MXPA01005440A - Procesamiento de gas hidrocarburo - Google Patents

Abstract

Se describe un proceso para la recuperación de etano, etileno, propano. propileno y componentes de hidrocarburos más pesados a partir de un chorro de gas de hidrocarburos. En años recientes, el método preferido para separar un chorro de gas de hidrocarburos generalmente incluye suministrar por lo menos porciones del chorro de gas a una torre fraccionadora que tiene por lo menos un hervidor y con frecuencia uno o más hervidores laterales, para suministrar calor a la columna al extraer y calentar parte de los líquidos de la torre para producir vapores de destilación que separan los componentes más volátiles a partir de los componentes deseados. E1 hervidor y los hervidores laterales (si los hubiera) se integran típicamente en el esquema enfriador de chorro de alimentación para proporcionar por lo menos una porción de la refrigeración necesaria para condensar los componentes deseados para el fraccionamiento subsecuente en la columna de destilación. En el proceso descrito, el esquema hervidor de la torre se modifica para utilizar uno o más chorros de destilación líquidos de la torre a partir de un punto más elevado en la columna que el que se utiliza en el esquema hervidor convencional, proporcionando chorros más fríos para los hervidores que permiten enfriamiento más efectivo de los chorros de alimentación y mejoran con esto la eficiencia con la cual los componentes deseados se recuperan. además, los chorro líquidos de la torre extraídos a partir de un punto más elevado en la columna contienen cantidades más grandes de componentes más volátiles, lo cual cuando se evaporizar proporcionan mejor destilación de componentes indeseables como el dióxido de carbono sin reducir la recuperación de los componentes deseados. El chorro de destilación calentado es regresado a un punto inferior en la torre fraccionadora que se separa del punto de extracción mediante al menos una etapa teórica.

Description

PROCESAMIENTO DE GAS HIDROCARBURO ESPECIFICACIÓN ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Esta invención se refiere a un proceso para la separación de un gas crue contiene hidrocarburos. Etileno, etano, propileno, propano y/o hidrocarburos más pesados pueden recuperarse a partir de una variedad de gases, tales como el gas natural, gas de refinería y chorros de gas sintéticos obtenidos a partir de otros materiales de hidrocarburos tales como carbón, petróleo crudo, nafta, esquisto bituminoso, arenas bituminosas y lignito. El gas natural normalmente tiene una mayor proporción de metano y etano, es decir, metano y etano juntos comprenden por lo menos 50 porciento en moles del gas. El gas también contiene relativamente menos cantidades hidrocarburos más pesados tales como propano, butanos, pentanos y similares, asi como hidrógeno, nitrógeno, carbón dióxido de carbono y otros gases. La presente invención generalmente tiene ver con la recuperación de etileno, etano, propileno, propano, e hidrocarburos más pesados a partir de tales chorros de gases. Un análisis típico de un chorro de gas que se procesa de acuerdo con esta invención puede ser, en porcentaje en moles aproximado, 92.12% de metano, 3.96% de etano y otros componentes de C2, 1.05% de propano y otros componentes de C3, 0.15% de iso-butano, 0.21% de butano normal, 0.11% de pentanos positivos, con el resto constituido de nitrógeno y dióxido de carbono. El azufre que contiene gases algunas veces también está presente. Las fluctuaciones históricamente cíclicas en los precios del gas natural y sus constituyentes de liquido de gas natural (NGL) a veces han reducido el valor creciente de etano, etileno, propano, propileno, y componentes más pesados como productos líquidos. La competición, por los derechos de procesamiento ha forzado a los operadores de instalaciones a disminuir la capacidad de procesamiento y la eficiencia de recuperación de sus instalaciones de procesamiento de gas existentes. Los procesos disponibles para separar estos materiales incluyen aquellos basados en el enfriamiento y refrigeración de gas, absorción del aceite y absorción del aceite refrigerado. Adicionalmente, los procesos criogénicos se han vuelto populares debido a la disponibilidad dei equipo económico que produce potencia mientras se expande simultáneamente y se extrae el calor del gas que se procesa. Dependiendo de la presión de la fuente de gas, la riqueza del gas (etano, etileno, y contenido de hidrocarburos más pesados) y los productos finales deseados, puede emplearse cada uno de estos procesos o una combinación de los mismos.

El proceso de expansión criogénica ahora se prefiere generalmente para la recuperación de líquidos de gas natural ya que proporciona máxima simplicidad con facilidad de puesta en marcha, flexibilidad de operación, buena eficiencia, seguridad y buena fiabilidad. Las Patentes Norteamericanas Nos. 4,157,904; 4,171,964; 4,185,978; 4,-251,249; 4,278,457; 4,519,824; 4,617,039; 4,687,499; 4,689,063; 4,690,702; 4,854,955; 4,869,740; 4,889,545; 5,275,005; 5,555,748; 5,568,737; 5,771,712; 5,799,507; 5,881,569; 5,890,378; Patente Norteamericana reexpedida No. 33,408; y la solicitud co-pendiente no. 09/054,802 describen los procesos relevantes (aunque la descripción de la presente invención en algunos casos se basa en las condiciones de procesamiento diferentes de aquellas descritas en las Patentes Norteamericanas citadas y las solicitudes de patente) . En un proceso de recuperación de expansión criogénica tipico, un chorro de gas de alimentación bajo presión se enfria por intercambio de calor con otros chorros del proceso y/o fuentes externas de refrigeración tales como un sistema de refrigeración-compresión de propano. A medida que el gas se enfria, los líquidos pueden condensarse y recolectarse en uno o más destiladores como líquidos de alta presión que contienen parte de los componentes de C?+ deseados. Dependiendo de la riqueza del gas y la cantidad de los líquidos formados, los líquidos de alta presión pueden expanderse hasta una presión inferior y fraccionarse. La vaporización que ocurre durante la expansión de los líquidos da como resultado en el enfriamiento adicional del chorro. Bajos ciertas condiciones, pre-enfriar los líquidos de alta presión antes de la expansión puede ser deseable con el fin de disminuir adicionalmente la temperatura que resulta de la expansión. El chorro expandido, que comprende una mezcla de líquido y vapor, es fraccionado en una columna de destilación (desmetanizador) . En la columna, los chorros enfriados de expansión se destilan para separar metano residual, nitrógeno y otros gases volátiles como vapor suspendido a partir de los componentes de Cz, componentes C3 y componentes de hidrocarburos más pesados deseados como producto líquido de fondo . Si el gas de alimentación no se condensa totalmente (típicamente no lo está) , por lo menos una porción del vapor que permanece a partir de la condensación parcial puede pasarse a través de una máquina o motor de expansión de trabajo, o una válvula de expansión hasta una presión más baja en la cual los líquidos adicionales se condensan como resultado del enfriamiento adicional del chorro. La presión después de la expansión es escencial ente la misma que la presión en la cual se opera la columna de destilación. Las fases de líquido-vapor combinadas que resultan a partir de la expansión se suministran como una alimentación a la columna. En años recientes, los procesos preferidos para la separación de hidrocarburos implican alimentar este chorro de vapor-líquido expandido a un punto de alimentación medio en la columna, con una sección absorbedora superior que proporciona la rectificación adicional de la fase de vapor. La fuente del chorro de reflujo para la sección de rectificación superior típicamente es una porción del vapor antes mencionado que permanece después de la condensación parcial del gas de alimentación, aunque se extrae antes de la expansión de trabajo. Una fuente alternativa para el chorro de reflujo superior puede proporcionarse por un chorro reciclado de gas residual suministrado bajo presión. No obstante su fuente, este chorro de vapor usualmente se enfría hasta condensación substancial por medio de intercambio de calor con otros chorros de proceso, por ejemplo, lo vapores salientes de la torre fraccionadora fríos. "Parte o todo el líquido de alta presión resultante de la condensación parcial del gas de alimentación puede combinarse con este chorro de vapor antes de enfriarse. El chorro sustancialmente condensado resultante entonces se expande a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como una válvula de expansión, hasta la presión en la cual se opera el desmetanizador. Durante la expansión, una porción del líquido normalmente se evaporizará, dando como resultado en el enfriamiento del chorro total. El chorro expandido instantáneamente entonces se suministra como alimentación superior al desmetanizador. Típicamente, la porción de vapor del chorro expandido y el vapor suspendido del desmetanizador se combinan en una sección destiladora superior en la torre fraccionadora como el gas de producto de metano residual. Alternativamente, el chorro enfriado y expandido pueden suministrarse a un destilador para proporcionar chorros de vapor y líquido de manera que después de esto el vapor se combina con los vapores salientes de la torre y el líquido se suministra a la columna como una alimentación de columna superior. El propósito de este proceso es realizar una separación que produzca un gas de residuo que deje el proceso el cual contiene sustancialmente todo el metano en el gas de alimentación con escencialmente ninguno de los componentes de Cz y componentes de hidrocarburos más pesados y una fracción de residuos que sale del desmetanizador la cual contiene sustancialmente todos los componentes de C¿ y los componentes de hidrocarburos más pesados con escencialmente nada de metano o componentes más volátiles mientras cumplen las especificaciones de la instalación para el contenido de dióxido de carbono máximo permisible. La presente invención proporciona un medio para proporcionar una nueva instalación o modificar una instalación de procesamiento existente para lograr esta separación en costo de capital significativamente más bajo reduciendo el tamaño o eliminando la necesidad de un pxoducto para tratar sistemas para la remoción de dióxido de carbono. Alternativamente, la presente invención cuando se aplica a una nueva instalación o como una modificación a una instalación de procesamiento existente puede utilizarse para recuperar más componentes de C2 y componentes de hidrocarburos más pesados en el producto líquido de fondo para una concentración de dióxido de carbono dada en el gas de alimentación que otros esquemas de procesamiento. De acuerdo con la presente invención, se ha encontrado que las recuperaciones de C2 en exceso de 84 porciento pueden mantenerse mientras que mantienen el contenido de dióxido de carbono del producto líquido de fondo dentro de las especificaciones y proporcionan esencialmente el rechazo completo de metano al chorro de gas residual. La presente invención, aunque se puede aplicar a presiones más bajas y temperaturas más calientes, particularmente es ventajosa cuando procesa los gases de alimentación a presiones en el rango de 600 a 1000 psia o más alto bajo condiciones que requieren temperaturas de vapores salientes de la columna de -48.8° C (-120° F) o más frías. La presente invención utiliza un esquema hervidor modificado que puede aplicarse a cualquier tipo de sistema de recuperación de NGL. En un hervidor típico o aplicación de hervidor lateral en una columna de destilación, todo el chorro líquido de flujo descendente en la columna es extraído a partir de la torre y se pasa a través de un intercambiador de calor, después se regresa a la columna escencialmente al mismo punto en la columna. En este sistema hervidor modificado, es extrae una porción de líquido de flujo descendente en la columna a partir de un punto más elevado en la columna, es decir, separado del punto de retorno por al menos una etapa teórica. Aunque la velocidad del flujo de líquido puede ser más baja, usualmente es mucho más fría y puede tener ventajas al mejorar la recuperación o reducir el tamaño del intercambiador. Se ha encontrado que cuando la presente invención se aplica al proceso de la técnica anterior para la recuperación de NGL, la recuperación de los componentes de C2 y los componentes más pesados se mejora de uno a dos porciento. La mejoría en la recuperación es mucho más grande, sin embargo, cuando es deseable reducir el contenido de dióxido de carbono en el producto de NGL recuperados . La recuperación de etano en una instalación de recuperación de NGL típica también resulta en la recuperación de por lo menos parte del dióxido de carbono contenido -en el gas de alimentación ya que dióxido de carbono cae entre el metano y etano en volatilidad relativa. Por lo tanto, a medida que la recuperación de etano incrementa, así lo hace la recuperación de dióxido de carbono en el producto de NGL. Al aplicar el esquema del hervidor modificado de la presente invención, se ha encontrado que es posible mejorar significativamente la recuperación de etano en el producto de NGL comparado con el uso del hervidor convencional o sistemas hervidores laterales cuando la columna es hervida para encontrarse con el contenido de dióxido de carbono deseado en el- producto de NGL. Para un mejor entendimiento de la presente invención, se hace referencia a los siguientes ejemplos y dibujos. Con referencia en los dibujos: La Figura 1 es un diagrama de flujo de una instalación de procesamiento de gas natural criogénico de la técnica anterior; la Figura 2 es un diagrama de flujo de una adaptación alternativa de la instalación de procesamiento de gas natural criogénico de la técnica anterior; la Figura 3 es un diagrama de flujo que ilustra cómo las instalaciones de procesamiento de las Figuras 1 y 2 pLieden adaptarse para ser una instalación de procesamiento de gas natural de acuerdo con la presente invención; la Figura 4 es un diagrama de flujo que ilustra una adaptación alternativa de las Figuras 1 y 2 para ser una instalación de procesamiento de gas natural de acuerdo con la presente invención; la Figura 5 es un diagrama de flujo que ilustra cómo un proceso de la técnica anterior alternativo puede adaptarse para ser una instalación de procesamiento de gas natural de acuerdo con la presente invención; la Figura 6 es un diagrama que ilustra el esquema hervidor modificado de la presente invención para una instalación de procesamiento en donde el esquema incluye un sistema de termosifón; la Figura 7 es un diagrama que ilustra el esquema hervidor modificado de la presente invención para un instalación de procesamiento donde el esquema incluye un sistema de bombeo; la Figura 8 es un diagrama que ilustra el esquema hervidor modificado de la presente invención para una instalación de procesamiento en donde el esquema incluye un sistema de bombeo; y la Figura 9 es un diagrama que ilustra el esquema hervidor modificado de la presente invención para una instalación de procesamiento en donde el esquema incluye un sistema de columna dividida. En la siguiente explicación de las Figuras anteriores, se proporcionan tablas que_ resumen las velocidades de flujo calculadas para las condiciones de proceso representativas . En las tablas que aparecen en la presente, los valores para las velocidades de flujo (en moles de libras por hora) ser han redondeado a todo el número más cercano para conveniencia. Las velocidades de chorro generales mostradas en las tablas incluyen todos los componentes sin hidrocarburos y por lo tanto son generalmente más grandes que la suma de las velocidades de flujo de chorro para los componentes de hidrocarburo. Las temperaturas indicadas son valores aproximados redondeados al grado más cercano. Se debe observar que los cálculos de diseño de proceso realizados para el propósito de comparar los procesos representados en las Figuras se basan en la suposición de que no exista fuga de calor a partir (o en) los colindantes en (o a partir) del proceso. La calidad de los materiales aislantes comercialmente disponibles hace de esto una suposición muy razonable y una que es típicamente hecha por aquellos expertos en la técnica.

DESCRIPCIÓN DE LA TÉCNICA ANTERIOR La Figura 1 es diagrama de flujo de proceso que muestra el diseño de una instalación -de procesamiento para recuperar componentes de C2+ a partir de gas natural utilizando la técnica anterior de acuerdo con la Patente Norteamericana No. 4,157,904. Ya que esta es una instalación grande diseñada para 1.0 billones de pies cúbicos de gas de alimentación por día, el desmetaniziador, (torre fraccionadora) se construirá en dos secciones, columna 17 absorbedora y columna 19 destiladora. En esta simulación del proceso, el gas de admisión entra a la instalación a 30° C (86° F) y 613 psia como chorro 31. Si el gas de admisión contiene una concentración de compuestos de azufre que puedan prevenir que los chorros de producto cumplan las especificaciones, los compuestos de azufre se remueven por pre-tratamiento apropiado del gas de alimentación (no ilustrado) . Además, el chorro de alimentación usualmente se deshidrata para prevenir la formación de hidrato (hielo) bajo condiciones criogénicas. El desecante sólido se ha utilizado típicamente para este propósito. El chorro 31 de alimentación se enfría en un intercambiador 10 mediante intercambio de calor con el gas residual en frió a -37.22° C (-99° F) (chorro 37a), los líquidos del hervidor desmetanizador a -0.55° C (31° F) (chorro 42) , líquidos del hervidor lateral inferior del desmetanízador a -15° C (-5° F) (chorro 41) y los líquidos del hervidor lateral superior del desmetanizador a -37.22° C (-99° F) (chorro 40) . Nótese que en todos los casos el intercambiador 10 es representativo de cualquier pluralidad de intercambiadores de calor individuales o un intercambiador de calor de multi-paso sencillo o cualquier combinación de los mismos. (La decisión en cuanto a sí utiliza más de un intercambiador ' de calor para los servicios de enfriamiento indicados dependerá de un número de factores incluyendo, pero no limitándose a la velocidad de flujo de gas de admisión el tamaño de intercambiador de calor, temperaturas de chorros etc.). El chorro 31a enfriado entra al separador 11 a -27.77° C (-82° F) y 603 psia donde el vapor (chorro 32) se separa a partir del líquido condensando (chorro 35) . El vapor (chorro 32) del separador 11 es dividido en dos chorros, 33 y 34. El chorro 33, que contiene aproximadamente 18 porciento del vapor total se combina con el líquido condensando del separador 11. El chorro 36 combinado pasa a través del intercambiador 12 de calor en relación con el intercambio de calor con el chorro 37 de vapor suspendido desde el desmetanizador que resulta en el enfriamiento y la condensación sustancial de chorro. El chorro 36a sustancialmente condensado a 59.44° C (139° F) entonces se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como una válvula 13 de expansión, hasta la presión de operación (aproximadamente 333_ psia de la columna 17 absorbedora de la torre fraccionadora. Durante la expansión, una porción del chorro se evaporiza, resultando en el enfriamiento del chorro total. En el proceso ilustrado en la Figura 1, el chorro 36b expandido que sale de la válvula 13 de expansión alcanza una temperatura de 66.11° C (151° F) y se suministra a la sección 17a destiladora en la región superior de la torre 17 absorbedora. Los líquidos separados en la misma se vuelven la alimentación superior a la etapa 1 teórica en la sección 17b de rectificación. (Una vía alternativa para el líquido destilador (chorro 35) de acuerdo con la Patente Norteamericana No. 4,278,457 se indica por una línea discontinua mediante la cual por lo menos una porción de líquido se expande a aproximadamente 333 psia por la válvula 16 de expansión, el chorro 35 de enfriamiento para producir el chorro 35a que entonces se suministra a la sección de rectificación en la torre 17 absorbedora a un punto de alimentación inferior o a la torre 19 destiladora a un punto de alimentación superior) . El 82 porciento restante del vapor a partir del separador 11 (chorro 34) entra a una máquina 14 de expansión de trabajo en la cual la energía maquinal se ^extrae a partir de esta porción de la alimentación de presión elevada. La maquina 14 expande el vapor sustancialmente en forma isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 603 psia hasta una presión de aproximadamente 333 psia, con la expansión de trabajo que enfría el chorro 34a expandido hasta una temperatura de aproximadamente -51.66° C (-125° F) . Los extensores comercialmente disponibles típicos son capaces de recuperar en el orden de 80-85% del trabajo teóricamente disponible en una expansión isentrópica ideal. El trabajo recuperado con frecuencia se utiliza para accionar un compresor centrífugo (tal como el artículo 15) , que puede utilizarse por ejemplo para re-comprimir el gas residual (chorro 37c) . El chorro 34a condensado parcialmente y expandido se suministra como alimentación a la columna de destilación en un punto de alimentación inferior (de bajo de la etapa 7 teórica en este caso) . Los líquidos (chorro 38) del fondo de la columna 17 absorbedora a -52.77° C (-127° F) se suministran por la bomba 18 para la columna 19 destiladora a un punto de alimentación superior (chorro 38a) . La presente operación de la columna 19 destiladora (343 psia) es ligeramente mayor que la presión de operación de la columna 17 absorbedora de manera que la diferencia de presión entre las dos torres proporciona la fuerza motriz para los vapores suspendidos (chorro 39) a -51.66° C (-125° F) a partir de la parte superior de la columna 19 destiladora para hacer fluir el punto de alimentación de fondo en la columna 17 absorbedora. El desmetanizador en la torre 17 absorbedora y la torre 19 destiladora es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de bateas verticalmente separadas uno o más lechos compactados o cierta combinación de bateas y compactación. Como es con frecuencia el caso en las instalaciones de procesamiento de gas natural, la torre absorbedora puede consistir de dos secciones. La sección 17a superior es un separador en donde la alimentación superior parcialmente vaporizada se divide en su vapor y porciones líquidas respectivas y en donde el vapor que se eleva desde la destilación inferior o sección 17b de rectificación se combina con la porción de vapor (si la hubiera) de la alimentación superior para formar el chorro 37 de destilación de gas residual frío que sale de la parte superior de la torre. La sección 17b de rectificación inferior y la columna 19 destiladora contienen las bateas y/o compactación y proporcionan el contacto necesario entre los líquidos que caen hacia abajo y los vapores que se elevan hacia arriba. La columna 19 destiladora también incluye hervidores que calientan y evaporizan las porciones de los líquidos que fluyen hacia aba-jo de la columna para proporcionar los vapores destiladores que fluyen hacia arriba de la columna. El producto líquido (chorro 43) sale de la parte inferior de la torre a 6.11° C (43° F) , basándose en una especificación típica de una relación de metano a etano de 0.0237:1 en una base molar en el producto de fondo y es bombeado a aproximadamente 550 psia (chorro 43a) en la bomba 20. (La presión de descarga de la bomba usualmente se establece por la destinación última del producto líquido. Generalmente el producto líquido fluye al almacenamiento y la presión de descarga de la bomba se establece para que prevenga cualquier vaporización del chorro 43a a medida que se calienta a la temperatura ambiente) .

El gas residual (chorro 37) pasa concurrentemente al gas de -alimentación entrante en: (a) intercambiador 12 de calor donde se caliente a -37.22° C (-99° F) (chorro 37a), (b) intercambiador 10 de calor donde se calienta a 26.11° C (79° F) (chorro 37b) , y (c) intercambiador 21 de calor donde se calienta 43.33° C (110° F) (chorro 37c) . El gas residual entonces se vuelve a comprimir en dos etapas. La primera etapa es el compresor 15 accionado por una máquina 14 de expansión, y la segunda etapa es un compresor 22 accionado por una fuente de potencia suplementaria. Después de que el chorro 37e se enfría a 46.11° C (115° F) (chorro 37f) por el enfriador 23 y hasta 30° C (86° F) por el intercambiador 21 de calor, el producto de gas residual (chorro 37g) fluye hasta el gasoducto de despacho a 631 psia, lo suficiente para cumplir los requerimientos en línea (usualmente en el orden de la presión de admisión) . Un resumen de las velocidades de flujo de chorro y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 1 se establece en la siguiente tabla: TABLA I (Figura 1) Resumen del Flujo de Chorro- (Lb. Moles/Hr) Chorro Metano Etano Propano Butanos + Dióxidos de Total 31 121383 5218 1384 619 1054 131766 32 118997 4514 817 147 990 127561 35 2386 704 567 472 64 4205 33 22015 835 151 27 183 23599 34 96982 3679 666 120 807 103962 38 11021 4734 1353 616 462 18222 39 10516 304 12 1 90 11359 40 6568 6227 1444 625 891 15755 37 121278 788 43 4 682 124903 43 105 4430 1341 615 372 6863 Rßcuperaciones* Etano 84. 89% Propano 96. 90% Butanos + 99. 33% Potencia de C .V. Compresión residual 44,408 * (Basadas en velocidades de flujo no redondeadas) Como se muestra en la Tabla 1, la técnica anterior ilustrada en la Figura 1 logra 84.89% de recuperación de etano utilizando la potencia en C.V. de compresión residual disponible (45,000 C.V. máximo) sin embargo, la concentración de dióxido de carbono en el producto de etano (el metano, etano, y chorro de dióxido de carbono que resulta cuando el producto de líquido de residuos es fraccionados subsecuentemente para separar los componentes de C2 y los componentes más ligeros de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados) es 7.59 porciento en moles lo cual excede la especificación del propietario de la instalación de 6.0 porciento en moles máximo. De este modo, este diseño de instalación requería la visión de un sistema de tratamiento para remover el dióxido de carbono de los hidrocarburos con el fin de producir un producto líquido comerciable. Existen muchas opciones para remover el dióxido de carbono (tratando el gas de alimentación entrante, tratando el producto de líquido total, tratando el producto de etano después del fraccionamiento, etc.), pero todas estas opciones añadirían no solamente el costo de capital de la instalación (debido al costo de instalación del sistema de tratamiento) sino también a los gastos de operación de la instalación (debido a la energía y consumo químico en el sistema de tratamiento) . Una forma de mantener el producto de etano dentro de la especificación de dióxido de carbono es operar el desmetanizador en una forma para destilar el dióxido de carbono a partir del producto líquido de fondo, al agregar más calor de ebullición a la columna que utiliza los servidores laterales y/o el hervidor de fondo. La Figura 2 representa tal esquema de operación alternativo para el proceso representado en la Figura 1. El proceso de la Figura 2 se ha aplicado a la misma composición de gas de alimentación y condiciones como se describe en lo anterior para la Figura 1. Sin embargo, en la simulación de proceso de la Figura 2, las condiciones de operación del proceso se han ajustado para controlar la temperatura de fondo de la columna 19 destiladora de manera que el contenido de dióxido de carbono del producto de etano está dentro de la especificación. En la simulación de este proceso, como en la simulación para el proceso de la Figura 1, las condiciones de operación se seleccionaron para mantener el nivel de recuperación de etano tan alto como fuera posible sin exceder la potencia de C.V. de compresión de gas residual disponible. El chorro 31 de alimentación se enfría en el intercambiador 10 por intercambio de calor con el gas residual frío a -35.55° C (96° F) (chorro 37a), los líquidos del hervidor del desmetanizador a 10° C (50° F) (chorro 42), los líquidos del hervidor lateral inferior del desmetanizador a 3.33° C (38° F) (chorro 41) y los líquidos del hervidor lateral superior del desmetanizador a -35.55° C (-32° F) (chorro 40) . El chorro 31a enfriado entra al separador 11 a -57.77° C (-72° F) y 600 psia donde el vapor (chorro 32) se separa a partir del líquido condensado (chorro 35) . El vapor (chorro 32) del separador 11 se divide en dos chorros, 33 y 34. El chorro 33, que contiene aproximadamente 17 porciento del vapor total se combina con el líquido condensado del separador 11. El chorro 36 combinado pasa a través del intercambiador 12 de calor en relación con el intercambio de calor con el chorro 37 de vapor suspendido del desmetanizador que resulta en el enfriamiento y condensación sustancial de chorro. El chorro 36a sustancialmente condensado a -91.11° C (-132° F) entonces se expande instantáneamente a través de la- válvula 13 de expansión. A medida que el chorro se expande a la presión de operación de la columna 17 absorbedora (326 psia) , se enfría hasta una temperatura de aproximadamente -102.22° C (-152° F) (chorro 36b) . El chorro 36b expandido se suministra a la torre como la alimentación superior. El 83 porciento restante del vapor del separador 11 (chorro 34) entra a la maquina 14 de expansión de trabajo en la cual la energía mecánica se extrae a partir de esta porción de la alimentación de presión elevada. La máquina 14 expande el vapor sustancialmente en forma isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 600 psia hasta la presión de operación de la torre 17 absorbedora (326 psia) con la expansión de trabajo que enfría el chorro 34a expandido hasta una temperatura de aproximadamente de -83.33° C (-118° F) . El chorro 34a expandido y parcialmente condensado se suministra como una alimentación a la columna de destilación en un punto de alimentación inferior. Los líquidos (chorro 38) de la parte inferior de la columna 17 absorbedora a -2.09° C (-120° F) se suministran por la bomba 18 hasta la columna 19 destiladora en un punto de alimentación superior (chorro 38a) . La presión de operación de la columna 19 destiladora (336 psia) es ligeramente más alta que la presión de operación de la columna 17 absorbedora de manera que la diferencia de presión entre, las dos torres proporciona la fuerza motriz para los vapores suspendidos (chorro 39) a -2.05° C (-118° F) desde la parte superior de la columna 19 destiladora para fluir hasta el punto de alimentación de fondo en la columna 17 absorbedora. El producto líquido (chorro 43) sale de la parte inferior de la torre 19 a 0.97° C (56° F) . Este chorro se bcmbea a aproximadamente 550 psia (chorro 43a) en una bomba 20. El gas residual (chorro 37) pasa concurrentemente hasta el gas de alimentación entrante en: (a) el intercambiador 12 de calor en donde se calienta a -16.77° C (-961° F) (chorro 37a) , (b) intercambiador 10 de calor en donde se calienta a 1.22° C (70° F) (chorro 37b), y (c) el intercambiador 21 de calor en donde se calienta a 1.76° C (101° F) (chorro 37c). El gas residual entonces se vuelve a comprimir en dos etapas, el compresor 15 accionado por la máquina 14 de expansión y el compresor 22 accionado por una fuente de potencia suplementaria. Después que el chorro 37e se enfría a 46.11° C (115° F) (chorro 37f) por el enfriador 23 y hasta 30° C (86° F) por el intercambiador 21 de calor, el producto de gas residual (chorro 37g) fluye hasta el gasoducto de despacho a 631 psia. Un resumen de las velocidades de flujo de chorro y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 2 se establece en la siguiente tabla: TABLA II (Figura 2) Resumen del Flujo de Chorro- (Lb. Moles/Hr) Chorro Metano Etano Propano Butanos+ Dióxidos Total de C. 31 121383 5218 1384 619 1054 131766 32 120263 4857 1037 233 1023 129517 1120 361 347 , 386 31 2249 33 20745 838 179 40 176 22342 4 99518 4019 858 193 847 107175 8 6842 3841 1349 615 284 12953 9 6839 244 12 _ 1 56 7174 0 1886 6752 1588 645 1377 12248 7 121380 1621 47 5 826 125987 43 3 3597 1337 614 228 5779 Recuperaciones* Etano 68. .94% Propano 96. .61% Butanos + 99 . .25% Potencia de C. V. Compresión residual 44,641 * (Basada en velocidades de flujo no redondeadas) La concentración de dióxido de carbono en el producto de etano para el proceso de la Figura 2 es 5.95 porciento en moles, cumpliendo con la especificación del propietario de la instalación de 6.0 porciento en moles máximo. Sin embargo, nótese que la relación de metano a etano en el producto de fondo es 0.0008:1 en una base molar, contra la relación permisible de 0.0237:1, indicando el grado de sobre-destilación requerido para controlar el contenido del dióxido de carbono del producto líquido en el nivel requerido. La comparación de los niveles de recuperación desplegadas en las Tablas I y II muestra que la operación del proceso de la Figura 2 de esta forma reduce el contenido del dióxido de carbono en el producto de etano que provoca una reducción sustancial en la recuperación de líquidos. El proceso de la Figura 2 reduce la recuperación de etano a partir de 84.89% a 68.94%, la recuperación de propano de 96.90% a 96.61%, y la recuperación de butanos + de 99.33% a 99.25%. Existen dos factores en el trabajo del proceso de la Figura 2 que resultan en menos recuperación de líquidos a partir del fondo de la torre 19 destiladora comparada con el proceso de la Figura 1. Primero, cuando la temperatura en la parte inferior de la columna 19 destiladora se eleva a partir de 6° C (43° F) en el proceso de la Figura 1 hasta 13.33° C (56° F) en el proceso de la Figura 2, las temperaturas en cada punto en la columna incrementan con relación a sus valores correspondientes en el proceso de la Figura 1. Esto reduce la cantidad de enfriamiento que los chorros de líquido de la torre (chorros 40, 41, y 42) pueden suministrar al gas de alimentación en el intercambiador 10 de calor. Como resultado, el chorro de alimentación enfriado (chorro 31a) que entra al separador 11 es más templado (-57.77° C (-12 ° F) para el proceso de la Figura 2 contra -63.33 ° C (-82° F) para el proceso de la Figura 1) , lo cual a su vez resulta en la retención de etano más bajo en la columna 17 absorbedora reflejado por el contenido de etano del chorro 38 (3841 Lb.

Moles/Hr para el proceso de la Figura 2 contra 4734 Lb. Moles/Hr para el proceso de la Figura 1) . Segundo, las temperaturas más altas en la columna 19 destiladora provoca que las temperaturas en la columna 17 absorbedora sea más altas, dando como resultado el menos líquido de metano que entra a la columna 19 destiladora (6842 Lb. Moles/Hr en chorro 38 para el proceso de la Figura 2 contra 11021 Lb. Moles/Hr para el proceso de la Figura 1) . Cuando este metano líquido se evaporiza subsecuentemente por los hervidores laterales y el hervidor principal se une a la columna 19 destiladora, el vapor de metano ayuda a destilar el dióxido de carbono a partir de los líquidos que fluyen hacia abajo de la columna. Con menos metano disponible en el proceso de la Figura 2 para destilar el dióxido de carbono, más parte del etano en los líquidos debe vaporizarse para servir como gas de destilación. Ya que los volátiles relativos para el dióxido de carbono y etano son muy similares, el vapor de etano es un agente de destilación mucho menos efectivo que el vapor de metano, lo cual reduce la eficiencia de destilación en la columna.

DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Ejemplo 1 La Figura 3 ilustra un diagrama de flujo de un proceso de acuerdo con la presente invención. La composición de gas de alimentación y las condiciones consideradas en el proceso presentada en la Figura 3 son los mismos que aquellos en la Figura 1. Por consiguiente, el proceso de la Figura 3 puede compararse con aquel del proceso de la Figura 1 para ilustrar las ventajas de la presente invención. En la simulación del proceso de la Figura 3, el gas de admisión entra a 30° C (86° F) y una presión de 613 psia como chorro 31. El chorro 31 de alimentación se enfría en intercambiador 10 por intercambio de calor con el gas residual frío a -72.77° C (-99° F) (chorro 37a), los líquidos del hervidor de desmetanizador a -1.11° C (30° F) (chorro 42) , los líquidos del hervidor lateral del desmetanizador a -20° C (-4° F) (chorro 41) y una porción de los líquidos del fondo de la columna absorbedora a -88.88° C (-128° F) (chorro 45) . El chorro 31a enfriado entra al separador 11 a -64.44° C (-84° F) y 603 psia donde el vapor (chorro 32) se separa del líquido condensado (chorro 35) . El vapor (chorro 32) del separador 11 se divide en primeros gaseosos y segundos chorros 33 y 34. El chorro 33, que contiene aproximadamente 19 porciento del vapor total, se combina con el líquido condensado (chorro 35) para formar el chorro 36. El chorro 36 combinado pasa a través del intercambiador 12 de calor en intercambio de calor con relación con el gas residual frío (chorro 37) donde se enfría a -94.44° C (-138° F) . El chorro 36a sustancialmente condensando resultante entonces se expande instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado tal como una válvula 13 de expansión a la presión de operación (aproximadamente 332 psia) de la torre 17 absorbedora. Durante la expansión, una porción del chorro es vaporizada, dando resultado en el enfriamiento del chorro total. En el proceso ilustrado en la Figura 3 el chorro 36b expandido que sale de la válvula 13 de expansión alcanza una temperatura de -101.66° C (-151° F) y se suministra a una columna 17 absorbedora como la alimentación de columna superior. La porción de vapor (si la hubiera) del chorro 36b combina con los vapores que se elevan desde la etapa fraccionadora de superior de la columna para formar el chorro 37 de destilación, el cual se extrae a partir de una región superior de la torre. Regresando al segundo chorro 34 gaseoso, el 81% restante del vapor del separador 11 entra a una máquina 14 de expansión de trabajo en cuya energía mecánica se extrae a partir de esta porción de la alimentación de presión elevada. La máquina 14 expande el vapor sustancialmente en forma isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 603 psia hasta una presión de aproximadamente 332 psia, con la expansión de trabajo que enfría el chorro -34a expandido hasta una temperatura de aproximadamente -88.33er C (-127° F) . El chorro 34a expandido y parcialmente condensado se suministra después de esto como una alimentación para la columna 17 absorbedora a un punto de alimentación de columna más bajo. Alternativamente, como se muestra por la línea discontinua, el líquido condensado (chorro 35) del separador 11 puede expandirse instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como una válvula 16 de expansión hasta la presión de operación de la torre 17 absorbedora, enfriando el chorro 35 para producir el chorro 35a. El chorro 35a expandido que sale de la válvula 16 de expansión puede entonces suministrarse a la torre 17 absorbedora en un punto de limitación de columna más bajo o a la torre 19 destiladora en un punto de alimentación de columna superior. Los líquidos (chorro 38) de la parte inferior de la columna 17 absorbedora entran a la bomba 18 a -88.88° C debajo (-128° F) y se bombean hasta una presión más alta (chorro 38a) y dividen en dos porciones. Una porción (chorro 44) , que contiene aproximadamente 55% de líquido total, se suministra a la columna 19 destiladora a un punto de alimentación superior. La presión de operación de la columna 19 destiladora (342 psia) es ligeramente más alfa que la presión de operación de la columna 17 absorbedora de manera que la diferencia de presión entre las dos torres proporciona la fuerza motriz para los vapores suspendidos (chorro 39) a -86.11° C (-123° F) desde la parte superior de la columna 19 destiladora para fluir hasta el punto de alimentación de fondo en la columna 17 absorbedora. La otra porción (chorro 45) , que contiene el 45% restante del chorro 38a del líquido bombeado, se dirige al intercambiador 10 de calor donde se suministra parte del gas de alimentación enfriando a medida que se calienta a -28.88° C (-20° F) y parcialmente se evaporiza. El chorro 45a calentado se suministra después de esto para la columna 19 destiladora a un punto de alimentación de columna medio, separado del punto de alimentación superior donde el chorro 44 entra a la columna mediante al menos una etapa teórica. En este caso, el chorro evaporizado parcialmente fluye al mismo punto en la columna que se utilizó para el regreso del hervidor lateral superior (etapa 8 teórica en la torre 19 destiladora) en el proceso de la Figura 1, lo cual es el equivalente de las siete etapas teóricas más bajas que el punto de extracción de chorro líquido en el sistema de fraccionamiento (el punto de alimentación superior donde el chorro 44 entra en la columna 19 destiladora) . El producto líquido (chorro 43) sale se la parte inferior de la torre 19 a 5.55° C (42° F) . Este chorro se bombea a aproximadamente a 550 psia (chorro 43a) en la bomba 20. El gas residual (chorro 37) pasa concurrentemente al gas de alimentación entrante en: (a) intercambiador 12 de calor donde se calienta a -72.77° C (-99° F) (chorro 37a), (b) intercambiador 10 de calor donde se calienta a 26.66° C (80° F) (chorro 37b) , y (c) intercambiador 21 de calor donde se calienta a 40.55° C (105° F) (chorro 37c) . El gas residual entonces se vuelve a comprimir en dos etapas, el compresor 15 accionado por la máquina 14 de expansión y el compresor 22 accionado por una fuente de potencia suplementaria. Después de que el chorro 37e se enfría a 46.11° C (115° F) (chorro 37f) por el enfriador 23 y hasta 30° C (86° F) por el intercambiador 21 de calor, el producto de gas residual (chorro 37g) fluye hasta el gasoducto de despacho a 631 psia. Un resumen de las velocidades de flujo de chorro y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 3 se establece en la siguiente tabla: TABLA III (Figura 3) Resumen del Flujo de Chorro- (Lb. Moles/Hr) Chorro Metano Etano Propano Butanos + Dióxidos Tot l de C. 31 121383 5218 1384 619 1054 131766 32 118694 4440 779 136 982 127126 2689 778 605 483 72 4640 33 22552 844 148 26 187 24154 34 96142 3596 631 110 795 102972 8 11906 4855 1357 616 557 19330 4 6548 2670 746 339 306 10632 5 5358 2185 611 277 251 8698 9 11800 362 13 1 156 12370 7 121277 725 40 4 653 124806 3 106 4493 1344 615 401 6960 Recuperaciones* Etano 86.12% Propano 97.10% Butanos + 99.41% Potencia de C.V. Compresión residual 44,413 * (Basada en velocidades de flujo no redondeadas) Uña comparación de las Tablas I y III muestra que, comparada con la técnica anterior, la presente invención mejora la recuperación de etano de 84.89% a 86.12%, recuperación de propano de 96.90% a 97.10%, y recuperación de butanos + de 99.33% hasta 99.41%. La comparación de las Tablas I y III además muestra que la mejora en los rendimientos se logró utilizando requerimientos de potencia de C.V. equivalentes (utilidad) . Al utilizar el enfoque hervidor modificado, el líquido de la columna que fluye hasta el intercambiador 10 de calor (chorro 45) se enfría más que el chorro 40 correspondiente del proceso de la Figura 1. Esto incrementa el enfriamiento disponible para el gas de admisión, ya que no sólo puede obtenerse considerablemente más rendimiento de los líquidos con este esquema, sino los líquidos están disponibles a un nivel de temperatura más frío que pudiera ser posible con un esquema hervidor convencional. El resultado es el componente C2+ incrementado y recuperaciones de componentes de hidrocarburos más pesados para el proceso de la Figura 3 mientras que utiliza escencialmente la misma cantidad de potencia de C.V. de compresión de gas residual como el proceso de la Figura 1 de la técnica anterior.

Ejemplo 2 En aquellos casos donde el contenido de dióxido de carbono del producto líquido es una consecuencia, (debido a las especificaciones de producto más exigentes impuestas por el cliente como en el proceso de la técnica anterior de la Figura 2 descrito previamente, por ejemplo), la presente invención ofrece recuperación muy significante y ventajas eficientes sobre el proceso de la técnica anterior representado en la Figura 2. Las condiciones de operación del proceso de la Figura 3 pueden alterarse para reducir el contenido de dióxido de carbono en el producto líquido de la presente invención como se ilustra en la Figura 4. La composición de gas de alimentación y las condiciones consideradas en el proceso presentados en la Figura 4 son los mismos que aquellos en las Figuras 1 y 2. Por consiguiente, el proceso de la Figura 4 puede compararse con aquel de los procesos de las Figuras 1 y 2 para ilustrar las ventajas de la presente invención. En la simulación del proceso a la Figura 4, el enfriamiento del gas de admisión y el esquema de separación es escencialmente la misma que aquella utilizada en la Figura 3. La diferencia principal es que los controles de la instalación se han ajustado para incrementar la proporción de los líquidos desde la parte inferior de la torre 17 absorbedora (chorro 45) que se calienta en intercambiador 10 de calor y se suministran a la torre 19 destiladora a un punto de alimentación medio en la columna. Los controles de la instalación también se han ajustado para elevar a temperatura de la parte inferior de la columna 19 destiladora ligeramente (de 5.55° C (42° F) en el proceso de la Figura 3 a 7.22° C (45° F) en el proceso de la Figura 4) para mantener la relación de metano a etano en el producto de fondo en la relación molar de 0.0237:1 especificada. La cantidad incrementada del chorro 45a calentado que entra a la torre 19 destiladora y la temperatura de los residuos más elevada incrementan ambas la destilación dentro de la torre, lo cual resulta en temperaturas más cálidas para el proceso de la Figura 4 con relación al proceso de la Figura 3 a través de la columna 17 absorbedora y la columna 19 destiladora, con el efecto neto de reducir el contenido de dióxido de carbono del producto líquido, chorro 43, que sale de la columna 19 destiladora. Las temperaturas de la columna más templadas también resultan en una ligera reducción en la refrigeración que es disponible a partir de los chorros de proceso que se aplican a los chorros de alimentación de la columna. En particular, esto requiere reducir ligeramente la proporción del gas de alimentación destilador (chorro 32) , que se dirige al intercambiador 12 de calor mediante el chorro 33, reduciendo con esto la cantidad de chorro 36b que entra en el punto de alimentación superior de la torre 17 absorbedora. Un resumen de las velocidades de flujo de chorro y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 4 se establece en la siguiente tabla: TABLA IV (Figura 4) Resumen del Flujo de Chorro- (Lb. Moles/Hr) Chorro Metano Etano Propano Butanos + Dióxidos Total de C. 31 121383 5218 13S4 619 1054 131766 32 118612 4421 770 133 980 127009 2771 797 614 486 74 4757 3 21943 818 143 25 181 23497 4 96669 3603 627 108 799 103512 8 11442 4976 1362 616 616 19052 4 5721 2488 681 308 308 9527 5 5721 2488 681 308 308 9527 9 11337 561 21 1 338 12297 7 121278 803 43 4 776 125011 3 105 4415 1341 6.15 278 6755 Recuperaciones Etano 84.61% Propano 96.96% Butanos + 99.39% Potencia de C.V. Compresión residual 44,573 * (Basada en velocidades de flujo no redondeadas) La concentración de dióxido de carbono en el producto de etano para el proceso de la Figura 4 es 5.80 porciento en moles, bien, por debajo de la especificación requerida por el cliente. La comparación der los niveles de recuperación desplegados en las Tablas I y IV muestra que la presente invención permite lograr el contenido de dióxido de carbono requerido mientras que mantiene casi la misma eficiencia de recuperación de líquidos que el proceso de la Figura 1. Aunque la recuperación de etano disminuye ligeramente de 84.89% a 84.61%, la recuperación de propano y la recuperación de butanos + incrementan ambos ligeramente de 96.90% a 96.96% y de 99.33% a 99.39%, respectivamente. La comparación de las Tablas I y IV además muestra que mantener los rendimientos de productos se logró utilizando escencialmente los mismos requerimientos de la potencia de C.V. (utilidad) . La comparación de los niveles de recuperación desplegados en las Tablas II y IV muestra que la presente invención permite lograr mucho más eficiencia de recuperación de líquidos que el proceso de la Figura 2 cuando se opera en una forma para limitar el contenido de dióxido de carbono de su producto líquido. Comparado con el proceso de la Figura 2, el proceso de la Figura 4 eleva la recuperación de etano de 68.94% a 84.61%, casi 15.7 puntos de porcentaje más altos. La recuperación de propano y la recuperación de butanos + también incrementa de alguna forma de 96.61% a 96.96% a 96.96% y de 99.25% a 99.39%, respectivamente. La comparación de las Tablas II y IV además muestra que los rendimientos de producto más elevados no fueron simplemente el resultado del incremento de los requerimientos de la potencia de C.V. (utilidad) . Al contrario, cuando la presente invención se emplea como en el Ejemplo 2, no solo hace que las recuperaciones de etano, propano, y butanos + incrementen sobre aquellas del proceso de la técnica anterior, sino también incrementa la recuperación de líquidos al 23 porciento (en términos de etano recuperado por unidad de potencia de C.V. consumida) . Como con el proceso de la Figura 3, un beneficio significante logrado por la modalidad de la Figura 4 es que el esquema hervidor modificado proporciona líquidos de la columna más fríos para el uso en la refrigeración de chorros de alimentación entrantes. Esto incrementa el enfriamiento disponible para el gas de admisión, de este modo no solo puede obtenerse considerablemente más rendimiento del líquido en este caso, sino a un nivel de temperatura más frío. Al mismo tiempo, más metano se introduce en la parte inferior de la columna 19 destiladora que de otra manera pudiera estar en el mismo cuando la ebullición de la columna encuentre el contenido de dióxido de carbono. (Nótese que el chorro 45 en el proceso de la Figura 4 contiene 5721 Lb. Moles/Hr de metano y se introduce en la etapa 8 teórica de la columna 19 destiladora, mientras que el chorro 40 en el proceso de la Figura 2 contiene solamente 1886 Lb. Moles/Hr de metano y se introduce en la parte superior de la columna 19 destiladora) . El metano adicional proporcionado por la presente invención en el proceso de la Figura 4 ayuda a deshilar el dióxido de carbono de los líquidos que fluyen hacia abajo en la columna destiladora. La cantidad de dióxido de carbono en el producto de NGL puede ajustarse por el control apropiado de la cantidad de líquido extraído para alimentar al sistema hervidor modificado en vez de alimentar la parte superior de la columna de destilación.

Otras Modalidades La Figura 5 es un diagrama de flujo que ilustra cómo el proceso y aparato descritos y representados en la Patente Norteamericana No. 5,568,737 pueden adaptarse para ser una instalación de procesamiento de gas natural de acuerdo con la presente invención. Las Figuras 6, 7, 8, y 9 son diagramas que muestran parte de los métodos alternativos para implementar el esquema hervidor modificado. La Figura 6 muestra una aplicación de tipo termosifón tipico en donde el flujo parcial de líquido de la torre 50 fraccionadora al hervidor 57 puede controlarse mediante la válvula 58 en la línea 61 de extracción de líquido. La porción líquida no extraída de la columna simplemente inunda la batea 51 de la chimenea sobre distribuidor 52 para la compactación (o bateas) 53 inferiores. El chorro calentado en la línea 61a del hervidor 57 se regresa a la torre 50 fraccionadora a un pLinto inferior el cual contiene un mecanismo de distribución de alimentación apropiado, tal como una batea 54 de chimenea y distribuidor 55, para mezclar el chorro calentado con los líquidos de la torre de flujo descendente desde la compactación 53 y suministrar la mezcla a la compactación (o bateas) 56. Las Figuras 7 y 8 muestran adaptaciones de bombeo típicas en donde el flujo descendente del liquido general se extrae en la línea 61 de extracción de líquidos y se bombea hasta presión superior por la bomba 60. El flujo de líquido bombeado en la línea 61a entonces se divide mediante válvulas 58 y 59 de control apropiadas para llegar a la cantidad deseada del líquido en la línea 62 que fluye al hervidor 57. El chorro calentado en la línea 62a del hervidor 57 se regresa a la torre 50 fraccionadora a un punto inferior como se describe previamente para la modalidad de la Figura 6. En la modalidad de la Figura 7, el líquido que no fluye al hervidor (en la línea 63) se regresa a la batea 51 de chimenea de la cual se extrajo inicialmente el líquido, en donde puede inundar la batea 51 de chimenea sobre el distribuidor 52 para la compactación (o bateas) 53 inferiores. En la modalidad de la Figura 8, el líquido que no fluye al hervidor (en línea 63) se regresa debajo de la batea 51 de chimenea de la cual se extrajo inicialmente el líquido, directamente al distribuidor 52 que suministra el líquido a la compactación (o batea) 53 inferiores. La Figura 9 muestra cómo el sistema de bombeo descrito para la Figura 8 puede implementarse en un enfoque de columna dividida, tal como una columna 65 superior y columna 50 inferior, la cual es la misma que aquella utilizada en las Figuras 3 y 4. Un experto en la técnica reconocerá que la presente invención gana algunos de sus beneficios al proporcionar un chorro más frió al hervidor lateral y/o hervidores, permitiendo el enfriamiento adicional de la alimentación de la columna o alimentaciones- Este enfriamiento adicional reduce los requerimientos de utilidad para un nivel de recuperación de producto dado, o mejora los niveles de recuperación de producto para un consumo de utilidad dado, o cierta combinación de los mismos. Además, un experto en la técnica reconocerá que la presente invención también se beneficia al introducir grandes cantidades de metano inferior en el desmetanizador para ayudar en la destilación de dióxido de carbono a partir de los líquidos que fluyen hacia abajo. Con más metano disponible para deshilar los líquidos, correspondientemente menos etano se necesita para la deshilación, permitiendo mayor retención de etano en el producto líquido de fondo. Por lo tanto, la presente invención se puede aplicar generalmente a cualquier proceso dependiente de enfriamiento de cualquier número de chorros de alimentación y suministrando los chorros de alimentación resultantes a la columna para la destilación. De acuerdo con esta invención, el enfriamiento de los chorros de alimentación de desmetanizador puede lograrse de muchas formas. En los proceso de las Figuras 3 y 4, el chorro 36 de alimentación se enfría y sustancialmente se condesa por el chorro 37 de vapor suspendido del desmetanizador, mientras que los líquidos de desmetanizador (chorros 45, 41, y 42) se utilizan solamente para el enfriamiento de chorro de gas. En el proceso de la Figura 5, el chorro _ 48 de alimentación de residuo de alta presión también se enfría y sustancialmente se condensa por las porciones del chorro de vapor suspendido de la columna de destilación (chorros 46 y 37) , mientras que los líquidos del desmetanizador (chorros 40 y 42) se utilizan solamente para t el enfriamiento de chorro de gas. Sin embargo, los líquidos de desmetanizador pueden utilizarse para suministrar parte o toda la condensación de enfriamiento y sustancial del chorro 36 en las Figuras 3 a 5 y/o el chorro 48 en la Figura 5 además o en vez del enfriamiento de chorro de gas. Además, cualquier chorro a una temperatura más fría que el chorro de alimentación que se enfría puede utilizarse. Por ejemplo, una extracción lateral de vapor desde el desmetanizador puede extraerse y utilizarse para el enfriamiento. Otras fuentes potenciales de enfriamiento incluyen, pero no se limitan a, líquidos separadores de alta presión instantáneos y sistemas de refrigeración mecánica. La selección de una fuente de enfriamiento dependerá de un número de factores incluyendo, pero no limitándose, a la composición de gas de admisión y las condiciones, tamaño de instalación, tamaño del intercambiador de calor, temperatura de la fuente enfriamiento potencial, etc. Un experto en la técnica también reconocerá que cualquier combinación de las fuentes o métodos de enfriamiento anteriores pueden emplearse en combinación para lograr las temperaturas de chorro de alimentación deseadas . De acuerdo con esta invención, el uso de refrigeración externa para suplementar el enfriamiento disponible para el gas de admisión de otros chorros de proceso pueden emplearse, particularmente en el caso de un gas de admisión más rico que aquel utilizado en los Ejemplos 1 y 2. El uso y distribución de líquidos del desmetanizador para el intercambio de calor del proceso, y el arreglo particular de los intercambiadores de calor para el enfriamiento de gas de admisión debe evaluarse para cada aplicación particular, así como la elección de chorros de proceso para los servicios de intercambio de calor específicos . El liquido de alta presión en las Figuras 3 a 5 (chorro 35) no todos necesitan combinarse con una porción del vapor separador (chorro 33) que fluye al intercambiador 12 de calor. Alternativamente, este chorro de líquido (o una porción del mismo) puede expandirse a través de un dispositivo de expansión apropiado, tal como una válvula 16 de expansión y alimentarse a un punto medio de alimentación en la columna más bajo de destilación (torre 17 absorbedora o torre 19 destiladora en las Figuras 3 y 4), torre 17 fraccionadora en la Figura 5) . El chorro de líquido también puede utilizarse para el enfriamiento de gas de admisión u otro servicio de intercambio de calor antes o después de la etapa de expansión antes de fluir al desmetanizador. También se reconocerá que la cantidad relativa de alimentación encontrada en cada ramificación de los chorros de alimentación de la columna dependerá de muchos factores, incluyendo la presión de gas, la composición de gas de alimentación, la cantidad de calor que pueda extraerse económicamente a partir de la alimentación y la cantidad de potencia de C.V. disponibles. Más alimentación a la parte superior de la columna puede incrementar la recuperación mientras que la potencia de disminución recuperada de la máquina de expansión incrementa con esto los requerimientos de potencia de C.V. de recompresión. La alimentación de implementación inferior en la columna reduce el consumo de potencia de C.V. pero también puede reducir la recuperación de producto. Las posiciones de la alimentación de columna media representadas en las Figuras 3 y 4 son las ubicaciones de la_ alimentación preferidas para las condiciones de operación de procesos descritas. Sin embargo, las ubicaciones relativas de las alimentaciones de la columna media pueden variar dependiendo de la composición de admisión u otros factores tales como los niveles de recuperación deseada y la cantidad de líquido formada durante el implemento de gas de admisión. Además, dos o más de los chorros de alimentación o porciones de los mismos, pueden combinarse dependiendo de las temperaturas relativas en cantidades de los chorros individuales, y el chorro combinado entonces alimentado a una posición de alimentación de la columna media. Las Figuras 3 y 4 son la modalidad preferida para las composiciones y condiciones de presión mostrada. Aunque la expansión de chorro individual se representa en los dispositivos de expansión particular, medios de expansión alternativos pueden emplearse donde fuera. necesarios. Por ejemplo, las condiciones pueden garantizar la expansión de trabajo de la porción sustancialmente condensado del chorro de alimentación (36a en las Figuras 3 a 5) o el chorro de reciclación sustancialmente condensado (48b en la Figura 5) . Las Figuras 3 y 4 representan una torre fraccionadora construida en dos secciones (17 y 19) debido al tamaño de la instalación. La decisión de sí construir la torre fraccionadora como un solo contenedor (tal como la 17 en la Figura 5) o contenedores múltiples dependerá de un número de factores tales como el tamaño de la instalación, la distancia a las instalaciones de fabricación, etc. Mientras se ha descrito lo que se cree son las modalidades preferidas de la invención, aquellos expertos en la técnica reconocerán que otras modificaciones adicionales pueden hacerse a la misma, por ejemplo para adaptar la invención a varias condiciones, tipos de alimentación, u otros requerimientos sin apartarse del espíritu de la presente invención como se define por las reivindicaciones siguientes .

Claims (13)

1. REIVINDICACIONES í .
2. En un proceso para la separación de un chorro de gas contiene metano, componentes de C2, componentes de C3 y componentes de hidrocarburos más pesados en una fracción de gas residual volátil que contiene una mayor porción de metano y una fracción volátil relativamente menor que contiene una mayor porción de los componentes de C2, componentes de C3 y componentes de hidrocarburos más pesados, en cuyo proceso (a) dicho chorro de gas se. trata en una o más etapas de intercambio de calor y por lo menos una etapa de división para producir por lo menos un primer chorro de alimentación que se ha enfriando bajo presión para condensar sustancialmente todo y por lo menos un segundo chorro de alimentación que se ha empleado bajo presión; (b) dicho primer chorro de alimentación sustancialmente condensado es expandido hasta una presión inferior con lo que se enfría adicionalmente, y se suministra después de esto a una torre fraccionadora en un punto de alimentación superior; (c) dicho segundo chorro de alimentación y enfriado se expande hasta la presión inferior, y se suministra después de esto a la torre fraccionadora a un punto de alimentación en la columna medio; y (d) dicho primer chorro de alimentación expandido enfriado y el segundo chorro de alimentación expandido son fraccionados en la presión inferior con lo que se recuperan los componentes de la fracción volátil relativamente menor; la mejora en donde (1) un chorro de destilación líquida es extraído a partir de la torre fraccionadora y calentado; (2) dicho chorro de destilación calentado se regresa a un punto inferior en la torre fraccionadora que separa del punto de extracción por al menos una etapa teórica; y (3) las cantidades y temperaturas de los chorros de alimentación para la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura suspendida de la torre fraccionadora a una temperatura mediante lo cual se recuperan las mayores porciones de los componentes en la fracción volátil relativamente menor.
3. 3. La mejora de acuerdo con las reivindicaciones 1 ó 2, en donde el chorro de destilación líquido es bombeado después de ser extraído de la torre fraccionadora.
4. 4. La mejora de acuerdo con la reivindicación 3, en donde (a) dicho chorro de destilación líquido bombeado se divide en por lo menos una primera porción y una segunda porción; (b) dicha primera porción se calienta; y (c) dicha primera porción calentada se regresa a un punto inferior en la torre fraccionadora y se separa del punto de extracción mediante al menos una etapa teórica.
5. 5. La mejora de acuerdo con las reivindicaciones 1 ó 2, en donde el chorro de destilación líquido se dirige en relación de intercambio de calor con por lo menos una porción del chorro de gas o chorros de alimentación para suministrar enfriamiento al mismo y calienta con esto al chorro de destilación líquida.
6. 6. La mejora de acuerdo con la reivindicación 3, en donde el chorro de destilación líquido bombeado es dirigido en - relación de intercambio de calor con por lo menos una porción del chorro de gas o los chorros de alimentación, para suministrar enfriamiento al mismo y con esto calentar el chorro de destilación líquido bombeado.
7. 7. La mejora de acuerdo con la reivindicación 4, en donde la primera porción se dirige en relación del intercambio de calor con por lo menos una porción del chorro de gas o los chorros de alimentación, para suministrar el enfriamiento al mismo y con esto calentar la primera porción. —
8. 8. La mejora de acuerdo con las reivindicaciones 1 6 2, en donde la cantidad y temperatura del chorro de destilación calentado y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura del fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil.
9. 9. La mejora de acuerdo con la reivindicación 3, en donde la cantidad y temperatura de chorro de destilación calentado y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura de fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil.
10. 10-. La mejora de acuerdo con la reivindicación 4, en donde la cantidad y temperatura de la primera porción calentarla y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura de fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil.
11. 11. La mejora de acuerdo con la reivindicación 5, en donde la cantidad y temperatura del chorro calentado y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura de fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil .
12. 12. La mejora de acuerdo con la reivindicación 6, en donde la cantidad y temperatura del chorro de destilación calentado y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura de fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir- la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil .
13. 13. La mejora de acuerdo con la reivindicación 7, en donde la cantidad y temperatura de la primera porción calentada y el calentamiento suministrado a la torre fraccionadora son efectivas para mantener la temperatura de fondo de la torre fraccionadora a una temperatura para reducir la cantidad de dióxido de carbono contenida en la fracción relativamente menos volátil. RESUMEN Se describe un proceso para la recuperación de etano, etileno, propano, propileno y componentes de hidrocarburos más pesados a partir de un chorro de gas de hidrocarburos. En años recientes, el método preferido para separar un chorro de gas de hidrocarburos generalmente incluye suministrar por lo menos porciones del chorro de gas a una torre fraccionadora que tiene por lo menos un hervidor y con frecuencia uno o más hervidores laterales, para suministrar calor a la columna al extraer y calentar parte de los líquidos de la torre para producir vapores de destilación que separan los componentes más volátiles a partir de los compon-entes deseados. El hervidor y los hervidores laterales (si los hubiera) se integran típicamente en el esquema enfriador de chorro de alimentación para proporcionar por lo menos una porción de la refrigeración necesaria para condensar los componentes deseados para el fraccionamiento subsecuente en la columna de destilación. En el proceso descrito, el esquema hervidor de la torre se modifica para utilizar uno o más chorros de destilación líquidos de la torre a partir de un punto más elevado en la columna que el que se utiliza en el esquema hervidor convencional, proporcionando chorros más fríos para los hervidores que permiten enfriamiento más efectivo de los chorros de alimentación y mejoran con esto la eficiencia con la cual los componentes deseados se recuperan. Además, los chorros líquidos de la torre extraídos a _partir de un punto más elevado en la columna contienen cantidades más grandes de componentes más volátiles, lo cual cuando se evaporizan proporcionan mejor destilación de componentes indeseables como el dióxido de carbono sin reducir la recuperación de los componentes deseados . El chorro de destilación calentado es regresado a un punto inferior en la torre fraccionadora que se separa del punto de extracción mediante al menos una etapa teórica.