WO2018087471A1 - Procédé de séparation cryogénique d'un courant de gaz naturel - Google Patents

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Nicolas CHANTANT
Henri Paradowski
Christophe Szamlewski
Vincent FAUCHER
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Air Liquide SA
LAir Liquide SA pour lEtude et lExploitation des Procedes Georges Claude
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    • F25J2250/02—Bath type boiler-condenser using thermo-siphon effect, e.g. with natural or forced circulation or pool boiling, i.e. core-in-kettle heat exchanger

Definitions

  • the present invention relates to a process for cryogenically separating a natural gas feed stream into a gas containing the most volatile feed stream compounds and a liquid product containing the heavier compounds of the feed stream.
  • NTL natural gas-associated liquids
  • NGL Natural Gas Liquids
  • natural gas for example such as ethane, butane, propane, hydrocarbons C5 + and C6 + (ie that is, having at least five carbon atoms and having more than six carbon atoms).
  • One of the most effective is a method using a two-column turbo-expansion valve in which the first column is a dedicated absorber to push propane recovery as much as possible and the second column is a de-ethanizer.
  • Condensation of the flow at the de-ethanizer head is often done in part with the fluid from the absorber vessel. This fluid leaves partially vaporized to enter the main exchange line requiring a diphasic introduction.
  • the subject of the present invention is a process for the cryogenic separation of a feed stream of natural gas into a gas containing the most volatile compounds of the feed stream and a liquid product containing the heavier compounds of the feed stream. feeding, comprising at least the following steps:
  • the subject of the invention is also:
  • a process as defined above characterized in that it comprises a step prior to step d) of condensing the distillate from the top of the fractionation column in a third heat exchanger system.
  • a process as defined above characterized in that the entire gaseous stream produced at the top of the absorption column resulting from step b) is used to condense in the second heat exchange system , the distillate from the head of the fractionation column.
  • a process as defined above characterized in that the gaseous stream produced at the top of the absorption column resulting from stage b) is separated into several streams, at least one of which is used to condense, in the second heat exchange system, the distillate from the head of the fractionation column.
  • a process as defined above characterized in that the liquid phase of the condensed distillate from step c) is used as reflux at the top of the fractionation column.
  • the solutions of the method that is the subject of the present invention make it possible to eliminate the two-phase inlet, or at least limit it to a very high LA / (liquid / vapor) ratio, of the stream taken in the absorption column vat before the introduce into a main heat exchange system prior to its introduction into the fractionation column.
  • Solution A The unique use of the flow of the head of the absorption column to condense the flow of the head of the fractionation column in a dedicated exchanger has particular advantages: the suppression of the two-phase inlet of the current withdrawn in tank of absorption column in the main exchange line: and the limitation of the discharge pressure of the pump at the outlet of the tank of the absorption column.
  • Solution B Separation of the fluid at the top of the absorption column into several streams, at least one of which provides condensation in the condenser at the top of the fractionation column: this gives rise to better regulation of the fractionation column top condenser.
  • the hydrocarbon stream to be liquefied is typically a stream of natural gas obtained from natural gas fields, oil reservoirs or a domestic gas network distributed via pipelines.
  • the flow of natural gas is essentially composed of methane.
  • the feed stream comprises at least 80 mol% of methane.
  • natural gas contains quantities of hydrocarbons heavier than methane, such as, for example, ethane, propane, butane and pentane, as well as certain aromatic hydrocarbons.
  • the natural gas stream also contains non-hydrocarbon products such as H2O, N2, CO2, H2S and other sulfur compounds, mercury and others.
  • the feed stream containing the natural gas is thus pretreated before being introduced into the heat exchanger allowing the first cooling step of the method that is the subject of the present invention.
  • This pretreatment includes reducing and / or eliminating undesirable components such as CO2 and H2S, or other steps such as pre-cooling and / or pressurizing. Since these measurements are well known to those skilled in the art, they are not further detailed here.
  • natural gas refers to any composition containing hydrocarbons including at least methane. This includes a "raw” composition (prior to any treatment or wash), as well as any composition that has been partially, substantially, or wholly processed for the reduction and / or elimination of one or more compounds, including but not limited to limit, sulfur, carbon dioxide, water, mercury and some heavy and aromatic hydrocarbons.
  • the heat exchanger can be any heat exchanger, unit or other arrangement adapted to allow the passage of a number of flows, and thus allow at least one direct or indirect heat exchange system between one or more lines of heat. refrigerant, and one or more feed streams.
  • FIG. 1 illustrates the diagram of a method according to the state of the art as described in the preamble of the present description.
  • FIG. 2 illustrates a diagram of an embodiment of an implementation of a method according to the invention.
  • FIG. 3 illustrates a diagram of a particular embodiment of an implementation of a method according to the invention.
  • a natural gas feed stream 1 is introduced into a main heat exchanger 2 to be cooled.
  • the gas thus cooled 3 is partially condensed and introduced into a pot phase separator 4.
  • the gas phase 5 at the top of the phase separator pot 4 is introduced into a turbine 6 in order to recover the relaxation energy and to condense a part of the stream 5, then is introduced into an absorption column 7 comprising a lower part 7 'and an upper part 7 ".
  • the liquid phase 8 in the tank of phase separator pot 4 is introduced after expansion 9 in the absorption column 7
  • the absorption column produces a liquid in the bottom of the column and at the top of the column, a waste gas 11.
  • the liquid 10 is heated in a heat exchanger 12 in which it is partially vaporised. introduced in the main exchanger 2, this introduction 13 is then strongly diphasic.
  • the residual gas 11 containing only the more volatile products than ethane is heated in the main heat exchanger 2, the resulting stream 14 is then compressed and sent to a processing unit A.
  • This column 15 produces in the tank 16, a reboiled liquid product 18 using a reboiler 17 to obtain a propane-rich liquid and depleted in ethane.
  • a gas 20 is produced at the top of fractionating column 15, a gas 20 is produced.
  • This gas 15 is condensed in the heat exchanger 12 and the product 21 leaving the exchanger 12 is introduced into a phase separator pot 22.
  • the gas phase 23 at the top of the phase separator pot 22 serves as reflux to the column 7.
  • the liquid in the tank of the phase separator pot 22 serves as reflux 26 at the top of the fractionation column 15.
  • a pump 30 is necessary to pump the liquid 25.
  • the waste gas 1 1 at the top of the absorption column 7 which contains only the more volatile products than ethane is heated in a heat exchanger 27 situated just downstream of the head of said column 7. Then, the gas thus heated 28 at the outlet of the heat exchanger 27 is introduced into the heat exchanger 12 at the top of the fractionation column before being introduced into the main heat exchanger 2 to form the stream 14 which is then compressed and sent to the a processing unit A.
  • the liquid stream 10 in the tank of the absorption column 7 is pumped by means of a pump 29 and then directly introduced into the main exchanger 2 to form the stream 13 'which is sent to the fractionation column 15.
  • the heat exchanger 12 can be mounted inside the fractionation column 15.
  • the heat exchanger 27 can be mounted directly to the Above the absorption column 7. The advantage over installing it on the ground is to avoid a reflux pump.
  • FIG. 3 another embodiment is schematized.
  • the modification consists in a separation of the fluid 1 1 at the top of the absorption column 7 in several currents 1 1 'and 1 1 ".
  • the current 1 1' ensures the condensation in the condenser 12 at the top of the fractionation column 15.
  • the stream 1 1 ' is introduced into the condenser 12 at the top of the fractionation column 15 and is introduced into the main exchanger 2.
  • the stream 1 1 "is directly introduced into the main exchanger 2.
  • the tank liquid of the absorption column 7 is pumped and then directly introduced into the main exchanger 2.
  • a control valve can precisely control the fraction sent to the top of the fractionation column 15, allowing precise and effective control of the unit.
  • the heat exchanger 12 can be mounted directly above the absorption column 7.
  • the interest compared to the installation on the ground, is avoid a reflux pump.
  • the invention can advantageously be combined with an integration between the columns and the exchangers.
  • a configuration for integrating in the same module the column 15 and the exchanger 12, avoiding the use of the pump 25 for example and avoiding a ferrule dedicated to the exchanger 12 is proposed.
  • said module is characterized in that, directly above the fractionation column 15 is installed a separator pot, above which is installed a condenser.
  • the condenser is connected to the head of the fractionation column and to the separating pot on the condensing side.
  • the bowl of the separator pot is connected to the fractionation column (indirectly with a valve between the two typically).
  • module is therefore meant a single structure comprising the column 15, the separator pot and the heat exchanger 12.

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Abstract

Procédé de séparation cryogénique d'un courant d'alimentation de gaz naturel en un gaz contenant les composés les plus volatils du courant d'alimentation et en un produit liquide contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation, comprenant au moins les étapes suivantes: - Etape a): condensation au moins partielle d'un courant d'alimentation de gaz naturel dans un premier système d'échange de chaleur; - Etape b): introduction du courant au moins partiellement condensé issu de l'étape a) dans une colonne d'absorption à un niveau d'introduction situé dans la partie inférieure de ladite colonne d'absorption, ladite colonne d'absorption produisant,en tête, un courant gazeux contenant les composés les plus volatils et en cuve, un produit liquide; - Etape c): introduction du produit liquide issu de l'étape b) dans une colonne de fractionnement pour obtenir, en cuve de colonne de fractionnement, un produit liquide contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation et, en tête de colonne de fractionnement, un distillat, au moins partiellement condensé dans un deuxième système d'échange de chaleur; - Etape d): introduction, à un niveau situé dans la partie supérieure de la colonne d'absorption,de la phase gazeuse du distillat condensé issu de l'étape c) comme courant d'alimentation de la colonne d'absorption; caractérisé en ce que le courant gazeux produit en tête de colonne d'absorption issu de l'étape b) est mis en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur, le distillat issu de la tête de la colonne de fractionnement.

Description

Procédé de séparation cryogénique d'un courant de gaz naturel
La présente invention concerne un procédé de séparation cryogénique d'un courant d'alimentation de gaz naturel en un gaz contenant les composés les plus volatils du courant d'alimentation et en un produit liquide contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation.
Lors de l'exploitation de gisements de gaz naturel, de nombreuses étapes peuvent être prévues. Une étape après le séchage et l'enlèvement des impuretés relativement classique est la séparation des liquides associés au gaz naturel (NGL).
Il est souvent souhaitable de séparer les hydrocarbures lourds, ou plus généralement les NGL (Natural Gas Liquids) du gaz naturel, par exemple tels que l'éthane, le butane, le propane, des hydrocarbures en C5+ et C6+ (c'est-à-dire ayant au moins cinq atomes de carbone et ayant plus de six atomes de carbone).
L'intérêt de cette étape peut être multiple mais souvent il s'agit de valoriser divers produits (éthane, propane...) qui sont généralement vendus largement plus cher que le produit gaz naturel. Il est en particulier fréquent de commercialiser des hydrocarbures ayant au moins trois atomes de carbone en tant que produits propane, butane et condensais.
De nombreuses installations industrielles ont été décrites permettant le fractionnement de charges gazeuses en un gaz résiduaire contenant les composés les plus volatils de la charge et en un produit liquide contenant les composés-les plus lourds de la charge, cela en vue d'obtenir dans ledit produit liquide un composant donné de la charge avec un taux de récupération élevé.
A cet égard, on peut citer par exemple la récupération du gaz de pétrole liquéfié (hydrocarbures en ayant trois ou quatre atomes de carbone) à partir de gaz naturel ou de raffinerie, la récupération d'éthane destinée en particulier à alimenter des unités de vapocraquage, ou la désulfuration et le dégazolinage de gaz naturels par récupération des composés soufrés tels que l'oxysulfure de carbone et les mercaptans.
Plusieurs technologies existent pour produire des hydrocarbures ayant au moins trois atomes de carbone à partir de gaz naturel.
Une des plus efficaces est un procédé mettant en œuvre un turbo-détendeur à deux colonnes dans lequel la première colonne est un absorbeur dédié à pousser la récupération de propane le plus possible et la deuxième colonne est un dé- éthaniseur.
La condensation du flux en tête de de-éthaniseur est souvent réalisée en partie avec le fluide venant de la cuve d'absorbeur. Ce fluide sort partiellement vaporisé pour entrer dans la ligne d'échange principale nécessitant une introduction diphasique.
Ceci rend le procédé très complexe pour assurer une bonne distribution dans cet échangeur de chaleur.
Un tel procédé est décrit dans les documents US 4,690,702 et US 5,1 14,450. Les inventeurs de la présente invention ont alors mis au point une solution permettant de résoudre les problèmes soulevés ci-dessus.
La présente invention a pour objet un procédé de séparation cryogénique d'un courant d'alimentation de gaz naturel en un gaz contenant les composés les plus volatils du courant d'alimentation et en un produit liquide contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation, comprenant au moins les étapes suivantes :
Etape a) : condensation au moins partielle d'un courant d'alimentation de gaz naturel dans un premier système d'échange de chaleur;
Etape b) : introduction du courant au moins partiellement condensé issu de l'étape a) dans une colonne d'absorption à un niveau d'introduction situé dans la partie inférieure de ladite colonne d'absorption, ladite colonne d'absorption produisant, en tête, un courant gazeux contenant les composés les plus volatils et en cuve, un produit liquide ;
Etape c) : introduction du produit liquide issu de l'étape b) dans une colonne de fractionnement pour obtenir, en cuve de colonne de fractionnement, un produit liquide contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation et, en tête de colonne de fractionnement, un distillât, au moins partiellement condensé dans un deuxième système d'échange de chaleur;
Etape d) : introduction, à un niveau situé dans la partie supérieure de la colonne d'absorption, de la phase gazeuse du distillât condensé issu de l'étape c) comme courant d'alimentation de la colonne d'absorption;
caractérisé en ce que le courant gazeux produit en tête de colonne d'absorption issu de l'étape b) est mis en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur, le distillât issu de la tête de la colonne de fractionnement. Selon d'autres modes de réalisation, l'invention a aussi pour objet :
Un procédé tel que défini ci-dessus, caractérisé en ce qu'il comprend une étape préalable à l'étape d) de condensation du distillât issu de la tête de la colonne de fractionnement dans un troisième système d'échangeur de chaleur.
Un procédé tel que défini ci-dessus, caractérisé en ce que l'intégralité du courant gazeux produit en tête de colonne d'absorption issu de l'étape b) est mise en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur, le distillât issu de la tête de la colonne de fractionnement.
Un procédé tel que défini ci-dessus, caractérisé en ce que le courant gazeux produit en tête de colonne d'absorption issu de l'étape b) est séparé en plusieurs courants dont au moins un est mis en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur, le distillât issu de la tête de la colonne de fractionnement.
Un procédé tel que défini ci-dessus, caractérisé en ce que la phase liquide du distillât condensé issu de l'étape c) est utilisée comme reflux en tête de la colonne de fractionnement.
Ainsi, les solutions du procédé objet de la présente invention permettent de supprimer l'entrée diphasique, ou au moins limiter à un rapport LA/ (liquide/vapeur) très élevé, du courant prélevé en cuve de colonne d'absorption avant de l'introduire dans un système d'échange de chaleur principal préalablement à son introduction dans la colonne de fractionnement.
Solution A - L'utilisation unique du flux de tête de la colonne d'absorption pour condenser le flux de tête de la colonne de fractionnement dans un échangeur dédié a notamment pour avantages : la suppression de l'entrée diphasique du courant prélevé en cuve de colonne d'absorption dans la ligne d'échange principale : et la limitation de la pression de refoulement de la pompe en sortie de la cuve de la colonne d'absorption.
Solution B - Séparation du fluide en tête de la colonne d'absorption en plusieurs courants dont au moins un assure la condensation dans le condenseur en tête de la colonne de fractionnement : cela engendre une meilleure régulation du condenseur de tête de colonne de fractionnement.
Solution C - Condensation du fluide de reflux la colonne d'absorption dans un échangeur dédié grâce à la tête de la colonne d'absorption uniquement : cela permet une simplification de la ligne d'échange principale. Le courant d'hydrocarbures à liquéfier est généralement un flux de gaz naturel obtenu à partir de champs de gaz naturel, des réservoirs de pétrole ou d'un réseau de gaz domestique distribué via des pipelines.
Habituellement, le flux de gaz naturel est composé essentiellement de méthane. De préférence, le courant d'alimentation comprend au moins 80% mol de méthane. En fonction de la source, le gaz naturel contient des quantités d'hydrocarbures plus lourds que le méthane, tels que par exemple l'éthane, le propane, le butane et le pentane ainsi que certains hydrocarbures aromatiques. Le flux de gaz naturel contient également des produits non-hydrocarbures tels que H2O, N2, CO2, H2S et d'autres composés soufrés, le mercure et autres.
Le flux d'alimentation contenant le gaz naturel est donc prétraité avant d'être introduit dans l'échangeur de chaleur permettant la première étape de refroidissement du procédé objet de la présente invention. Ce prétraitement comprend la réduction et/ou l'élimination des composants indésirables tels que le CO2 et le H2S, ou d'autres étapes telles que le pré-refroidissement et/ou la mise sous pression. Etant donné que ces mesures sont bien connues de l'homme de l'art, elles ne sont pas davantage détaillées ici.
L'expression "gaz naturel" telle qu'utilisée dans la présente demande se rapporte à toute composition contenant des hydrocarbures dont au moins du méthane. Cela comprend une composition « brute » (préalablement à tout traitement ou lavage), ainsi que toute composition ayant été partiellement, substantiellement ou entièrement traitée pour la réduction et/ou élimination d'un ou plusieurs composés, y compris, mais sans s'y limiter, le soufre, le dioxyde de carbone, l'eau, le mercure et certains hydrocarbures lourds et aromatiques.
L'échangeur de chaleur peut être tout échangeur thermique, toute unité ou autre agencement adapté pour permettre le passage d'un certain nombre de flux, et ainsi permettre au moins un système d'échange de chaleur direct ou indirect entre une ou plusieurs lignes de fluide réfrigérant, et un ou plusieurs flux d'alimentation.
L'invention sera décrite de manière plus détaillée en se référant aux figures 1 à 3.
La figure 1 illustre le schéma d'un procédé selon l'état de la technique tel que décrit en préambule de la présente description.
La figure 2 illustre un schéma d'un mode de réalisation d'une mise en œuvre d'un procédé selon l'invention. La figure 3 illustre un schéma d'un mode de réalisation particulier d'une mise en œuvre d'un procédé selon l'invention.
Sur la figure 1 , un flux d'alimentation de gaz naturel 1 est introduit dans un échangeur de chaleur principal 2 afin d'être refroidi. Le gaz ainsi refroidi 3 est partiellement condensé et introduit dans pot un séparateur de phases 4. La phase gaz 5 en tête de pot séparateur de phases 4 est introduite dans une turbine 6 afin de récupérer l'énergie de détente et de condenser une partie du courant 5, puis est introduite dans une colonne d'absorption 7 comprenant une partie inférieure 7' et une partie supérieure 7". La phase liquide 8 en cuve de pot séparateur de phases 4 est introduite après détente 9 dans la colonne d'absorption 7. La colonne d'absorption produit en cuve de colonne un liquide et en tête de colonne, un gaz résiduaire 1 1 . Le liquide 10 est réchauffé dans un échangeur de chaleur 12 dans lequel il est partiellement vaporisé. Le courant ainsi réchauffé 13 est ensuite introduit dans l'échangeur principal 2, cette introduction 13 est alors fortement diphasique.
En tête de colonne d'absorption 7, le gaz résiduaire 1 1 qui ne contient que les produits plus volatils que l'éthane est réchauffé dans l'échangeur de chaleur principal 2, le courant qui en résulte 14, est ensuite comprimé et envoyé dans une unité de traitement A.
Le courant 13' en sortie d'échangeur de chaleur 2 issu de la cuve de la colonne d'absorption 7, est introduit dans une colonne de fractionnement 15. Cette colonne 15 produit en cuve 16, un produit liquide rebouilli 18 à l'aide d'un rebouilleur 17 afin d'obtenir un liquide riche en propane et appauvri en éthane. En tête 19 de colonne de fractionnement 15, un gaz 20 est produit. Ce gaz 15 est condensé dans l'échangeur de chaleur 12 et le produit 21 qui sort de cet échangeur 12 est introduit dans un pot séparateur de phases 22. La phase gazeuse 23 en tête du pot séparateur de phases 22 sert de reflux à la colonne d'absorption 7. Le liquide 25 en cuve du pot séparateur de phases 22 sert de reflux 26 en tête de la colonne de fractionnement 15. Une pompe 30 est nécessaire pour pomper le liquide 25.
Le problème lié à l'introduction diphasique du courant 13 dans l'échangeur de chaleur principal 2 est résolu par le procédé objet de la présente invention.
En effet, sur la figure 2, le gaz résiduaire 1 1 en tête de colonne d'absorption 7 qui ne contient que les produits plus volatils que l'éthane est réchauffé dans un échangeur de chaleur 27 situé juste en aval de la tête de ladite colonne 7. Puis, le gaz ainsi réchauffé 28 en sortie de l'échangeur de chaleur 27 est introduit dans l'échangeur de chaleur 12 en tête de la colonne de fractionnement avant d'être introduit dans l'échangeur principal 2 pour constituer le courant 14 ensuite comprimé et envoyé dans une unité de traitement A.
A la différence de ce qui est illustré sur la figure 1 , le courant liquide 10 en cuve de la colonne d'absorption 7 est pompe à l'aide d'une pompe 29, puis directement introduit 13 dans l'échangeur principal 2 pour former le courant 13' qui est envoyé vers la colonne de fractionnement 15.
Les avantages d'un tel procédé sont les suivants :
Efficacité énergétique : la pression de la colonne d'absorption 7 est ainsi maximisée.
Simplicité des échangeurs : aucun des trois échangeurs de chaleur 2, 27, 12 n'a d'introduction diphasique, les différences de température en fluide froids et fluides chauds sont raisonnables (i.e : inférieures à 25-30°C, différences au-delà de laquelle des échangeurs de type aluminium brasé pourraient être endommagés).
De manière alternative, d'autres configurations sont possibles comme la suivante par exemple : l'échangeur de chaleur 12 peut être monté à l'intérieur de la colonne de fractionnement 15. L'échangeur de chaleur 27 peut, lui, être monté directement au dessus de la colonne d'absorption 7. L'intérêt par rapport à l'installer au sol, est d'éviter une pompe de relevage du reflux.
Sur la figure 3, un autre mode de réalisation est schématisé. Par rapport au schéma de la figure 2, la modification consiste en une séparation du fluide 1 1 en tête de la colonne d'absorption 7 en plusieurs courants 1 1 ' et 1 1 ". Le courant 1 1 ' assure la condensation dans le condenseur 12 en tête de colonne de fractionnement 15.
Le courant 1 1 ' est introduit dans le condenseur 12 en tête de colonne de fractionnement 15 puis est introduit dans l'échangeur principal 2. Le courant 1 1 " est directement introduit dans l'échangeur principal 2.
Le liquide 10 de cuve de la colonne d'absorption 7 est pompé puis directement introduit dans l'échangeur principal 2.
Une vanne de contrôle peut contrôler précisément la fraction envoyée en tête de la colonne de fractionnement 15, permettant un contrôle précis et efficace de l'unité.
Avantage : Meilleure régulation du condenseur 12 de tête de colonne de fractionnement 15.
Minimisation du nombre d'équipements tout en maintenant une introduction monophasique du liquide 13 de la colonne d'absorption dans l'échangeur de chaleur 2.
De manière alternative, d'autres configurations sont possibles comme la suivante, par exemple : l'échangeur de chaleur 12 peut être monté directement au dessus de la colonne d'absorption 7. L'intérêt par rapport à l'installer au sol, est d'éviter une pompe de relevage du reflux.
En plus de cela, l'invention peut être combinée avantageusement à une intégration entre les colonnes et les échangeurs. Dans le cas correspondant aux figures 2 et 3, une configuration permettant d'intégrer dans un même module la colonne 15 et l'échangeur 12, en évitant l'usage de la pompe 25 par exemple et en évitant une virole dédiée à l'échangeur 12 est proposée. Dans ce cas là, ledit module est caractérisé en ce que, directement au dessus de la colonne de fractionnement 15 est installé un pot séparateur, au-dessus duquel est installé un condenseur. Le condenseur est connecté à la tête de la colonne de fractionnement et au pot séparateur côté condensation. La cuve du pot séparateur est connectée à la colonne de fractionnement (indirectement avec une vanne entre les deux typiquement). Par module on entend donc une unique structure comprenant la colonne 15, le pot séparateur et l'échangeur de chaleur 12.

Claims

REVENDICATIONS
1 . Procédé de séparation cryogénique d'un courant d'alimentation (1 ) de gaz naturel en un gaz contenant les composés les plus volatils (14) du courant d'alimentation (1 ) et en un produit liquide (18) contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation (1 ), comprenant au moins les étapes suivantes :
Etape a) : condensation au moins partielle d'un courant d'alimentation (1 ) de gaz naturel dans un premier système d'échange de chaleur (2);
Etape b) : introduction du courant au moins partiellement condensé (3) issu de l'étape a) dans une colonne d'absorption (7) à un niveau d'introduction situé dans la partie inférieure de ladite colonne d'absorption, ladite colonne d'absorption produisant, en tête, un courant gazeux (1 1 ) contenant les composés les plus volatils et en cuve, un produit liquide (10) ;
Etape c) : introduction du produit liquide issu de l'étape b) dans une colonne de fractionnement (15) pour obtenir, en cuve (16) de colonne de fractionnement (15), un produit liquide (18) contenant les composés les plus lourds du courant d'alimentation et, en tête (19) de colonne de fractionnement, un distillât (21 ), au moins partiellement condensé dans un deuxième système d'échange de chaleur (12) ;
Etape d) : introduction, à un niveau situé dans la partie supérieure de la colonne d'absorption (7), de la phase gazeuse (23) du distillât condensé (21 ) issu de l'étape c) comme courant d'alimentation (24) de la colonne d'absorption (7) ; caractérisé en ce que le courant gazeux (1 1 ) produit en tête de colonne d'absorption (7) issu de l'étape b) est mis en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur (12), le distillât (21 ) issu de la tête (19) de la colonne de fractionnement (15).
2. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend une étape préalable à l'étape d) de condensation du distillât (21 ) issu de la tête (19) de la colonne de fractionnement (15) dans un troisième système d'échangeur de chaleur (27).
3. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que l'intégralité du courant gazeux (1 1 ) produit en tête de colonne d'absorption (7) issu de l'étape b) est mise en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur (12), le distillât (21 ) issu de la tête (19) de la colonne de fractionnement (15).
4. Procédé selon la revendication 1 , caractérisé en ce que le courant gazeux (1 1 ) produit en tête de colonne d'absorption (7) issu de l'étape b) est séparé en plusieurs courants (1 1 ', 1 1 ") dont au moins un (1 1 ') est mis en œuvre pour condenser, dans le deuxième système d'échange de chaleur (12), le distillât (21 ) issu de la tête (19) de la colonne de fractionnement (15).
5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la phase liquide (25) du distillât condensé (21 ) issu de l'étape c) est utilisée comme reflux (26) en tête de la colonne de fractionnement (15).
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