[go: up one dir, main page]

UA44869C2 - Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти с2, компоненти с3 та більш важкі компоненти вуглеводню, і установка для його здійснення - Google Patents

Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти с2, компоненти с3 та більш важкі компоненти вуглеводню, і установка для його здійснення Download PDF

Info

Publication number
UA44869C2
UA44869C2 UA99052835A UA99052835A UA44869C2 UA 44869 C2 UA44869 C2 UA 44869C2 UA 99052835 A UA99052835 A UA 99052835A UA 99052835 A UA99052835 A UA 99052835A UA 44869 C2 UA44869 C2 UA 44869C2
Authority
UA
Ukraine
Prior art keywords
stream
components
distillation
distillation column
liquid
Prior art date
Application number
UA99052835A
Other languages
English (en)
Russian (ru)
Inventor
Джон Д. Вілкінсон
Хенк М. Хадсон
Кайл Т. Куллар
Original Assignee
Елкор 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 filed Critical Елкор Корпорейшн
Publication of UA44869C2 publication Critical patent/UA44869C2/uk

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04
    • C10L3/10—Working-up natural gas or synthetic natural gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C9/00—Aliphatic saturated hydrocarbons
    • C07C9/02—Aliphatic saturated hydrocarbons with one to four carbon atoms
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—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
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/50—Processes or apparatus using separation by rectification using multiple (re-)boiler-condensers at different heights of the column
    • 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
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • 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
    • 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

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
  • Transition And Organic Metals Composition Catalysts For Addition Polymerization (AREA)

Abstract

Винахід стосується сепарації газу, що містить вуглеводні. Потік газу охолоджують і/або розширюють з метою часткової конденсації, після чого здійснюють сепарацію для одержання одного або декількох потоків, що містять С3, і перший паровий потік. Ці потоки подають в дистиляційну колону, де здійснюється виділення другого парового потоку для виділення продукту, що містить більшу частину компонентів С3 і більш важких компонентів вуглеводню. Дистиляційний потік відводять з колони нижче точки живлення першим паровим потоком і потім подають в режимі теплообміну з другим паровим потоком для охолодження дистиляційного потоку і конденсації принаймні його частини, створюючи конденсаційний потік. Принаймні частину конденсаційного потоку подають як верхнє живлення в дистиляційну колону. Кількість і температуру живильного потоку дистиляційної колони підтримують такими, щоб була виділена більша частина потрібних компонентів.

Description

Опис винаходу
Даний винахід стосується сепарації газу, що містить вуглеводні.
Пропілен, пропан та/або більш важкі вуглеводні можна видобувати з багатьох газів, таких як природний газ, газ нафтопереробки, та синтетичних газових потоків, отриманих з інших вуглеводневих речовин, таких як вугілля, сира нафта, важкий бензин, нафтовий сланець, дьогтеві піски та лігніти. Як правило, більшу частину природного газу складають метан та етан, тобто метан та етан разом складають принаймні 5Омол.до природного газу. Цей газ також містить відносно менші концентрації більш важких вуглеводнів, таких як пропан, бутани, 70 пентани та подібні до них, а також водень, азот, діоксид вуглецю та інші гази.
Даний винахід стосується видобування пропілену, пропану та більш важких вуглеводнів з потоків таких газів. Структурно-груповий аналіз газового потоку, який потрібно сепарувати згідно з даним винаходом, був би в молярних відсотках приблизно такий: 92,695 метану, 4,795 етану та інших компонентів С2, 1,095 пропану та інших компонентів СЗ3, 0,295 ізо-бутану, 0,295 нормального бутану, 0,1695 пентанів, решта - азот та діоксид 12 вуглецю. Іноді бувають присутніми гази, що містять сірку.
Періодичні коливання цін і на природний газ, і на рідкі компоненти природного газу зменшили цінність пропану та більш важких компонентів у вигляді рідких продуктів. В результаті цього виникла потреба у способах, які можуть забезпечити більш ефективне видобування згаданих продуктів. Відомі на сьогодні способи сепарації таких матеріалів 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 обробляється, та забирає з нього тепло. В залежності від тиску джерела газу, збагаченості (вмісту етану та більш важких вуглеводнів) газу, та заданих кінцевих продуктів може бути застосований кожен з цих способів або їх комбінація.
Сьогодні перевага віддається способу видобування пропану методом кріогенного розширення, тому що цей с спосіб забезпечує максимальну простоту, легкий запуск, операційну гнучкість, хорошу ефективність, безпечність (3 та високу надійність.
Способи, що мають відношення до цього питання, описуються у патентах США МоМо 4157904, 4171964, 4251249, 4278457, 4519824, 4617039, 4687499, 4689063, 4690702, 4854955, 4869740, 4889545 та 5275005, перевиданому патенті США Мо 33408, заявках США. що розглядаються, Мо 08/337172 та Мо 08/696114. іа
У типовому способі видобування шляхом кріогенного розширення потік живильного газу під тиском Ге) охолоджується завдяки теплообміну з іншими потоками, що беруть участь у процесі, та/"або за допомогою зовнішніх джерел охолодження, наприклад установки стискання-охолодження пропану. Під час охолодження со газу в одному або більше сепараторах можуть конденсуватися та збиратися рідини у вигляді рідин з високим «І тиском, що містять деякі з заданих компонентів С3. В залежності від збагаченості газу та концентрації рідин,
Зо що утворились, ці рідини з високим тиском можна розширювати до більш низького тиску та фракціонувати. М
Випаровування, що відбувається під час розширення згаданих рідин, призводить до подальшого охолодження потоку. За певних умов перед розширенням може виявитись необхідним попереднє охолодження рідин з високим тиском для подальшого зниження температури, яку отримують в результаті розширення. Розширений « потік, який являє собою суміш рідини та пари, фракціонують у дистиляційній колоні (деетанізаторі). У колоні, З охолоджений в результаті розширення, потік(потоки) дистилюється(ються), щоб відокремити залишковий метан, с етан, азот та інші леткі гази у вигляді пари верхнього погону від заданих компонентів СЗ та більш важких з» вуглеводнів у вигляді нижнього рідинного продукту.
Якщо живильний газ конденсується неповністю (зазвичай він не конденсується повністю), пару, 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 е конденсуються додаткові рідини. Тиск після розширення є трохи нижчим за тиск, при якому приводиться в дію «їз» дистиляційна колона. Розширений потік потім входить у нижню секцію абсорбційної колони і його вводять у контакт з холодними рідинами, щоб абсорбувати компоненти СЗ та більш важкі компоненти з парової частини бо розширеного потоку. Рідини з абсорбційної колони після цього подають помпою в колону деетанізатора у місці б 20 верхнього живлення колони.
Дистиляційний потік верхнього погону із деетанізатора проходить, обмінюючись теплом із залишковим газом с з абсорбційної колони, та охолоджується, конденсуючи принаймні частину дистиляційного потоку із деетанізатора. Охолоджений дистиляційний потік потім входить у верхню секцію абсорбційної колони, де холодні рідини, що містяться у потоці, можуть контактувати з паровою частиною розширеного потоку, як 25 описувалось раніше. Як правило, парова частина (якщо така є) охолодженого дистиляційного потоку і пара
ГФ) верхнього погону абсорбера з'єднуються у верхній секції сепаратора в абсорбційній колоні у вигляді залишкового газу продуктів метану та етану. Як варіант, охолоджений дистиляційний потік можна подати в о сепаратор, щоб утворити потоки пари та рідини. Пара сполучається з верхнім погоном абсорбційної колони, а рідина надходить до абсорбційної колони як її верхнє живлення. 60 Сепарація, що відбувається в цьому способі (утворюючи у кінці процесу залишковий газ, який містить практично всі компоненти метану та С2 живильного газу і майже зовсім не містить компонентів СЗ та компонентів більш важких вуглеводнів, і нижню фракцію, що виходить з деетанізатора, яка містить практично всі компоненти
СЗ та компоненти більш важких вуглеводнів і майже зовсім не містить метану, компонентів С2 або більш летких компонентів) витрачає енергію на охолодження живильного газу, на повторне кип'ятіння деетанізатора, на бо зрошення деетанізатора та/або на повторне стискання залишкового газу.
Для кращого розуміння даного винаходу далі описано з посиланнями на фіг. 1 технологічний процес відомої установки для кріогенної обробки природного газу згідно з патентом США Мо 4617039.
Для пояснення фіг. 1 і інших фігур, що будуть описані далі, додаються таблиці, які підсумовують об'ємні
Швидкості потоків, обчислені для умов типового способу. У приведених таблицях значення об'ємних швидкостей потоків (в 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 градусу. Слід зазначити, що розрахунки конструкції /0 для здійснення способу, представлені для порівняння зі способами, зображеними на фігурах, базуються на припущенні, що немає надходження тепла із оточуючого середовища (або в нього) в процес (або із нього). Таке припущення, звичайне для спеціалістів, є дуже обгрунтованим завдяки якості комерційно доступних ізоляційних матеріалів.
На фіг. 1, яка зображує відомий спосіб, впускний газ надходить в установку у вигляді потоку 31 з /5 температурою 80"Р та тиском 580 фунтів на кв.дюйм (40,бкг/см2). 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). До того ж, 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 -97 Е (потік З4а) та з рідинами сепаратора з температурою -91"Е (потік ЗЗа). (Рішення, чи використовувати більш ніж один теплообмінник для зазначеного охолодження, буде залежати від кількості факторів, що включають, але не обмежуються цим, об'ємну швидкість потоку впускного газу, розмір теплообмінника, температури потоків, тощо.) Охолоджений потік 31а входить в сепаратор 11 з температурою сч ов 7/З'Є та тиском 570 фунтів на кв. дюйм (39,Окг/см ), в якому пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 33). і)
Пара (потік 32) із сепаратора 11 надходить в машину 13 робочого розширення, в якій із цієї частини живильного потоку з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 13 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см2) до тиску 353 фунти на кв.дюйм (24,71кг/см2), при Ге! зо цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік 32а до температури приблизно -110"Р.
Розширений і частково конденсований потік 32а надходить в абсорбційну секцію 15в у нижній зоні ісе) сепаратора/абсорбера 15. Рідка частина розширеного потоку з'єднується з рідинами, що падають вниз з со абсорбційної секції, і з'єднаний рідинний потік 35 виходить із нижньої частини сепаратора/абсорбера 15 з температурою -111"Е. Парова частина розширеного потоку піднімається вгору через абсорбційну секцію і « з5 ВХОДИТЬ В контакт з холодною рідиною, яка падає вниз, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі «г компоненти.
Колона 15 сепаратора/абсорбера являє собою дистиляційну колону звичайного типу, яка містить певну кількість вертикально рознесених тарілок, одну або більше насадок, або комбінацію тарілок та баштової насадки. Часто в установках для обробки природного газу колона сепаратора/абсорбера складається з двох « секцій. Верхня секція 15а є сепаратором, в якому будь-яка пара, що міститься у верхньому живленні, з с відокремлюється від її відповідної рідинної частини і в якому пара, піднімаючись із нижньої дистиляційної або . абсорбційної секції 15в, з'єднується з паровою частиною (якщо така є) верхнього живлення і утворює и?» охолоджений дистиляційний потік 34, який виходить через верхню частину колони. Нижня, абсорбційна секція 15в містить тарілки та/або баштову насадку і забезпечує необхідний контакт між рідинами, що падають вниз, та парами, що піднімаються вгору, для того, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі компоненти. їх З'єднаний рідинний потік 35 із нижньої частини сепаратора/абсорбера 15 подають як холодне верхнє живлення колони (потік З35а) в деетанізатор 17 за допомогою помпи 16. Рідина сепаратора (потік 33) швидко ве розширюється до 368 фунтів на кв.дюйм (25,7бкг/см2) робочого тиску деетанізатора 17 за допомогою
Го! розширювального клапана 12, охолоджуючи потік 33 до -917Е (потік ЗЗа) перед тим, як він забезпечить 5р охолодження вхідного живильного газу, як описувалось раніше. Потік ЗЗв, тепер з температурою 65"Р, після
Ме. цього входить в деетанізатор 17 у місці живлення посередині колони, щоб десорбувати з нього компоненти
Ге) метану та С2.
Деетанізатор 17 у колоні, який працює при тиску 368 фунтів на кв.дюйм (25,76бкг/см2), також являє собою дистиляційну колону звичайного типу, яка містить певну кількість вертикально рознесених тарілок, одну або більше насадок, або комбінацію тарілок та баштової насадки. Колона деетанізатора може також складатися з двох секцій: верхньої секції 17а, в якій будь-яка пара, що міститься у верхньому живленні, відокремлюється (Ф) від її відповідної рідинної частини і в якій пара, що піднімається з нижньої дистиляційної або ка деетанізаційної секції 17в, з'єднується з частиною пари (якщо така є) верхнього живлення і утворює дистиляційний потік 36, який виходить через верхню частину колони, і нижньої, деетанізаційної секції 17в, яка бо Містить тарілки та/або баштову насадку, щоб забезпечувати необхідний контакт між рідинами, що падають вниз, та парами, що піднімаються вгору. Деетанізаційна секція 17в також включає котел 18 для повторного кип'ятіння, який нагріває та випаровує частину рідини у нижній частині колони, щоб забезпечити десорбування пари, яка піднімається у верхню частину колони, щоб десорбувати рідинний продукт, потік 37, метану та компонентів С2.
Стандартна технічна умова для нижнього рідинного продукту - щоб молярне відношення етану до пропану б5 становило 0,02 : 1. Потік 37 рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора з температурою 1867 і охолоджується до 110"Е (потік 37а) у теплообміннику 19 перед тим, як надійти на зберігання.
Робочий тиск у деетанізаторі 17 підтримують трохи більшим, ніж робочий тиск сепаратора/абсорбера 15. Це дозволяє парі верхнього погону деетанізатора (потік 36) текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - у верхню секцію сепаратора/абсорбера 15. У теплообміннику 20 верхній погон деетанізатора з температурою -217Е спрямовується, обмінюючись теплом з верхнім погоном (потік 34) із сепаратора/абсорбера 15, охолоджуючи цей потік до температури -116"Е (потік Зба) і частково конденсуючи його. Цей частково конденсований потік потім надходить в сепараційну секцію колони 15 сепаратора/абсорбера, так що його конденсована рідина відокремлюється і стає холодною рідиною, що контактує з парою, яка піднімається вгору через абсорбційну секцію. 70 Дистиляційний потік, виходячи з верхньої частини сепаратора/абсорбера 15 з температурою -117"Р, являє собою потік 34 холодного залишкового газу. Потік залишкового газу проходить проти течії в потік 36 верхнього погону деетанізатора у теплообміннику 20 і нагрівається до -97"Е (потік Заа) по мірі того, як він охолоджує та частково конденсує потік верхнього погону деетанізатора. Залишковий газ далі нагрівається до 75"Е (потік
З4в), коли він проходить проти течії у вхідний живильний газ у теплообміннику 10. Залишковий газ потім /5 повторно стискають у два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 14, який приводиться в дію розширювальною машиною 13. На другому етапі - за допомогою компресора 22, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і який стискає залишковий газ (потік 344) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 23 залишковий газ (потік З4е) тече в газопровід для реалізації з температурою 110"Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91 кг/см2).
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, зображеного на фіг. 1, показані у таблиці, що дається нижче. сч в о
Ф зо
Ф заровю 4й200в5 1100) вевво со виолвівазіязю отв «
Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) «
Пропан 93,7095
Бутани 7 99,8595 « 20 Потужність (у кінських силах) -в с Стискання залишкового газу 21,20 ;» " Використання тепла (МВТИШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год)
Котел для повторного кип'ятіння ї Деетанізатора 22,298 ве Удосконалення відомого способу, описаного вище, який був викладений у патентній заявці США Мо (ее) 08/696114, показано на фіг. 2. Склад живильного газу та умови, що обговорюються при розгляданні способу, показаного на фіг. 2, такі самі, як і для способу, зображеного на фіг. 1.
Ф Розглянемо спосіб за фіг. 2. Живильний газ надходить з температурою 80"Е та піском 580 фунтів на кв.дюйм іЧе) (40,бкг/см?) як потік 31. Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10, обмінюючись теплом з холодним залишковим газом, що має температуру -88"Е (потік 348), з рідинами сепаратора, що мають температуру -92"Е (потік ЗЗа), та з рідинами сепаратора/(абсорбера, що мають температуру -107"Е (потік З5а).
Охолоджений потік Зїа надходить в сепаратор 11 з температурою -78"Е та тиском 570 фунтів на кв.дюйм
ГФ! (39,9кг/см 2), де пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 33).
Пара (потік 32) із сепаратора 11 надходить в машину 13 робочого розширення, в якій із цієї частини о живильного потоку з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 13 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см?) до тиску 396 фунтів на кв.дюйм (27,72кг/см?). (робочий 60 тиск сепаратора/абсорбера 15), при цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік 32а до температури приблизно -107"Г. Розширений та частково конденсований потік 32а надходить в нижню секцію сепаратора/абсорбера 15. Рідка частина розширеного потоку з'єднується з рідинами, що падають вниз із абсорбційної секції, і цей з'єднаний рідинний потік 35 виходить через нижню частину сепаратора/абсорбера 15 з температурою -108"Р. Парова частина згаданого розширеного потоку піднімається вгору через абсорбційну 62 секцію і входить у контакт з холодною рідиною, що падає вниз, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі компоненти.
З'єднаний рідинний потік 35 із нижньої частини сепаратора/абсорбера 15 спрямовується з допомогою помпи 16 в теплообмінник 10, де він нагрівається по мірі того, як він охолоджує вхідний живильний газ, як Оописувалось раніше. З'єднаний рідинний потік нагрівається до -46"Р, частково випаровуючи потік З5в перед тим, як він надійде у вигляді живлення середньої частини колони до деетанізатора 17. Рідина сепаратора (потік 33) швидко розширюється до трохи більше ніж 41 1 фунтів на кв.дюйм (28,77кг/см 2) робочого тиску деетанізатора 17 за допомогою розширювального клапана 12, охолоджуючи потік 33 до -92"Е (потік ЗЗа) перед тим, як він забезпечить охолодження вхідного живильного газу, як описувалось раніше. Потік ЗЗв, тепер з температурою 70. 7О"Е, потім надходить в деетанізатор 17 у місці живлення нижче середини колони. В деетанізаторі потоки З5в та
ЗЗв десорбуються від компонентів метану та Со, що містяться в цих потоках. Потік 37 результуючого рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора 17 з температурою 198"Е і охолоджується до 110"Е (потік
З7а) у теплообміннику 19 перед тим, як надійти на зберігання.
Робочий тиск в деетанізаторі 17 підтримують трохи більшим, ніж робочий тиск у сепараторі/абсорбері 15. Це 75 дозволяє парі верхнього погону деетанізатора (потік 36) текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - у верхню секцію сепаратора/абсорбера 15. У теплообміннику 20 верхній погон деетанізатора з температурою -257Е спрямовується з теплообміном з верхнім погоном (потік 34) із сепаратора/абсорбера 15, охолоджуючи цей потік до -112"Е (потік Зба) і частково конденсуючи його. Частково конденсований потік потім надходить в сепараційну секцію в колоні 15 сепаратора/(абсорбера, де конденсована рідина відокремлюється від неконденсованої пари. Неконденсована пара з'єднується з парою, що піднімається з нижньої абсорбційної секції, щоб утворити холодний дистиляційний потік 34, що виходить з верхньої частини сепаратора/абсорбера 15.
Конденсована рідина поділяється на дві частини. Одна частина, потік 40, спрямовується в нижню абсорбційну секцію сепаратора/абсорбера 15 у вигляді холодної рідини, яка контактує з парами, що піднімаються вгору через абсорбційну. Друга частина, потік 39, подається помпою в деетанізатор 17 у вигляді зрошення, при цьому Га Зрошувальний потік З9а тече у місце верхнього живлення на деетанізаторі 17 з температурою -112"РЕ.
Дистиляційний потік, що виходить з верхньої частини сепаратора/абсорбера 15 з температурою -1 13 КЕ, і9) являє собою потік 34 холодного залишкового газу Потік залишкового газу проходить протитечії в потік 36 верхнього погону деетанізатора в теплообміннику 20 і нагрівається до -88"Е (потік З4а) по мірі того, як він охолоджує та частково конденсує потік верхнього погону деетанізатора. Залишковий газ далі нагрівається до дб) 7Т5"Е (потік З4в) під час його проходження протитечії у вхідний живильний газ в теплообміннику 10. Залишковий газ потім знову стискають у два етапи. На першому етапі - з допомогою компресора 14, що приводиться в дію і-й розширювальною машиною 13. На другому етапі - з допомогою компресора 22, що приводиться в дію ее) допоміжним джерелом живлення, який стискає залишковий газ (потік 344) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 23 продукт залишкового газу (потік З4е) надходить у М
Зз5 газопровід для реалізації з температурою 110"Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91кг/см 2). «І
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, зображеного на фіг. 2, приведені в таблиці, що дається нижче. ч 2 с . г» 1 ї. ї» веязтв сова 360177 вве юр ча 02010000 азов со вв в яв 32000000, зв
Фо вкюовію амеб) 000000 вввву во1лвівазязе оте іЧе)
Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Пропан 93,6895 о Бутани 7 100,0095 ко Потужність (у кінських силах) во Стискання залишкового газу 17,536
Використання тепла (МВТШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год)
Котел деетанізатора для повторного кип'ятіння 16,270 б5
Інше удосконалення відомого способу, зображеного на фіг. 1, також описане у патентній заявці Мо 08/696114, показане на фіг. 3. Склад живильного газу та умови, що обговорюються при розгляданні способу фіг. З, такі самі, як і при розгляданні способу, зображеного на фіг. 1 та 2.
Розглянемо спосіб фіг. 3. Схема охолодження та розширення живильного газу практично така сама, як і для способу фіг. 2. Різниця полягає у розміщенні з'єднаного рідинного потоку, що виходить з сепаратора/абсорбера 15, після того, як він частково нагрівся (потік З5в), забезпечивши охолодження вхідного живильного газу в теплообміннику 10. На фіг. З потік ЗбБа, що подається помпою 16, нагрівається від -112"Е до -45"Е в теплообміннику 10 по мірі того, як він охолоджує вхідний живильний газ, як описувалось раніше згідно з фіг. 70 2. Нагрітий потік, потік З5в, потім надходить в деетанізатор 17 у місці верхнього живлення колони, входить у колону з температурою -45"Е, щоб від нього десорбувались компоненти метану та Со,що містяться в ньому.
Потік 37 результуючого рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора з температурою 191 їі охолоджується до температури 110"Е (потік 37а) в теплообміннику 19 перед тим, як надійти на зберігання.
Робочий тиск в деетанізаторі 17 підтримують трохи більшим за робочий тиск сепаратора/абсорбера 15. Це /5 дозволяє парі верхнього погону деетанізатора текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - у верхню секцію сепаратора/абсорбера 15. У теплообміннику 20 верхній погон деетанізатора з температурою -157Е спрямовується, обмінюючись теплом з верхнім погоном (потік 34) із сепаратора/абсорбера 15, охолоджуючи цей потік до -114"Е (потік Зба) і частково конденсуючи його. Частково конденсований потік потім надходить в сепараційну секцію у башті 15 сепаратора/(абсорбера, так що конденсована рідина цього потоку 2о Відокремлюється і стає холодною рідиною, яка контактує з парами, що піднімаються вгору через абсорбційну секцію.
Дистиляційний потік, виходячи з верхньої частини сепаратора/абсорбера 15 з температурою -1157Е, являє собою потік 34 холодного залишкового газу. Потік залишкового газу проходить протитечії у потік 36 верхнього погону деетанізатора в теплообміннику 20 і нагрівається до -71"Е (потік З4а), охолоджуючи та частково сч ов Конденсуючи потік верхнього погону деетанізатора. Залишковий газ далі нагрівається до 75"Е (потік З4в), коли він проходить протитечії у вхідний живильний газ в теплообміннику 10. Залишковий газ потім повторно стискають і) у два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 14, що приводиться в дію розширювальною машиною 13 На другому етапі - за допомогою компресора 22, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає залишковий таз (потік 344) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після Ге! зо охолодження у випускному охолоднику 23 продукт залишкового газу (потік З4е) тече до газопроводу на реалізацію з температурою 110"Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91кг/см ). ісе)
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, зображеного на фіг. З, со приведені в таблиці, що дається нижче. « з - ч 4 З с 0 ввзвива3о,вто . » заровю ам» вв 1100) вевво 45 влолвівазіязві отв
ЧК»
Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
ЧК» о Пропан 93,6895 о 50 Бутани 7 99,8390 с Потужність (у кінських силах)
Стискання залишкового газу 20,215 59 Використання тепла (МВТИШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год) о Котел деетанізатора для іме) повторного кип'ятіння 20,254 60 У всіх трьох схемах процесів, описаних вище, використовують дві ректифікаційні колони, абсорбер/сепаратор та деетанізатор 17, для досягнення ефекту абсорбційного охолодження, що відбувається всередині абсорбера/сепаратора 15, при якому насичення парів, що піднімаються вгору через колону в результаті випаровування рідких метану та етану, що містяться у потоці Зба, забезпечує охолодження колоні. (Зверніть увагу, що в результаті і пара, що виходить з верхнього погону колони, і рідини, що виходять через низ колони, 65 є більш холодними, ніж відповідні живильні потоки в тих кінцях колони. Такий ефект абсорбційного охолодження дозволяє верхньому погону колони (потік 34) забезпечити охолодження, необхідне в теплообміннику 20, щоб частково конденсувати верхній погон (потік 36) деетанізатора без необхідності для деетанізатора 17 працювати з тиском, значно більшим, ніж тиск сепаратора/абсорбера 15.) Однак дві колони є необхідними для забезпечення рушійної сили, що примушує потік 36 верхнього погону деетанізатора 17 текти під тиском через теплообмінник до положення верхнього живлення абсорбера/сепаратора. Як правило, це верхнє живлення, потік Зба, конденсується не повністю, його парова частина просто з'єднується з парою, що піднімається вгору із абсорбційної секції 15в, і утворює холодний залишковий газ, потік 34. Неконденсована частина потоку Зба з цієї причини не сприяє абсорбційному охолодженню всередині абсорбера/сепаратора 15.
В основу винаходу поставлена задача розробити спосіб і установку, які б уможливлювали сепарацію газу, що 7/0 Містить вуглеводень, при значно менших капітальних витратах. Інша задача винаходу полягала в тому, щоб забезпечити збільшення видобування продукту та/"або зменшення експлуатаційних вимог (охолодження, повторне кип'ятіння, зрошення та/або повторне стискання), необхідних для видобування заданих продуктів.
У способі сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти Со, компоненти Сз та більш важкі компоненти вуглеводню, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану та компонентів 75 С», Її відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину компонентів Сз і більш важких компонентів вуглеводню, згідно з яким газовий потік обробляють за один або більше етапів теплообміну та/або розширення з метою конденсації принаймні частини цього газового потоку і утворення в результаті принаймні першого парового потоку і принаймні одного рідинного потоку, що містить Сз та більш легкі вуглеводні, і 20 подають принаймні один із рідинних потоків, що містить Сз, у дистиляційну колону, де ця рідина розділяється на другий паровий потік, що містить головну частину метану та компонентів С 5, і згадану відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню, згідно з винаходом поставлені задачі вирішуються тим, що принаймні частину першого парового потоку спрямовують у середнє місце живлення на дистиляційній колоні с ге ЯК друге Її живлення, І | | Н | о потік дистиляційної пари відводять із зони дистиляційної колони нижче першого парового потоку і охолоджують достатньо для конденсації принаймні частини його, таким чином утворюючи третій паровий потік і конденсований потік, принаймні частину конденсованого потоку подають у дистиляційну колону з верхнього місця живлення, б зо принаймні частину другого парового потоку спрямовують з теплообміном з потоком дистиляційної пари, щоб таким чином забезпечити принаймні частину охолодження потоку дистиляційної пари, і після цього випускають ікс, принаймні частину другого парового потоку і третій паровий потік у вигляді леткої фракції залишкового газу, со витримують величини та температури живильних потоків, що надходять у дистиляційну колону, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якій головна частина « компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню виділяється з відносно менш леткої фракції. «Е
Бажано, щоб в місці над зоною, де виводиться паровий дистиляційний потік, відводився із дистиляційної колони рідинний дистиляційний потік, внаслідок чого цей рідинний дистиляційний потік нагрівався, і після цього його знову спрямовувати в дистиляційну колону у вигляді її третього живлення в місці, нижче зони, де виводиться паровий дистиляційний потік. «
Бажано також конденсований потік розділяти принаймні на перший і другий рідинні потоки, перший рідинний пт») с потік подавати у дистиляційну колону у верхньому місці живлення, а другий рідинний потік подавати у дистиляційну колону як третє її живлення, причому бажано, щоб місце цього третього живлення знаходилось з практично в тій самій зоні, де виводиться паровий дистиляційний потік.
У установці для сепарації газу, що містить метан, компоненти С», компоненти Сз та більш важкі компоненти
Вуглеводню, на летку фракцію залишкового газу, що містить головну частину метану та компонентів Со, і їх відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів, яка включає ве один або більше перших засобів теплообміну та/"або розширювальний засіб, сполучених між собою з о можливістю утворення принаймні одного частково конденсованого газового потоку з забепеченням принаймні 5р першого парового потоку і принаймні одного рідинного потоку, що містить Сз, а також більш легкі вуглеводні,
Ме, дистиляційну колону, з'єднану з можливістю приймання принаймні одного Із рідких потоків, що містять
Ге) компоненти Сз, і призначену для сепарації цього потоку на другий паровий потік, що містить головну частину метану та компонентів Со, і відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню, згідно з винаходом поставлені задачі вирішуються тим, що 5Б з'єднуючий засіб, з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання принаймні частини першого парового потоку в дистиляційну колону у місце живлення в середній частині колони, (Ф, засіб, що відводить пару, з'єднаний з дистиляційною колоною для приймання парового дистиляційного ка потоку із зони дистиляційної колони нижче першого парового потоку, другий засіб теплообміну, з'єднаний із засобом, що відводить пару, для приймання парового дистиляційного бо потоку і охолодження його достатньо, щоб конденсувати принаймні його частину, сепаруючий засіб, з'єднаний з другим засобом теплообміну для приймання частково конденсованого дистиляційного потоку і сепарації його з утворенням третього парового потоку і конденсованого потоку, при цьому сепаруючий засіб крім того з'єднаний з дистиляційною колоною з можливістю постачати принаймні частини конденсованого потоку у дистиляційну колону у верхньому місці живлення, а дистиляційна колона 65 З'єднана з другим засобом теплообміну для спрямування принаймні частини другого парового потоку, сепарованого в ній, в теплообмін з паровим дистиляційним потоком,
регулюючі засоби, призначені для регулювання величин та температур живильних потоків, що надходять у дистиляційну колону, щоб підтримувати температуру верхнього погону дистиляційної колони на рівні, при якому з відносно менш леткої фракції видобувають головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів.
Бажано, щоб установка включала засіб, що відводить рідину, з'єднаний з дистиляційною колоною для приймання рідинного дистиляційного потоку із зони дистиляційної колони, розташованої над засобом, що відводить пару, причому бажано, щоб перший засіб теплообміну був з'єднаний із засобом, що відводить рідину, для приймання рідинного дистиляційного потоку і нагрівання його, а перший засіб теплообміну був з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання нагрітого потоку З5а в дистиляційну колону в місці, розташованому 7/0 нижче засобу для відведення пари.
Бажано, щоб установка включала ділильний засіб, з'єднаний з сепаруючим засобом для приймання конденсованого потоку і розділення його принаймні на перший і другий рідкі потоки, при цьому щоб ділильний засіб крім того був з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання їй першого рідинного потоку у верхньому місці живлення і для постачання їй другого рідинного потоку у місці, що знаходиться в тій самій зоні, що і засіб для відведення пари.
Згідно з даним винаходом було виявлено, що видобування більш ніж 9395 С з можна досягти, здійснюючи майже повне відведення компонентів Со до потоку залишкового газу. Крім того, даний винахід робить можливою майже 10095 сепарацію компонентів Со та більш легких компонентів від компонентів Сз та компонентів більш важких вуглеводнів при знижених енергетичних потребах. Даний винахід, хоча і застосовується при більш низьких тисках та плюсових температурах, має переваги особливо при обробці живильних газів з тиском в межах 400 - 800 фунтів на кв.дюйм (28 - 5бкг/см?) або вище за умов, що потребують температур верхнього погону колони -50"Е або нижче.
Далі винахід описується на прикладах його здійснення з посиланнями на креслення, на яких:
Фіг. 4 - схема технологічного процесу установки для обробки природного газу згідно з даним винаходом. с
Фіг. 5 - схема технологічного процесу, яка показує інший варіант застосування даного винаходу для обробки потоку природного газу. і)
Фіг. 6 - схема технологічного процесу, яка показує ще один варіант застосування даного винаходу для обробки потоку природного газу.
Приклад 1 Ге»!
На фіг. 4 показано схему технологічного процесу при використанні даного винаходу для способу, зображеного на фіг. 1. Склад живильного газу та умови, що обговорюються при розгляданні способу, показаного і-й на фіг. 4, такі самі, як і для способу, показаного на фіг. 1. Таким чином, спосіб за фіг. 4 можна порівнювати ее) зі способом за фіг. 1, щоб проілюструвати переваги даного винаходу.
Розглянемо спосіб за фіг. 4. Живильний газ з температурою 80"Р та тиском 580 фунтів на кв.дюйм З
Зз5 (40,бкг/см?) позначений як потік 31. Живильний потік 31 охолоджується у теплообміннику 10 в результаті обміну «І теплом з холодним залишковим газом, що має температуру -97"Е (потік 34), та рідинами сепаратора, що мають температуру -91"Е (потік ЗЗа). Охолоджений потік З1а входить в сепаратор 11 з температурою -73"Е та тиском 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см ), де пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 33). «
Потік (потік 32) із сепаратора 11 надходить до машини 13 робочого розширення, в якій із цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 13 розширює пару головним чином - с ізентропічно від тиску 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см?) до тиску 355 фунтів на кв.дюйм (24,85кг/см?). (робочий "з тиск деетанізатора 17), при цьому в результаті робочого розширення відбувається охолодження розширеного " потоку 32а до температури приблизно -110"Р. Розширений і частково конденсований потік 32а входить в деетанізатор 17 у місці живлення, що знаходиться вище середини колони.
Деетанізатор в колоні 17 являє собою дистиляційну колону звичайного типу, яка містить певну кількість - вертикально рознесених тарілок, одну або більше насадок, або комбінацію тарілок і насадки. Колона їз деетанізатора складається з двох секцій: верхньої абсорбційної (ректифікаційної) секції 17а, яка містить тарілки та. або насадку, щоб забезпечувати необхідний контакт між паровою частиною розширеного потоку 32а, (ее) що піднімається вгору, та холодною рідиною, що падає вниз, з метою конденсування та абсорбування пропану б 50 та більш важких компонентів; і нижньої, десорбційної секції 17в, яка містить тарілки та/або насадку, щоб забезпечувати необхідний контакт між рідинами, що падають вниз, та парами, що піднімаються вгору.
Ме) Деетанізаційна секція 17в також включає котел 18 для повторного кип'ятіння, який нагріває і випаровує частину рідини у нижній частині колони для утворення десорбуючих парів, що піднімаються вгору колони, щоб десорбувати рідинний продукт, потік 37, метану та компонентів Со. Потік 32а входить в деетанізатор 17 у місці живлення вище середини колони, яке знаходиться у нижній зоні абсорбційної секції 17а деетанізатора 17.
Ге! Рідка частина розширеного потоку змішується з рідинами, що падають вниз з абсорбційної секції 17а, і ця з'єднана рідина продовжує текти вниз в десорбційну секцію 17в деетанізатора 17. Парова частина розширеного ко потоку піднімається вгору через абсорбційну секцію і входить у контакт з холодною рідиною, що падає вниз, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі компоненти. 60 Частина дистиляційної пари (потік 36) виводять із верхньої зони десорбційної секції 17в. Цей потік потім охолоджується і частково конденсується (потік Зба) в теплообміннику 20, обмінюючись теплом з холодним потоком 38 верхнього погону деетанізатора, який виходить через верхню частину деетанізатора 17 з температурою -117"Р. Холодний потік верхнього погону деетанізатора нагрівається приблизно до -97"Е, коли він охолоджує потік З6 від -247Рдо - 1167 (потік Зба). 65 Робочий тиск у зрошувальному сепараторі 15 підтримують трохи нижчим за робочий тиск деетанізатора 17.
Це дозволяє дистиляційному паровому потоку 36 текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - в зрошувальний сепаратор 15, в якому конденсована рідина (потік 39) відокремлюється від неконденсованої пари (потік 42). Потік 42 неконденсованої пари сполучається з теплим потоком Зв8а верхнього погону деетанізатора із теплообмінника 20 і утворює потік 34 охолодженого залишкового газу.
Рідинний потік 39 із зрошувального сепаратора 15 стискається помпою 21 до тиску, трохи вищого за робочий тиск деетанізатора 17, і цей потік (Зда) потім надходить у вигляді холодного живлення (зрошення) верхньої колони в деетанізатор 17. Це холодне рідке живлення (зрошення) забезпечує такий самий ефект абсорбційного охолодження в абсорбційній (ректифікаційній) секції 17а деетанізатора 17, як і в абсорбері/сепараторі 15 способу, зображеного на фіг. 1, коли він абсорбує та конденсує пропан та більш важкі компоненти, що течуть 7/о Знизу вгору.
У десорбційній секції 17в деетанізатора 17 з живильних потоків десорбуються метан та компоненти С», що містяться в цих потоках. Потік 37 результуючого рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора з температурою 182"Е і охолоджується до 110"Е (потік 37а) у теплообміннику 19 перед тим, як надійти на зберігання.
Потік 34 охолодженого залишкового газу нагрівається до 75"Е (потік Зда) під час свого проходження проти течії у вхідний живильний газ в теплообміннику 10. Залишковий газ потім повторно стискають у два етапи. На першому етапі - з допомогою компресора 14, що приводиться в дію розширювальною машиною 13. На другому етапі - з допомогою компресора 22, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає залишковий газ (потік З4с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному 2о охолоднику 23 продукт залишкового газу (потік 344) тече в газопровід для реалізації з температурою 110'Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91кг/см2).
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, зображеного на фіг. 4, приведені в таблиці с о
Ф зо о со вв» 80000010 вв, ій з5 вв вмов зоб2 520 ввБво, - вв мм 50000001 вевво, в о7увавязе ово
Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) « - с Пропан 93,9695 з» Бутани 7 100,0095 п
Потужність (у кінських силах)
Стискання залишкового газу 21,210 щ» т» Використання тепла (МВТИШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год) бо Котел деетанізатора для
Ге») 20 повторного кип'ятіння 22,060
Ме) По суті, спосіб, зображений на фіг. 4, дозволяє паровій частині потоку Зба в способі фіг. 1 обминати теплообмінник 20 і, таким чином, робить можливим об'єднання абсорбційної секції 15в абсорбера/сепаратора 15 способу фіг. 1 в деетанізатор 17 способу фіг. 4 у вигляді абсорбційної секції 17а. Оскільки це трохи зменшує (відносно кількості потоку 34 способу фіг, 1) кількість потоку 38 верхнього погону деетанізатора, який тече в о теплообмінник 20 в способі за фіг. 4, це дозволяє абсорбційній секції 17а та десорбційній секції 178в працювати практично з однаковим тиском. Це забезпечує кращу рівновагу "рідина-пара" у колоні, яка більш ніж ко компенсує невелику втрату охолодження в теплообміннику 20. Фактично, порівняння значень, приведених в таблиці І для способу за фіг. 1, із значеннями, приведеними в таблиці ІМ для способу за фіг. 4, показує, що 60 при здійсненні способу за фіг. 4 досягають на 0,395 збільшення видобування пропану, ніж при здійсненні способу за фіг. 1 при такій самій потужності для стискання залишкового газу. В той же час спосіб за фіг. 4 значно зменшує капітальну вартість установки. Дві ректифікаційні колони способу за фіг. 1 з'єднують в одну колону у способі за фіг. 4, що економить кошти на обладнання та встановлення. Крім того, зрошувальний сепаратор 15 способу фіг4 має менший діаметр порівняно з діаметром верхньої сепараційної секції 15а 65 абсорбера/сепаратора 15 способу за фіг.1, що забезпечує додаткову економію.
Приклад 2
На фіг. 5 показана схема технологічного процесу при застосуванні варіанту даного винаходу, якому віддається перевага, в способі за фіг. 2. Склад живильного газу та умови, що обговорюються при розгляданні способу, показаного на фіг. 5, такі самі, як і для способу, показаного на фіг. 2. Таким чином, спосіб за фіг.
З можна порівнювати зі способом за, фіг. 2, щоб проілюструвати переваги даного винаходу.
Розглянемо спосіб за фіг. 5. Живильний газ, що входить з температурою 80"Р та тиском 580 фунтів на кв. дюйм (40,6кг/см), позначений як потік 31. Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в результаті обміну теплом з холодним залишковим газом з температурою -90"Е (потік 34), з рідинами сепаратора, що мають температуру -94"Е (потік ЗЗа), та з рідинами деетанізатора, що мають температуру -108"Е (потік 35). 70 Охолоджений потік З1а входить в сепаратор з температурою -78"Р та тиском 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см 7), де пара (потік 32) відокремлюється відконденсованої рідини (потік 33).
Пара (потік 32) із сепаратора 11 надходить в машину 13 робочого розширення, в якій із цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 13 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску 570 фунтів на кв.дюйм (39,9 кг/см2) до тиску 396 фунтів на кв.дюйм (27,72кг/см?) (робочий тиск деетанізатора 17), при цьому в результаті робочого розширення відбувається охолодження розширеного потоку 32а до температури приблизно -107"Р. Розширений і частково конденсований потік 32а входить у нижню частину абсорбційної (ректифікаційної) секції деетанізатора 17. Рідка частина цього розширеного потоку з'єднується з рідинами, що падають вниз з абсорбційної секції, і ця з'єднана рідина прямує вниз в десорбційну секцію деетанізатора 17. Парова частина розширеного потоку піднімається вгору через абсорбційну секцію і входить в контакт з холодною рідиною, що падає вниз, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі компоненти.
Рідинний потік 35 із деетанізатора 17 відводять через верхню зону десорбційної секції 17в і спрямовують в теплообмінник 10, де цей рідинний потік нагрівається, по мірі того, як він охолоджує вхідний живильний газ, як описувалось раніше. Як правило, вихід цієї рідини із деетанізатора здійснюється шляхом термосифонної с циркуляції, але може бути застосована і помпа. Рідинний потік нагрівається до -56"Е, частково випаровуючи о потік З5а перед тим, як він повернеться у деетанізатор 17 у вигляді живлення середини колони, як правило у середній зоні десорбційної секції.
Рідина сепаратора (потік 33) швидко розширюється до тиску, трохи вище ніж 396 фунтів на кв.дюйм (27,72кг/см?) робочого тиску деетанізатора 17 за допомогою розширювального клапана 12, охолоджуючи потік Ме 33 до -942Е (потік ЗЗа) перед тим, як він забезпечить охолодження вхідного живильного газу, як описувалось Ге раніше. Потік ЗЗв, тепер з температурою 71"Е, далі входить в деетанізатор 17 у місці живлення нижче середини колони. У деетанізаторі з потоків ЗБа та ЗЗв десорбуються метан та компоненти Со, що містяться в цих со потоках. Потік 37 результуючого рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора з «К температурою 194"Е і охолоджується до 110" (потік 37а) в теплообміннику 19 перед тим, як надійти на 3о зберігання. «
Частина дистиляційної пари (потік 36) відводиться з верхньої зони десорбційної секції в деетанізаторі 17.
Цей потік потім охолоджується і частково конденсується (потік Зба) в результаті теплообміну з холодним паровим потоком 38 верхнього погону деетанізатора, цей потік виходить з верхньої частини деетанізатора 17 з « температурою -113"Р. Згаданий потік верхнього погону деетанізатора нагрівається приблизно до -89"Е по мірі того, як він охолоджує потік 36 від -28"Е до -112"Е (потік Зба). о) с Робочий тиск в деетанізаторі 17 підтримують трохи більшим за робочий тиск зрошувального сепаратора 15. "» Це дозволяє дистиляційному паровому потоку 36 текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - в " зрошувальний сепаратор 15, де конденсована рідина (потік 39) відокремлюється від неконденсованої пари (потік 42). Неконденсована пара з'єднується з нагрітим потоком Зва верхнього погону деетанізатора із теплообмінника 20 і утворює потік 34 охолодженого залишкового газу. Конденсована рідина (потік 39) стискається помпою 21 до о тиску, трохи більшого за робочий тиск деетанізатора 17. Стиснутий потік З9а потім поділяється принаймні на їх дві частини. Одна частина, потік 40, спрямовується як верхнє живлення (зрошення) в деетанізатор 17 у вигляді холодної рідини, яка контактує з парами, що піднімаються вгору через абсорбційну (ректифікаційну) секцію. бо Друга частина, потік 41, надходить в деетанізатор 17 в місці живлення середини колони, яке знаходиться у
Ге» 20 верхній зоні десорбційної секції, з метою часткової ректифікації дистиляційного парового потоку 36.
Потік 34 холодного залишкового газу нагрівається до 75"Е (потік З4а) під час свого проходження протитечії ср у вхідний живильний газ в теплообміннику 10. Залишковий газ потім повторно стискають у два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 14, який приводиться в дію розширювальною машиною 13. На другому етапі - за допомогою компресора 22, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає 22 залишковий газ (потік З4с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному
ГФ) охолоднику 23 продукт залишкового газу (потік 344) тече в газопровід для реалізації з температурою 110"Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91кг/см2). о Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, зображеного на фіг. 5, приведені в таблиці, що дається нижче. 60 бо 31181340 4128 878 439 87840 вврояво) гою 030000000ввів ро вро м01111110 вв зви лев 00200000, ввів моовве яв ов7о1язва тво о зв вмов лобв 290) ввово варовімю; яма 00500000 вевву в ол16іввязе) ва)
Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Пропан 94,2495
Бутани 7 100,0095
Потужність (у кінських силах)
Стискання залишкового газу 17,534
Використання тепла (МВТИШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год)
Котел деетанізатора для Ге повторного кип'ятіння 16,000 Ге)
Порівняння значень, приведених в Таблиці ІІ для способу за фіг. 2, із значеннями, приведеними в Таблиці М для способу за фіг. 5, знов показує, що дозволяючи паровій частині потоку Зба у способі за фіг. 2 обминати теплообмінник 20, фракціонування, що здійснюється з допомогою абсорбера/сепаратора 15 та деетанізатора 17 (о) у способі за фіг. 2, можна поєднати в одній колоні, деетанізаторі 17, у способі за фіг. 5. Застосовуючи боковий вивід рідини з колони для часткового охолодження впускного газу в теплообміннику 10 та розділення ї-о рідинного потоку З9а із зрошувального сепаратора 15 на два живлення деетанізатора, можна досягти такого ж (се) збільшення видобування та зменшення використання енергії, як і у способі за фіг. 2. Фактично, завдяки тому, що фракціонування відбувається в одній колоні, цією колоною можна керувати при більш низькому тиску, що в З результаті покращує рівновагу "пара-рідина". Це дає збільшення видобування в цьому випадку на 0,5690 «І практично при такій самій потужності для повторного стискання та при більш низькій потужності котла деетанізатора відносно способу за фіг. 2. Як і у Прикладі 17, що описувався вище, така єдина система фракціонаційної колони забезпечить значну економію капітальних коштів. Крім того, порівняно зі способом за « фіг. 2 єдина фракціонаційна колона виключає використання помпи абсорбера/сепаратора, що також забезпечує економію капітальних та експлуатаційних витрат. - с Порівняння значень таблиць ІМ та М для способів за фіг. 4 та 5 показує переваги варіанту даного винаходу, а зображеного на фіг. 5, порівняно з варіантом за фіг. 4. Варіант за фіг. 5, з розділеними зрошувальними "» потоками (потоки 40 і 41), припускає і ректифікацію потоку 38 верхнього погону деетанізатора, і часткову ректифікацію дистиляційного парового потоку 34, зменшуючи вміст С з та більш важких компонентів в обох потоках порівняно з варіантом за фіг. 4. В результаті - видобування пропану збільшується на 0,28905 у варіанті
Її за фіг. 5, при цьому використовується на 1796 менше потужності для стискання залишкового газу та на 2790 їз менше потужності котла деетанізатора порівняно з варіантом за фіг. 4. Таким чином, на фіг. 5 показано варіант даного винаходу, якому віддається перевага. (ее) Приклад З б» 50 На фіг. 6 показано схему технологічного процесу при застосуванні даного винаходу в способі за фіг. 3.
Склад живильного газу та умови, що обговорюються при розгляданні способу, показаного на фіг. 6, такі самі, як іЧе) і для способу, показаного на фіг. 3. Таким чином, спосіб за фіг. б можна порівнювати зі способом за фіг. З, щоб проілюструвати переваги даного винаходу.
Розглянемо спосіб за фіг. 6. Живильний газ, що входить з температурою 80"Р та тиском 580 фунтів на квдюймМ (40,6кг/см?), позначено як потік 31. Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в о результаті обміну теплом з холодним залишковим газом (потік 34), що має температуру -70"Е, з рідинами сепаратора, що мають температуру -93"Е (потік ЗЗа), та з рідинами деетанізатора (потік 35), що мають іме) температуру -112"Р. Охолоджений потік З1а входить у сепаратор 11 з температурою -75"Е та тиском 570 фунтів на кв.дюйм (39,Окг/см ), де пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 33). 60 Пара (потік 32) із сепаратора 11 надходить в машину 13 робочого розширення, в якій із цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 13 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску 570 фунтів на кв.дюйм (39,9кг/см?) до тиску 371 фунт на кв.дюйм (25,97кг/см?). (робочий тиск деетанізатора 17), при цьому в результаті робочого розширення відбувається охолодження розширеного потоку 32а до температури приблизно -109"Р. Розширений і частково конденсований потік 32а входить у нижню бо зону абсорбційної (ректифікаційної) секції деетанізатора 17. Рідка частина розширеного потоку з'єднується з рідинами, що падають вниз з абсорбційної секції, і ця з'єднана рідина прямує вниз в десорбційну секцію деетанізатора 17. Парова частина розширеного потоку піднімається вгору через абсорбційну секцію і входить у контакт з холодною рідиною, що падає вниз, щоб конденсувати та абсорбувати пропан та більш важкі компоненти.
Рідинний потік 35 з деетанізатора 17 відводиться через верхню зону десорбційної секції і спрямовується в теплообмінник 10, де цей рідинний потік нагрівається по мірі того, як він охолоджує вхідний живильний газ, як описувалось раніше. Як правило, виходження цієї рідини із деетанізатора здійснюється шляхом термосифонної циркуляції, але може бути застосована і помпа. Рідинний потік нагрівається до -46"Е, частково випаровуючи потік Зба перед тим, як він повертається у деетанізатор 17 у вигляді живлення середини колони, як правило, у 7/о Верхній зоні десорбційної секції.
Рідина сепаратора (потік 33) швидко розширюється до тиску, трохи вище ніж 371 фунт на кв.дюйм (25,97кг/см 2), робочого тиску деетанізатора 17, за допомогою розширювального клапана 12, охолоджуючи потік
ЗЗ до -93"Е (потік ЗЗа) перед тим, як він забезпечить охолодження вхідного живильного газу, як описувалось раніше. Потік ЗЗв, тепер вже з температурою 71"Е, входить в деетанізатор 17 у місці живлення нижче середини 75 Колони. В деетанізаторі з потоків Зб5а та ЗЗв десорбуються метан та компоненти Са, що містяться в цих потоках.
Потік 37 результуючого рідинного продукту виходить через нижню частину деетанізатора з температурою 187" і охолоджується до 110"Е (потік 37а) у теплообміннику 19 перед тим, як надійти на зберігання.
Частину дистиляційної пари (потік 36) відводять через верхню зону десорбційної секції в деетанізаторі 17.
Цей потік далі охолоджується та частково конденсується (потік Зба) в результаті теплообміну з холодним 20 паровим потоком 38 верхнього погону деетанізатора, який виходить через верхню частину деетанізатора 17 з температурою -115"Р. Цей потік верхнього погону деетанізатора нагрівається приблизно до -70"Р, оскільки він охолоджує потік З6 від -257Е до -114 Е (потік Зба).
Робочий тиск в деетанізаторі 17 підтримують трохи більшим за робочий тиск зрошувального сепаратора 15.
Це дозволяє дистиляційному паровому потоку 36 текти під тиском через теплообмінник 20 і звідти - в с 25 Ззрошувальний сепаратор 15, де конденсована рідина (потік 39) відокремлюється від неконденсованої пари (потік 42). Неконденсована пара з'єднується з нагрітим потоком Зва верхнього погону деетанізатора із теплообмінника о 20 і утворює потік 34 холодного залишкового газу. Конденсована рідина (потік 39) із зрошувального сепаратора нагнітається помпою і при цьому стискається до тиску, трохи вищого за робочий тиск деетанізатора 17. Потік
З9а, що передається помпою, далі спрямовується як верхнє живлення (зрошення) в деетанізатор 17 у вигляді Ге) холодної рідини, яка контактує з парами, що піднімаються вгору через абсорбційну секцію.
Потік 34 холодного залишкового газу нагрівається до 75"7Е (потік З4а) під час проходження протитечії до ї-оі вхідного живильного газу в теплообміннику 10. Залишковий газ далі повторно стискають у два етапи. На о першому етапі - за допомогою компресора 14, що приводиться в дію розширювальною машиною 13. На другому етапі - за допомогою компресора 22, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає М залишковий газ (потік 34с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному чЕ охолоднику 23 продукт залишкового газу (потік 344) тече в газопровід для реалізації з температурою 110"Е та тиском 613 фунтів на кв.дюйм (42,91кг/см ).
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та витрату енергії для способу, показаного на фіг. 6, « приведені в таблиці, що дається нижче. - с ї» 1 їз. щ со ву рот) 800110 во
Фо зв вом) лоз 58000000 ввів заровію 42005300) вової в ол6івав яю) отв) о Видобування (дані базуються на не заокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) ке Пропан 93,8695
Бутани 7 100,0095 60
Потужність (у кінських силах)
Стискання залишкового газу 20,215 в Використання тепла (МВТШ/Нг) (Мега Британські теплові одиниці/год)
Котел деетанізатора для повторного кип'ятіння 19,770
Порівняння значень, приведених в Таблиці І для способу за фіг. 3, із значеннями, приведеним в Таблиці 9 МІ для способу за фіг. 6, знов показує, що дозволяючи паровій частині потоку Зба у способі за фіг. З обминати теплообмінник 20, фракціонування, що здійснюється абсорбером/сепаратором 15 та деетанізатором 17 у способі за фіг. 3, можна поєднати в одній колоні, деетанізаторі 17, у способі за фіг. 6. Застосовуючи боковий витік рідини із колони для забезпечення часткового охолодження впускного газу в теплообміннику 10, можна досягти такого самого збільшення видобування продукту та зменшення використання енергії, як і у способі, то показаному на фіг. 3. Також, оскільки фракціонування відбувається в одній колоні, цією колоною можна керувати при більш низькому тиску, що поліпшує рівновагу "пара-рідина". Це веде до збільшення видобування продукту у цьому випадку на 0,1895 практично при такій самій потребі потужності для повторного стискання та при більш низькій потужності котла деетанізатора згідно із способом за фіг. 3. Як у Прикладі 1, описаному вище, така єдина система фракціонаційної колони також дасть значну економію капітальних витрат.
Порівняння значень Таблиць ІМ та МІ для способів фіг. 4 та б показує, що здійснюючи варіант фіг. 6, запропонований даним винаходом, можна досягти практично таких самих рівнів видобування, як і при здійсненні варіанта способу фіг. 4, з трохи нижчими витратами енергії (потужність для стискання залишкового газу та потужність котла деетанізатора). Порівняння значень Таблиць М та МІ для способів за фіг.5 та 6 показує, що варіант даного винаходу за фіг. б не може порівнюватись по ефективності з варіантом за фіг. З, але простіша схема процесу варіанта за фіг. б може дати переваги в капітальних витратах, що важливіше за більш високі витрати енергії. Вибір між варіантами даного винаходу за фіг. 4, 5 та 6 буде залежати від таких факторів, як розмір установки, наявне обладнання, економічний баланс між капітальними та експлуатаційними витратами.
Згідно з даним винаходом перевага віддається, як правило, такій конструкції абсорбційної сч ре (ректифікаційної) секції деетанізатора, яка передбачає теоретичну багатоетапність сепарації. Однак переваги від даного винаходу можна отримати як з декількома, так і з одним теоретичним етапом, і гадають, що навіть (о) еквівалент теоретичного етапу фракціонування може дозволити досягти цих переваг. Наприклад, вся конденсована рідина (потік 39) або її частина, що виходить із зрошувального сепаратора 15, а також весь конденсований потік 32а або його частина із машини 13 робочого розширення можуть поєднуватись (у Фу 20 трубопроводі, що з'єднує розширювальну машину з деетанізатором) і при ретельному перемішуванні пара та рідини змішаються і розділяться згідно з відносним леткостями різних компонентів загальних комбінованих (се) потоків. Таке поєднання двох потоків слід вважати для даного винаходу таким, що складає абсорбційну секцію. со
Як описувалось раніше у кращому варіанті (фіг. 5) потік 36 дистиляційної пари частково конденсується і результуючий конденсат, що використовується для абсорбування цінних компонентів С жз та більш важких Ж компонентів із пари, що виходить з машини робочого розширення. Однак даний винахід не обмежується цим « варіантом. Даний винахід може дати переваги, наприклад, при обробці тільки частини пари, що виходить із машини робочого розширення таким чином, або при використанні тільки частини конденсату як абсорбенту, в тих випадках, коли інші розрахункові міркування вказують участки виходу із розширювальної машини, або конденсат повинен обминати абсорбційну секцію деетанізатора. Умови, за яких подають газ, розмір установки, « 20 наявне обладнання або інші фактори можуть вказати на можливість не використовувати машину 13 робочого з розширення або на необхідність заміни її іншим розширювальним пристроєм (наприклад, розширювальним с клапаном), або на можливість повної (а не часткової) конденсації потоку 36 дистиляційної пари У :з» теплообміннику 20, або вказати, що їй віддається перевага. Також слід зазначити, що в залежності від складу потоку живильного газу може мати перевагу використання зовнішнього охолодження для забезпечення часткового охолодження потоку 36 дистиляційної пари у теплообміннику 20. ї» 35 При здійсненні даного винаходу буде необхідною невелика різниця між тиском деетанізатора та тиском зрошувального сепаратора, яку слід врахувати. Якщо потік 36 дистиляційної пари буде проходити Через т. теплообмінник 20 в сепаратор 11 без будь-якого збільшення тиску, робочий тиск сепаратора стане трохи со нижчим, ніж робочий тиск деетанізатора 17. В цьому випадку рідинний потік, що виводять із сепаратора, може нагнітатися у місце (місця) його подавання в деетанізаторі. Інший варіант - це застосувати допоміжну (о) повітродувку для потоку 36 дистиляційної пари, щоб підвищити робочий тиск в теплообміннику 20 та сепараторі с 15 достатньо для того, щоб рідинний потік 39 міг проходити в деетанізатор 17 без нагнітання.
Для кожного конкретного варіанта втілення треба визначити використання та розподілення рідин сепаратора, рідин бокового витоку деетанізатора та рідин зрошувального сепаратора для процесу теплообміну, конкретного розміщення теплообмінників для живильного газу і охолодження живильного газу деетанізатора, а також вибір потоків процесу для певного теплообміну. Більш того, можна застосувати зовнішнє охолодження живильного (Ф) газу від інших потоків, що діють під час процесу, особливо у випадку, коли впускний газ є багатшим за газ,
Ге використаний у Прикладі 1.
Треба також визнати, що відносна кількість живлення в кожному відгалуженні конденсованої рідини, що во міститься у потоці З9а, який розділяється між двома живленнями колони (фіг. 5), буде залежати від декількох факторів, таких як тиск газу, склад живильного газу і кількість наявної потужності. Оптимального розділення, як правило, не можна передбачити без визначення конкретних обставин для кожного варіанта втілення даного винаходу. Для описаних умов здійснення способу перевага віддається місцям живлення, розташованим в середній частині колони, як показано на фіг. 4 - 6. Однак відносні місця живлення посередині колони можуть мінятися в залежності від складу впускного газу або інших факторів, таких як задані рівні видобування, тощо. 65 Більш того, можна комбінувати два або більше живильних потоків, або їх частини в залежності від відносних температур та величин окремих потоків, і такий комбінований потік далі можна подавати у місце живлення, розташовану у середній частині колони. На фіг. 4 - 6 показані варіанти складу та умов тиску, яким віддається перевага. Хоча розширення окремого потоку показано в конкретному розширювальному пристрої, можуть бути застосовані й інші розширювальні засоби, де це доречно. Наприклад, умови можуть гарантувати робоче розширення потоку конденсованої рідини (потік 33).
Даний винахід забезпечує збільшення видобування компонентів С з на кількість експлуатаційної витрати, необхідної для здійснення способу. Винахід також забезпечує зменшення капітальних витрат, оскільки все фракціонування можна здійснити в одній колоні. Зниження експлуатаційних витрат, необхідних для здійснення /о процесу в деетанізаторі, може проявитися у зниженні потреби у потужності для стискання або повторного стискання, для зовнішнього охолодження, у зниженні потреби в енергії для котлів колон, або і в тому, і в іншому. З іншого боку, при необхідності, збільшеного видобування компонентів Си з можна досягти і при установлених експлуатаційних витратах.
Хоча були описані варіанти винаходу, яким віддається перевага, спеціалістам зрозуміло, що можливі інші /5 Видозміни, наприклад пристосування даного винаходу до різних умов, типів живлення або інших умов у межах суті винаходу, яка викладена у формулі винаходу.

Claims (1)

  1. Формула винаходу , Щі , , ,
    1. Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти Со, компоненти Сз та більш важкі компоненти вуглеводню, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану та компонентів Со, і відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину компонентів Сз і більш важких компонентів вуглеводню, згідно з яким сч газовий потік обробляють за один або більше етапів теплообміну та/або розширення з метою конденсації принаймні частини цього газового потоку і утворення в результаті принаймні першого парового потоку і (о) принаймні одного рідинного потоку, що містить Сз та більш легкі вуглеводні, і подають принаймні один із рідинних потоків, що містить Сз, у дистиляційну колону, де ця рідина розділяється на другий паровий потік, що містить головну частину метану та компонентів С 5, і згадану о зо відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню, який відрізняється тим, що ісе) принаймні частину першого парового потоку спрямовують у середнє місце живлення на дистиляційній колоні со як друге її живлення, потік дистиляційної пари відводять із зони дистиляційної колони нижче першого парового потоку і « з5 охолоджують достатньо для конденсації принаймні частини його, таким чином утворюючи третій паровий потік і «т конденсований потік, принаймні частину конденсованого потоку подають у дистиляційну колону з верхнього місця живлення, принаймні частину другого парового потоку спрямовують з теплообміном з потоком дистиляційної пари, щоб таким чином забезпечити принаймні частину охолодження потоку дистиляційної пари, і після цього випускають « 20 принаймні частину другого парового потоку і третій паровий потік у вигляді леткої фракції залишкового газу, з с витримують величини та температури живильних потоків, що надходять у дистиляційну колону, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якій головна частина :з» компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню виділяється з відносно менш леткої фракції.
    2. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що в місці над зоною, де виводиться паровий дистиляційний потік, відводять із дистиляційної колони рідинний дистиляційний потік, внаслідок чого цей рідинний дистиляційний їз потік нагрівається і після цього його знову спрямовують в дистиляційну колону у вигляді її третього живлення в місці, нижче зони, де виводиться паровий дистиляційний потік. ве З. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що конденсований потік розділяють принаймні на перший і другий оо рідинні потоки, перший рідинний потік подають у дистиляційну колону у верхньому місці живлення, а другий Відинний потік подають у дистиляційну колону як трете її живлення, причому місце цього третього живлення (о) знаходиться практично в тій самій зоні, де виводиться паровий дистиляційний потік. Ге 4. Спосіб за п. 3, який відрізняється тим, що рідинний дистиляційний потік відводять із дистиляційної колони у місці над зоною, де виводиться паровий дистиляційний потік, внаслідок чого рідинний дистиляційний потік нагрівається і після цього його знову спрямовують в дистиляційну колону як її четверте живлення в місці нижче Зони, де виводиться паровий дистиляційний потік.
    5. Установка для сепарації газу, що містить метан, компоненти С», компоненти Сз та більш важкі компоненти (Ф) вуглеводню, на летку фракцію залишкового газу, що містить головну частину метану та компонентів Со, і ГІ відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів, яка включає во один або більше перших засобів теплообміну та/"або розширювальний засіб, сполучених між собою з можливістю утворення принаймні одного частково конденсованого газового потоку з забезпеченням принаймні першого парового потоку і принаймні одного рідинного потоку, що містить Сз, а також більш легкі вуглеводні, дистиляційну колону, з'єднану з можливістю приймання принаймні одного із рідких потоків, що містять компоненти Сз, і призначену для сепарації цього потоку на другий паровий потік, що містить головну частину б5 Метану та компонентів Со, і відносно менш летку фракцію, що містить головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів вуглеводню,
    яка відрізняється тим, що включає з'єднуючий засіб, з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання принаймні частини першого парового потоку в дистиляційну колону у місце живлення в середній частині колони, засіб, що відводить пару, з'єднаний з дистиляційною колоною для приймання парового дистиляційного потоку із зони дистиляційної колони нижче першого парового потоку, другий засіб теплообміну, з'єднаний із засобом, що відводить пару, для приймання парового дистиляційного потоку і охолодження його достатньо, щоб конденсувати принаймні його частину, сепаруючий засіб, з'єднаний з другим засобом теплообміну для приймання частково конденсованого 70 дистиляційного потоку і сепарації його з утворенням третього парового потоку і конденсованого потоку, при цьому сепаруючий засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною з можливістю постачати принаймні частини конденсованого потоку у дистиляційну колону у верхньому місці живлення, а дистиляційна колона з'єднана з другим засобом теплообміну для спрямування принаймні частини другого парового потоку, сепарованого в ній, в теплообмін з паровим дистиляційним потоком, регулюючі засоби, призначені для регулювання величин та температур живильних потоків, що надходять у дистиляційну колону, щоб підтримувати температуру верхнього погону дистиляційної колони на рівні, при якому з відносно менш леткої фракції видобувають головну частину компонентів Сз та більш важких компонентів.
    б. Установка за п. 5, яка відрізняється тим, що включає засіб, що відводить рідину, з'єднаний з дистиляційною колоною для приймання рідинного дистиляційного потоку із зони дистиляційної колони, 2о розташованої над засобом, що відводить пару, причому перший засіб теплообміну, з'єднаний із засобом, що відводить рідину, для приймання рідинного дистиляційного потоку і нагрівання його, а перший засіб теплообміну, з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання нагрітого потоку в дистиляційну колону в місці, розташованому нижче засобу, що відводить пару.
    7. Установка за п. 5, яка відрізняється тим, що включає ділильний засіб, з'єднаний з сепаруючим засобом для сч приймання конденсованого потоку і розділення його принаймні на перший і другий рідкі потоки, при цьому ділильний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною для постачання їй першого рідинного потоку у (8) верхньому місці живлення і для постачання їй другого рідинного потоку у місці, що знаходиться в тій самій зоні, що і засіб для відведення пари.
    8. Установка за п. 7, яка відрізняється тим, що включає засіб для відведення рідини, з'єднаний з Ге! зо дистиляційною колоною для приймання рідинного дистиляційного потоку із зони дистиляційної колони, яка знаходиться вище засобу для відведення пари, причому перший засіб теплообміну з'єднаний із засобом для со відведення рідини для приймання рідинного дистиляційного потоку і нагрівання його і з дистиляційною колоною со для постачання нагрітого потоку в дистиляційну колону в місці, розташованому нижче засобу для відведення пари. « «І
    - . а т» т» (ее) (е)) (Че) ко бо б5
UA99052835A 1996-10-25 1997-10-24 Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти с2, компоненти с3 та більш важкі компоненти вуглеводню, і установка для його здійснення UA44869C2 (uk)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US08/738,321 US5799507A (en) 1996-10-25 1996-10-25 Hydrocarbon gas processing
PCT/US1997/019340 WO1998017609A1 (en) 1996-10-25 1997-10-24 Hydrocarbon gas processing

Publications (1)

Publication Number Publication Date
UA44869C2 true UA44869C2 (uk) 2002-03-15

Family

ID=24967510

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
UA99052835A UA44869C2 (uk) 1996-10-25 1997-10-24 Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти с2, компоненти с3 та більш важкі компоненти вуглеводню, і установка для його здійснення

Country Status (27)

Country Link
US (1) US5799507A (uk)
EP (1) EP0937016B1 (uk)
JP (1) JP3221570B2 (uk)
KR (1) KR100415950B1 (uk)
CN (1) CN1089740C (uk)
AR (1) AR009393A1 (uk)
AT (1) ATE204250T1 (uk)
AU (1) AU728467B2 (uk)
BR (1) BR9712373A (uk)
CA (1) CA2269462C (uk)
CO (1) CO4870777A1 (uk)
DE (1) DE69706186T2 (uk)
DK (1) DK0937016T3 (uk)
EA (1) EA000813B1 (uk)
EG (1) EG21661A (uk)
GE (1) GEP20012499B (uk)
GT (1) GT199700114A (uk)
ID (1) ID19316A (uk)
MY (1) MY116997A (uk)
NO (1) NO325661B1 (uk)
NZ (1) NZ335222A (uk)
PE (1) PE75899A1 (uk)
SA (1) SA98180785B1 (uk)
TW (1) TW350021B (uk)
UA (1) UA44869C2 (uk)
UY (1) UY24761A1 (uk)
WO (1) WO1998017609A1 (uk)

Families Citing this family (94)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6098425A (en) * 1993-10-01 2000-08-08 Stothers; William R. Thermodynamic separation
US6237365B1 (en) 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
US6182469B1 (en) 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6311516B1 (en) * 2000-01-27 2001-11-06 Ronald D. Key Process and apparatus for C3 recovery
US6278035B1 (en) * 2000-03-17 2001-08-21 Ronald D. Key Process for C2 recovery
US6453698B2 (en) 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
WO2001088447A1 (en) * 2000-05-18 2001-11-22 Phillips Petroleum Company Enhanced ngl recovery utilizing refrigeration and reflux from lng plants
US6401486B1 (en) * 2000-05-18 2002-06-11 Rong-Jwyn Lee Enhanced NGL recovery utilizing refrigeration and reflux from LNG plants
MY144345A (en) * 2000-10-02 2011-09-15 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
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
US6425266B1 (en) 2001-09-24 2002-07-30 Air Products And Chemicals, Inc. Low temperature hydrocarbon gas separation process
US6823692B1 (en) 2002-02-11 2004-11-30 Abb Lummus Global Inc. Carbon dioxide reduction scheme for NGL processes
US6931889B1 (en) * 2002-04-19 2005-08-23 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Cryogenic process for increased recovery of hydrogen
CA2388266C (en) 2002-05-30 2008-08-26 Propak Systems Ltd. System and method for liquefied petroleum gas recovery
JP4193438B2 (ja) 2002-07-30 2008-12-10 ソニー株式会社 半導体装置の製造方法
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
KR101120324B1 (ko) * 2003-02-25 2012-06-12 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 탄화수소 가스의 처리방법
US6889523B2 (en) 2003-03-07 2005-05-10 Elkcorp LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6662589B1 (en) 2003-04-16 2003-12-16 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated high pressure NGL recovery in the production of liquefied natural gas
US7036337B2 (en) * 2003-08-29 2006-05-02 Wylie Companies, Inc Recovery of hydrogen from refinery and petrochemical light ends streams
US7155931B2 (en) * 2003-09-30 2007-01-02 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
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
CA2566820C (en) * 2004-07-01 2009-08-11 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
CA2598783C (en) * 2005-02-24 2014-03-25 Twister B.V. Method and system for cooling a natural gas stream and separating the cooled stream into various fractions
US20070061950A1 (en) * 2005-03-29 2007-03-22 Terry Delonas Lipowear
EA014193B1 (ru) * 2005-04-12 2010-10-29 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ ожижения потока природного газа
WO2006115597A2 (en) * 2005-04-20 2006-11-02 Fluor Technologies Corporation Integrated ngl recovery and lng liquefaction
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20070261437A1 (en) * 2006-05-12 2007-11-15 Boonstra Eric F Enhanced process for the purification of anhydrous hydrogen chloride gas
KR101407771B1 (ko) * 2006-06-02 2014-06-16 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 액화 천연 가스 처리
EA013983B1 (ru) * 2006-07-10 2010-08-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ и устройство для кондиционирования газа, обогащенного c5+ углеводородами, и извлечения газоконденсата
JP2008050303A (ja) * 2006-08-24 2008-03-06 Mitsubishi Chemicals Corp 蒸留系の制御方法、制御システム及び制御プログラム
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
US8209997B2 (en) * 2008-05-16 2012-07-03 Lummus Technology, Inc. ISO-pressure open refrigeration NGL recovery
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
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
US20100050688A1 (en) * 2008-09-03 2010-03-04 Ameringer Greg E NGL Extraction from Liquefied Natural Gas
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
JP5620927B2 (ja) * 2009-02-17 2014-11-05 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガスの処理
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 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
EP2440870A1 (en) * 2009-06-11 2012-04-18 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US20110067441A1 (en) * 2009-09-21 2011-03-24 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
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
CN102933273B (zh) 2010-06-03 2015-05-13 奥特洛夫工程有限公司 碳氢化合物气体处理
WO2012003358A2 (en) * 2010-07-01 2012-01-05 Black & Veatch Corporation Methods and systems for recovering liquified petroleum gas from natural gas
US8635885B2 (en) 2010-10-15 2014-01-28 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods of heating value control in LNG liquefaction plant
CA2819128C (en) 2010-12-01 2018-11-13 Black & Veatch Corporation Ngl recovery from natural gas using a mixed refrigerant
US10852060B2 (en) * 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
KR101248232B1 (ko) * 2011-12-23 2013-03-27 재단법인 포항산업과학연구원 병렬 부대설비의 이상 진단 방법 및 시스템
US10139157B2 (en) 2012-02-22 2018-11-27 Black & Veatch Holding Company NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant
CN104736504A (zh) * 2012-07-26 2015-06-24 氟石科技公司 用于深度的进料气体烃露点调整的构造和方法
EA201591249A1 (ru) * 2013-01-25 2016-07-29 Эйч А Ди Корпорейшн Способ измельчения твердых веществ путём высокоскоростного сдвига
US9581385B2 (en) 2013-05-15 2017-02-28 Linde Engineering North America Inc. Methods for separating hydrocarbon gases
WO2015038287A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
MY179078A (en) 2013-09-11 2020-10-27 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
MX2016003030A (es) 2013-09-11 2016-05-24 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de hidrocarburos.
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
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US11402155B2 (en) 2016-09-06 2022-08-02 Lummus Technology Inc. Pretreatment of natural gas prior to liquefaction
FR3066491B1 (fr) 2017-05-18 2019-07-12 Technip France Procede de recuperation d'un courant d'hydrocarbures en c2+ dans un gaz residuel de raffinerie et installation associee
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 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
US11473837B2 (en) 2018-08-31 2022-10-18 Uop Llc Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane
MY195957A (en) 2019-03-11 2023-02-27 Uop Llc Hydrocarbon Gas Processing
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
KR20230093183A (ko) * 2020-06-03 2023-06-27 차트 에너지 앤드 케미칼즈 인코포레이티드 가스 스트림 성분 제거 시스템 및 방법
US20230375263A1 (en) * 2022-05-17 2023-11-23 Gas Liquids Engineering Ltd. Gas processing methodology utilizing reflux and additionally synthesized stream optimization
US20230375265A1 (en) * 2022-05-17 2023-11-23 Gas Liquids Engineering Ltd. Gas processing methodology utilizing reflux and additionally synthesized stream optimization
US20240318910A1 (en) * 2023-03-22 2024-09-26 Bcck Holding Company System and method for improving propane recovery and ethane rejection in a gsp/ expander system

Family Cites Families (17)

* 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
SU656648A1 (ru) * 1976-10-12 1979-04-15 Всесоюзный научно-исследовательский институт природных газов Способ разделени углеводородных смесей
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
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
US4687499A (en) * 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4854955A (en) * 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4869740A (en) * 1988-05-17 1989-09-26 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
CA2223042C (en) * 1995-06-07 2001-01-30 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing

Also Published As

Publication number Publication date
JP2000507612A (ja) 2000-06-20
CN1089740C (zh) 2002-08-28
NO991955D0 (no) 1999-04-23
NO325661B1 (no) 2008-06-30
AU728467B2 (en) 2001-01-11
DE69706186T2 (de) 2002-05-02
GEP20012499B (en) 2001-07-25
EA199900405A1 (ru) 1999-12-29
SA98180785B1 (ar) 2006-06-18
KR20000052749A (ko) 2000-08-25
US5799507A (en) 1998-09-01
NO991955L (no) 1999-06-17
ID19316A (id) 1998-07-02
CA2269462C (en) 2001-04-10
DE69706186D1 (de) 2001-09-20
EG21661A (en) 2002-02-27
AR009393A1 (es) 2000-04-12
DK0937016T3 (da) 2001-10-01
CO4870777A1 (es) 1999-12-27
MY116997A (en) 2004-04-30
WO1998017609A1 (en) 1998-04-30
PE75899A1 (es) 1999-08-17
JP3221570B2 (ja) 2001-10-22
EP0937016A1 (en) 1999-08-25
UY24761A1 (es) 1998-04-21
BR9712373A (pt) 2000-01-25
AU5150398A (en) 1998-05-15
KR100415950B1 (ko) 2004-01-31
CN1234787A (zh) 1999-11-10
EP0937016B1 (en) 2001-08-16
CA2269462A1 (en) 1998-04-30
ATE204250T1 (de) 2001-09-15
NZ335222A (en) 2000-01-28
GT199700114A (es) 1999-04-17
TW350021B (en) 1999-01-11
EA000813B1 (ru) 2000-04-24

Similar Documents

Publication Publication Date Title
UA44869C2 (uk) Спосіб сепарації газового потоку, що містить метан, компоненти с2, компоненти с3 та більш важкі компоненти вуглеводню, і установка для його здійснення
US10753678B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US7191617B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US8919148B2 (en) Hydrocarbon gas processing
CA2223042C (en) Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) Hydrocarbon gas processing
US8590340B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) Hydrocarbon gas processing
AU751881B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
US20080078205A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
US20110067443A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
CA2764282C (en) Hydrocarbon gas processing
CA2764579C (en) Hydrocarbon gas processing
MXPA99003624A (es) Procesamiento de gas de hidrocarburo