL Recovery Methods and Configurations
US9726425B2 (en) * 2006-04-12 2017-08-08 Shell Oil Company Method and apparatus for liquefying a natural gas stream
KR101407771B1 (ko) * 2006-06-02 2014-06-16 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 액화 천연 가스 처리
CN101479549B (zh) * 2006-06-27 2011-08-10 氟石科技公司 乙烷回收方法和配置
US8677780B2 (en) * 2006-07-10 2014-03-25 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for rich gas conditioning for NGL recovery
EP2076726A2 (en) * 2006-10-24 2009-07-08 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and apparatus for treating a hydrocarbon stream
US7777088B2 (en) * 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization 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
US8919148B2 (en) * 2007-10-18 2014-12-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9243842B2 (en) 2008-02-15 2016-01-26 Black & Veatch Corporation Combined synthesis gas separation and LNG production method and system
US8973398B2 (en) 2008-02-27 2015-03-10 Kellogg Brown & Root Llc Apparatus and method for regasification of liquefied natural gas
US8640494B2 (en) * 2008-05-15 2014-02-04 Jose Lourenco Method to produce natural gas liquids NGLs at gas Pressure Reduction Stations
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US20090293537A1 (en) * 2008-05-27 2009-12-03 Ameringer Greg E NGL Extraction From Natural Gas
EP2297377B1 (en) * 2008-05-30 2017-12-27 Colorado State University Research Foundation Plasma-based chemical source device and method of use thereof
WO2011123124A1 (en) 2010-03-31 2011-10-06 Colorado State University Research Foundation Liquid-gas interface plasma device
US8994270B2 (en) 2008-05-30 2015-03-31 Colorado State University Research Foundation System and methods for plasma application
US8575843B2 (en) * 2008-05-30 2013-11-05 Colorado State University Research Foundation System, method and apparatus for generating plasma
CN101290184B (zh) * 2008-06-05 2010-10-13 北京国能时代能源科技发展有限公司 一种化工尾气的液化分离方法及设备
US8381544B2 (en) * 2008-07-18 2013-02-26 Kellogg Brown & Root Llc Method for liquefaction of natural gas
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
WO2010027986A1 (en) * 2008-09-03 2010-03-11 Ameringer Greg E Ngl extraction from liquefied natural gas
EP2350546A1 (en) * 2008-10-07 2011-08-03 Exxonmobil Upstream Research Company Helium recovery from natural gas integrated with ngl recovery
EP2364413B1 (en) * 2008-11-10 2016-06-15 1304338 Alberta Ltd Method to increase gas mass flow injection rates to gas storage caverns using lng
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939196B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2010096223A1 (en) * 2009-02-17 2010-08-26 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US8434325B2 (en) 2009-05-15 2013-05-07 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
US20100287982A1 (en) * 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US20110067441A1 (en) * 2009-09-21 2011-03-24 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8222822B2 (en) 2009-10-27 2012-07-17 Tyco Healthcare Group Lp Inductively-coupled plasma device
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
EA026653B1 (ru) 2010-03-25 2017-05-31 Дзе Юниверсити Оф Манчестер Способ охлаждения
EP2552340A4 (en) 2010-03-31 2015-10-14 Univ Colorado State Res Found PLASMA DEVICE WITH LIQUID GAS INTERFACE
US10113127B2 (en) 2010-04-16 2018-10-30 Black & Veatch Holding Company Process for separating nitrogen from a natural gas stream with nitrogen stripping in the production of liquefied natural gas
US8667812B2 (en) * 2010-06-03 2014-03-11 Ordoff Engineers, Ltd. Hydrocabon gas processing
CA2819128C (en) 2010-12-01 2018-11-13 Black & Veatch Corporation Ngl recovery from natural gas using a mixed refrigerant
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
CA2728716C (en) * 2011-01-18 2017-12-05 Jose Lourenco Method of recovery of natural gas liquids from natural gas at ngls recovery plants
US10852060B2 (en) 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
CA2763081C (en) * 2011-12-20 2019-08-13 Jose Lourenco Method to produce liquefied natural gas (lng) at midstream natural gas liquids (ngls) recovery plants.
US9683776B2 (en) * 2012-02-16 2017-06-20 Kellogg Brown & Root Llc Systems and methods for separating hydrocarbons using one or more dividing wall columns
US10139157B2 (en) 2012-02-22 2018-11-27 Black & Veatch Holding Company NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant
CA2772479C (en) 2012-03-21 2020-01-07 Mackenzie Millar Temperature controlled method to liquefy gas and a production plant using the method.
CA2790961C (en) 2012-05-11 2019-09-03 Jose Lourenco A method to recover lpg and condensates from refineries fuel gas streams.
CA2787746C (en) 2012-08-27 2019-08-13 Mackenzie Millar Method of producing and distributing liquid natural gas
JP6289471B2 (ja) * 2012-08-30 2018-03-07 フルーア・テクノロジーズ・コーポレイション オフショアｎｇｌ回収のための構成及び方法
CA2798057C (en) 2012-12-04 2019-11-26 Mackenzie Millar A method to produce lng at gas pressure letdown stations in natural gas transmission pipeline systems
DE102013200572A1 (de) * 2013-01-16 2014-07-17 Siemens Aktiengesellschaft Vorrichtung zur Regasifizierung von Flüssigerdgas und zugehöriges Verfahren
US9532826B2 (en) 2013-03-06 2017-01-03 Covidien Lp System and method for sinus surgery
US9555145B2 (en) 2013-03-13 2017-01-31 Covidien Lp System and method for biofilm remediation
CA2813260C (en) 2013-04-15 2021-07-06 Mackenzie Millar A method to produce lng
US9581385B2 (en) 2013-05-15 2017-02-28 Linde Engineering North America Inc. Methods for separating hydrocarbon gases
US20140366577A1 (en) 2013-06-18 2014-12-18 Pioneer Energy Inc. Systems and methods for separating alkane gases with applications to raw natural gas processing and flare gas capture
MX2016003093A (es) 2013-09-11 2016-05-26 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de gas de hidrocarburos.
CA2923447C (en) 2013-09-11 2022-05-31 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
EP3044528A1 (en) 2013-09-11 2016-07-20 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US10563913B2 (en) 2013-11-15 2020-02-18 Black & Veatch Holding Company Systems and methods for hydrocarbon refrigeration with a mixed refrigerant cycle
US9574822B2 (en) 2014-03-17 2017-02-21 Black & Veatch Corporation Liquefied natural gas facility employing an optimized mixed refrigerant system
WO2015158395A1 (en) * 2014-04-17 2015-10-22 Statoil Petroleum As Extraction of natural gas liquids and cooling of treated recompressed gas
CA2958091C (en) * 2014-08-15 2021-05-18 1304338 Alberta Ltd. A method of removing carbon dioxide during liquid natural gas production from natural gas at gas pressure letdown stations
CA2976071C (en) * 2015-02-09 2020-10-27 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
RU2585333C1 (ru) * 2015-04-20 2016-05-27 Андрей Владиславович Курочкин Способ подготовки попутного нефтяного газа
RU2576704C1 (ru) * 2015-04-20 2016-03-10 Андрей Владиславович Курочкин Способ подготовки углеводородного газа
WO2017045055A1 (en) 2015-09-16 2017-03-23 1304342 Alberta Ltd. A method of preparing natural gas at a gas pressure reduction stations to produce liquid natural gas (lng)
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
DE102016003305A1 (de) * 2016-03-17 2017-09-21 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zum Abtrennen einer ethanreichen Fraktion aus Erdgas
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2018049128A1 (en) 2016-09-09 2018-03-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting ngl plant for high ethane recovery
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11015865B2 (en) 2018-08-27 2021-05-25 Bcck Holding Company System and method for natural gas liquid production with flexible ethane recovery or rejection
MY195957A (en) 2019-03-11 2023-02-27 Uop Llc Hydrocarbon Gas Processing
CN110118468B (zh) * 2019-05-10 2020-02-11 西南石油大学 一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法
EP3771872A1 (de) * 2019-08-02 2021-02-03 Linde GmbH Verfahren und anlage zur bereitstellung eines erdgasprodukts
US11643604B2 (en) * 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
WO2022005270A1 (en) * 2020-07-01 2022-01-06 Drl Engineering Sdn Bhd Split deethaniser fractionation
CN112452095B (zh) * 2020-11-10 2022-11-08 中国石油化工股份有限公司 一种改进的尾气精馏方法
FR3127558A1 (fr) * 2022-07-29 2023-03-31 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procédé et appareil de séparation à basse température d’un gaz contenant du CO2 pour produire un fluide riche en CO2
WO2023222637A1 (fr) * 2022-05-18 2023-11-23 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procédé et appareil de séparation à basse température d'un gaz contenant du co2 pour produire un fluide riche en co2

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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
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
US4278457A (en) 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
USRE33408E (en) 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
FR2571129B1 (fr) 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4710214A (en) * 1986-12-19 1987-12-01 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
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
US4895584A (en) * 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) * 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
BR9609099A (pt) 1995-06-07 1999-02-02 Elcor Corp Processo e dispositivo para a separação de um fluxo de gás
US5799507A (en) 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5983664A (en) 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing

Also Published As

Publication number Publication date
NO20012672D0 (no) 2001-05-31
BR9915807A (pt) 2001-08-21
CN1329709A (zh) 2002-01-02
CN1154830C (zh) 2004-06-23
AU751881B2 (en) 2002-08-29
CO5100991A1 (es) 2001-11-27
ID29883A (id) 2001-10-18
PE20001473A1 (es) 2000-12-25
ATE295519T1 (de) 2005-05-15
EA003854B1 (ru) 2003-10-30
US6182469B1 (en) 2001-02-06
WO2000033006A1 (en) 2000-06-08
AU2031600A (en) 2000-06-19
EP1137903B1 (en) 2005-05-11
SA00201021B1 (ar) 2006-05-28
EA200100598A1 (ru) 2001-12-24
NO322415B1 (no) 2006-10-02
EG22416A (en) 2003-01-29
TW512142B (en) 2002-12-01
CA2351423A1 (en) 2000-06-08
AR023066A1 (es) 2002-09-04
CA2351423C (en) 2004-05-11
DE69925306D1 (de) 2005-06-16
EP1137903A1 (en) 2001-10-04
NO20012672L (no) 2001-07-18
MY125613A (en) 2006-08-30

Similar Documents

Publication Publication Date Title
UA46176C2 (uk) СПОСІБ СЕПАРАЦІЇ ПОТОКУ ГАЗУ, ЩО МІСТИТЬ МЕТАН, С&lt;sub&gt;2&lt;/sub&gt; - КОМПОНЕНТИ, С&lt;sub&gt;3&lt;/sub&gt; - КОМПОНЕНТИ ТА БІЛЬШ ВАЖКІ ВУГЛЕВОДНЕВІ КОМПОНЕНТИ (ВАРІАНТИ)
CN100451507C (zh) 烃类气体的加工方法
CA2269462C (en) Hydrocarbon gas processing
CN102428334B (zh) 液化天然气与烃气体处理
CA2223042C (en) Hydrocarbon gas processing
CA1263085A (en) Method and apparatus for cryogenic fractionation of a gaseous feed
US6516631B1 (en) Hydrocarbon gas processing
US5335504A (en) Carbon dioxide recovery process
JP4571934B2 (ja) 炭化水素ガス処理
CN102428333B (zh) 液化天然气与烃气体处理
US7856848B2 (en) Flexible hydrocarbon gas separation process and apparatus
EA028835B1 (ru) Переработка углеводородного газа
AU2001294914A1 (en) Hydrocarbon gas processing
EP3540028B1 (en) A method to recover lpg and condensates from refineries fuel gas streams
JP2019529853A (ja) 液化に先立つ天然ガスの前処理
AU2010259245B2 (en) Hydrocarbon gas processing
RU2283994C2 (ru) Обработка газа, содержащего углеводороды
AU710661C (en) Hydrocarbon gas processing
MXPA99003624A (es) Procesamiento de gas de hidrocarburo
GB2365441A (en) Enhanced natural gas liquid (NGL) recovery
MXPA01005440A (en) Hydrocarbon gas processing