UA52746C2 - Спосіб сепарації потоку газу, що містить вуглеводні, і установка для його здійснення - Google Patents
Спосіб сепарації потоку газу, що містить вуглеводні, і установка для його здійснення Download PDFInfo
- Publication number
- UA52746C2 UA52746C2 UA99126605A UA99126605A UA52746C2 UA 52746 C2 UA52746 C2 UA 52746C2 UA 99126605 A UA99126605 A UA 99126605A UA 99126605 A UA99126605 A UA 99126605A UA 52746 C2 UA52746 C2 UA 52746C2
- Authority
- UA
- Ukraine
- Prior art keywords
- stream
- column
- flow
- condensed
- cooling
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 141
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 39
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 39
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims abstract description 23
- 230000008569 process Effects 0.000 title abstract description 91
- 239000000470 constituent Substances 0.000 title 1
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 claims abstract 4
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 214
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 110
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 99
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims description 96
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 45
- 238000004064 recycling Methods 0.000 claims description 26
- 238000007906 compression Methods 0.000 claims description 21
- 230000006835 compression Effects 0.000 claims description 21
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 claims description 19
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims description 14
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims description 14
- 238000009434 installation Methods 0.000 claims description 11
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 claims description 7
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 claims description 4
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 38
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 27
- 239000001294 propane Substances 0.000 abstract description 23
- 238000011084 recovery Methods 0.000 abstract description 12
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 5
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 abstract description 5
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N propylene Natural products CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 3
- 125000004805 propylene group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([*:1])C([H])([H])[*:2] 0.000 abstract description 3
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 202
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 62
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 description 31
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 description 30
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 30
- 239000000047 product Substances 0.000 description 20
- 239000012263 liquid product Substances 0.000 description 19
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 16
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 11
- 238000012545 processing Methods 0.000 description 10
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 10
- 239000003507 refrigerant Substances 0.000 description 9
- 230000000630 rising effect Effects 0.000 description 9
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 8
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 description 6
- 230000008901 benefit Effects 0.000 description 6
- 238000003973 irrigation Methods 0.000 description 6
- 230000002262 irrigation Effects 0.000 description 6
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 6
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 5
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 5
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 5
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 5
- 238000003860 storage Methods 0.000 description 5
- 241000196324 Embryophyta Species 0.000 description 4
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical class CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 239000007790 solid phase Substances 0.000 description 4
- 235000013844 butane Nutrition 0.000 description 3
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 3
- 239000012530 fluid Substances 0.000 description 3
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 3
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 3
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N Pentane Chemical class CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 2
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 2
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 description 2
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 description 2
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052698 phosphorus Inorganic materials 0.000 description 2
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 2
- -1 that is Chemical compound 0.000 description 2
- 241001547860 Gaya Species 0.000 description 1
- 206010062717 Increased upper airway secretion Diseases 0.000 description 1
- 101000704431 Streptomyces bikiniensis Subtilisin inhibitor-like protein 15 Proteins 0.000 description 1
- QUWBSOKSBWAQER-UHFFFAOYSA-N [C].O=C=O Chemical compound [C].O=C=O QUWBSOKSBWAQER-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000004458 analytical method Methods 0.000 description 1
- 239000006229 carbon black Substances 0.000 description 1
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 1
- 239000003795 chemical substances by application Substances 0.000 description 1
- 239000003245 coal Substances 0.000 description 1
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 1
- 230000008878 coupling Effects 0.000 description 1
- 238000010168 coupling process Methods 0.000 description 1
- 238000005859 coupling reaction Methods 0.000 description 1
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 1
- 239000002274 desiccant Substances 0.000 description 1
- 238000013461 design Methods 0.000 description 1
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 1
- 238000009472 formulation Methods 0.000 description 1
- 239000000446 fuel Substances 0.000 description 1
- 239000003502 gasoline Substances 0.000 description 1
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 1
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- 125000004435 hydrogen atom Chemical class [H]* 0.000 description 1
- 239000011810 insulating material Substances 0.000 description 1
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 1
- 239000003077 lignite Substances 0.000 description 1
- 239000003949 liquefied natural gas Substances 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 1
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 1
- 235000013379 molasses Nutrition 0.000 description 1
- 239000004058 oil shale Substances 0.000 description 1
- 208000026435 phlegm Diseases 0.000 description 1
- 238000011027 product recovery Methods 0.000 description 1
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 1
- 230000001172 regenerating effect Effects 0.000 description 1
- 150000003464 sulfur compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000013526 supercooled liquid Substances 0.000 description 1
- 239000013589 supplement Substances 0.000 description 1
- 239000011269 tar Substances 0.000 description 1
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 1
Classifications
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0204—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
- F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/76—Refluxing the column with condensed overhead gas being cycled in a quasi-closed loop refrigeration cycle
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- 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
- F25J2210/06—Splitting of the feed stream, e.g. for treating or cooling in different ways
-
- 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
- F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
- F25J2230/30—Compression of the feed stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2235/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
- F25J2235/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being (a mixture of) hydrocarbons
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
- F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
- F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/12—External refrigeration with liquid vaporising loop
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
Landscapes
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Physics & Mathematics (AREA)
- Mechanical Engineering (AREA)
- Thermal Sciences (AREA)
- General Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Treatment Of Fiber Materials (AREA)
Abstract
Описується спосіб видобування етану, етилену, пропану, пропілену та більш важких вуглеводневих компонентів з вуглеводневого газового потоку. Потік розділяють на перший (35) і другий (32) потоки. Другий потік (32) розширюють до тиску ректифікаційної колони і подають в колону (18) в місцях живлення (33а, 34а) в середній частині колони. Потік (39), який повертають для рециркуляції, виводять з верхнього погона ректифікаційної колони після його нагрівання, стиснення і поєднання з першим потоком (35). Об'єднаний потік (38) охолоджують, щоб його майже весь конденсувати, після цього розширюють до тиску ректифікаційної колони (18) і подають в ректифікаційну колону в місці її верхнього живлення (38с). Тиск стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, а також кількості і температури потоків, що подають в колону, є достатніми для підтримання температури верхнього погона колони на рівні, при якому відганяється більша частина заданих компонентів.
Description
Даний винахід стосується сепарації газу, що містить вуглеводні.
Етилен, етан, пропілен, пропан та/або більш важкі вуглеводні можна видобувати з багатьох газів, таких як природний газ, газ нафтопереробки, та потоків синтетичних газів, отриманих з інших вуглеводневих речовин, таких як вугілля, сире масло, важкий бензин, нафтовий сланець, дьогтеві піски та лігніт. Як правило, більшу частину природного газу складають метан та етан, тобто метан та етан разом складають принаймні 5Омол.бо природного газу. Цей газ також містить відносно менші кількості більш важких вуглеводнів, наприклад пропану, бутанів, пентанів та подібних до них речовин, а також водень, азот, двоокис вуглецю та інші гази.
Даний винахід стосується видобування етилену, етану, пропілену, пропану та більш важких вуглеводнів з потоків таких газів. Структурно-груповий аналіз газового потоку, який обробляють згідно з даним винаходом, в молярних відсотках приблизно такий: 67,095 метану, 15,695 етану та інших Сг - компонентів, 7,795 пропану та інших компонентів Сз, 1,895 ізобутану, 1,795 нормального бутану, 1,095 пентанів, 2,290 двоокису вуглецю, решта - азот. Іноді також бувають присутніми гази, що містять сірку.
Історично циклічні коливання цін і на природний газ, і на рідкі компоненти природного газу з часом знизили зростаючу цінність етану, етилену та більш важких компонентів у вигляді рідких продуктів. В результаті цього виникла потреба у способах, які можуть забезпечити більш ефективне видобування таких продуктів і з меншими капітальними витратами. Відомі на сьогодні способи сепарації згаданих 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, етилену та більш важких вуглеводнів) газу та заданих кінцевих продуктів може бути застосований кожен з цих способів або їх комбінація.
Сьогодні перевага віддається способу видобування рідких продуктів природного газу методом кріогенного розширення, тому що цей спосіб забезпечує максимальну простоту, легкий запуск, операційну гнучкість, хорошу продуктивність, безпечність та високу надійність.
Способи, що мають відношення до цього питання, описуються у патентах США МоМо: 4157904, 4171964, 4278457, 4519824, 4687499, 4854955, 4869740, 4889545, 5275005, 5555748 та 5568737 (хоча опис даного винаходу в деяких випадках базується на умовах обробки, які відрізняються від умов, описаних в перелічених патентах США).
У типовому способі видобування шляхом кріогенного розширення потік живильного газу під тиском охолоджується в результаті теплообміну з іншими потоками, що беруть, участь у процесі, та/або за допомогою зовнішніх джерел охолодження, наприклад установки стиснення-охолодження пропану. Під час охолодження газу в одному або більше сепараторах можуть конденсуватися та збиратися рідини у вигляді рідин з високим тиском, що містять деякі із заданих Сож компонентів. В залежності від збагаченості газу та кількості утворених рідин, ці рідини з високим тиском можна розширювати до більш низького тиску та фракціонувати. Випаровування, що відбувається під час розширення згаданих рідин, призводить до подальшого охолодження потоку. За певних умов перед розширенням може виявитися 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 (метановідгінній) колоні. В цій колоні охолоджений в результаті розширення потік(потоки) дистилюють, щоб відокремити залишковий метан, азот та інші леткі гази у вигляді пари верхнього погону від заданих Со - компонентів, Сз - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів у вигляді нижнього рідкого продукту.
Якщо живильний газ конденсується неповністю (зазвичай, він і не конденсується повністю), пару, що залишається після часткової конденсації, можна розділити на два або більше потоків. Одну частину пари пропускають через машину робочого розширення або двигун, або розширювальний клапан, щоб знизити тиск, при якому в результаті подальшого охолодження потоку конденсуються додаткові рідини. Тиск після розширення практично дорівнює тиску, при якому приводиться в дію дистиляційна колона. З'єднані парорідинні фази, що утворюються в результаті розширення, подають в колону як живлення.
Інша частина пари охолоджується до значної конденсації в результаті теплообміну з іншими потоками, що беруть участь у процесі, наприклад з холодним верхнім погоном ректифікаційної колони. Певну частину рідини з високим тиском або всю таку рідину можна поєднати з цією частиною пари перед охолодженням.
Отриманий в результаті охолоджений потік потім розширюють у відповідному розширювальному пристрої, наприклад розширювальному клапані, до тиску, при якому приводиться в дію метановідгінна колона. Під час розширення частина рідини випаровується, що призводить до охолодження загального потоку. Швидко розширений потік потім надходить до метановідгінної колони як верхнє живлення. Як правило, парова частина розширеного потоку та верхній погон метановідгінної колони з'єднуються у верхній, сепараційній секції в ректифікаційній колоні у вигляді залишкового газу продукту метану. Як варіант, охолоджений та розширений потік можна подати в сепаратор, щоб утворити потоки пари та рідини. Пара з'єднується з верхнім погоном ректифікаційної колони, а рідина надходить до колони як її верхнє живлення.
При ідеальному проведенні такого способу сепарації залишковий газ, що утворюється в кінці процесу, буде містити практично весь метан в живильному газі і майже не буде містити жодного з компонентів більш важких вуглеводнів, а нижня фракція, що виходить з метановідгінної колони, буде містити практично всі компоненти більш важких вуглеводнів і майже не буде містити метану або більш летких компонентів. На практиці, однак, такої ідеальної ситуації не буває з двох головних причин. Перша причина полягає в тому, що звичайна метановідгінна колона діє здебільшого як відгінна колона. Продукт метану такого процесу тому, як правило, включає пари, що виходять з верхнього ректифікаційного ярусу колони, а також пари, які не пройшли жодного етапу ректифікації. Значні втрати Сг - компонентів відбуваються через те, що верхнє рідке живлення містить значні кількості Со - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, що в результаті призводить до утворення відповідних рівноважних кількостей Сг - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів в парах, що виходять з верхнього ректифікаційного ярусу метановідгінної колони. Втрату цих необхідних компонентів можна було б значно зменшити, якби пари, що піднімаються вгору, можна було привести в контакт із значною кількістю рідини (зрошення), здатної абсорбувати Сг -
компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти із цих парів.
Друга причина неможливості ідеальної ситуації полягає в тому, що двоокис вуглецю, що міститься в живильному газі, фракціонує в метановідгінній колоні і його концентрації в ректифікаційній колоні можуть зростати до 5 - 1095 і більше, навіть якщо живильний газ містить менше 195 двоокису вуглецю. При таких високих концентраціях утворення твердого двоокису вуглецю може відбуватися в залежності від температури, тиску та розчинності рідини. Добре відомо, що потоки природного газу зазвичай містять двоокис вуглецю, іноді в значних кількостях. Якщо концентрація двоокису вуглецю достатньо висока, стає неможливою належна обробка живильного газу через закупорювання технологічного обладнання твердим двоокисом вуглецю (доки не буде додатково застосоване обладнання для видалення двоокису вуглецю, що значно збільшить капітальні витрати).
На фіг.1 показана схема технологічного процесу відомої установки для обробки природного газу методом кріогенного розширення згідно з патентом США Ме4278457. Живильний газ надходить до установки у вигляді потоку 31 з температурою 88"Е та тиском 840 фунтів на кв. дюйм (59,05кг/см7). Якщо цей живильний газ містить концентрацію сполук сірки, яка не дозволяє потокам продукту відповідати технічним умовам, такі сполуки сірки видаляють відповідною попередньою обробкою живильного газу (не показана). Крім того, живильний потік, як правило, дегідратують, щоб запобігти утворенню гідрату (льоду) в кріогенних умовах. Для цього зазвичай використовують твердий осушник.
Живильний потік 31 розділяють на дві частини, потік 32 і потік 35. Потік 35, який містить приблизно 26905 всього живильного газу, входить в теплообмінник 15 та охолоджується до температури -16"Е в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу з температурою -23"Е (потік 41) та зовнішнім холодогентом - пропаном. Слід звернути увагу на те, що у всіх випадках теплообмінники 10 і 15 являють собою або ряд окремих теплообмінників, або один багатоходовий теплообмінник, або будь-яке їх поєднання. (Рішення про використання більш ніж одного теплообмінника для зазначеного охолодження буде залежати від ряду факторів, що включають, але не обмежуються цим, об'ємну швидкість потоку живильного газу, розмір теплообмінника, температури потоків тощо).
Частково охолоджений потік З5а потім входить в теплообмінник 16 і спрямовується далі, обмінюючись теплом з паровим потоком 39 верхнього погону метановідгінної колони, що призводить до подальшого охолодження та значної конденсації газового потоку. Значно конденсований потік З5в з температурою - 142"Р потім швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 17, до робочого тиску (приблизно 250 фунтів на кв. дюйм (17,57кг/см?) ректифікаційної колони 18. Під час розширення частина потоку випаровується, в результаті чого охолоджується загальний потік. В способі, показаному на фіг.1, розширений потік 35с, виходячи з розширювального клапана 17, досягає температури -158"Е і надходить до сепараційної секції 18а у верхній частині ректифікаційної колони 18. Сепаровані тут рідини стають верхнім живленням для метановідгінної секції 188.
Друга частина (потік 32) живильного газу (решта 74905 живильного газу) входить в теплообмінник 10, де він охолоджується до температури -50"Е і частково конденсується в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу з температурою -23"Е (потік 42), рідинами кип'ятильника в основі метановідгінної колони, що мають температуру 10", рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, що мають температуру -70"Р, та зовнішнім хладагентом - пропаном. Охолоджений потік 32а входить в сепаратор 11 з температурою -50"Е та під тиском 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/смг), в якому пара (потік 33) відокремлюється від конденсованої рідини (потоку 34).
Пара із сепаратора 11 (потік 33) надходить до машини 12 робочого розширення, в якій із цієї частини живильного потоку з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 12 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см7) до тиску приблизно 250 фунтів на кв. дюйм (17,57кг/см"), при цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік З3За до температури приблизно -128"Р. Типові комерційне доступні розширювачі здатні регенерувати 80 - 8595 роботи, теоретично можливої при ідеальному ізентропічному розширенні. Регенеровану роботу часто використовують для приведення в дію центробіжного компресора (на фіг. позначений числом 13), який можна застосувати для повтореного стиснення залишкового газу (потік 39в), наприклад. Розширений і частково конденсований потік ЗЗа подають як живлення в дистиляційну колону 18 в проміжній зоні. Рідину сепаратора (потік 34) подібним чином розширюють до тиску приблизно 250 фунтів на кв. дюйм (17,57кг/см?) за допомогою розширювального клапана 14, охолоджуючи потік 34 до -102"Е (потік З4а) перед тим, як він надійде до метановідгінної секції у ректифікаційній колоні 18 в місці живлення, розташованому нижче середини колони.
Метановідгінна секція у ректифікаційній колоні 18 являє собою звичайного типу дистиляційну колону, що містить ряд вертикально рознесених тарілок, одну або більше насадок або комбінацію тарілок та баштової насадки. Ректифікаційна колона 18 може складатися з двох секцій, як це часто буває в установках для обробки природного газу. Верхня секція 18а - це сепаратор, в якому частково випаруване верхє живлення розділяється на його відповідні парову та рідку частини і в якому пара, що піднімається вгору з нижньої дистиляційної, або метановідгінної секції 1Зв, з'єднується з паровою частиною (якщо така є) верхнього живлення, щоб утворити дистиляційний потік 39 холодного залишкового газу, який виходить з верхньої частини ректифікаційної колони. Нижня, метановідгінна секція 18в містить тарілки та/або баштову насадку та забезпечує необхідний контакт між рідинами, що падають вниз, та парами, що піднімаються вгору. Метановідгінна секція також включає кип'ятильники, які нагрівають та випаровують частину рідин, які течуть в нижню частину колони, щоб створювати десорбуючі пари, які піднімаються у верхню частину колони, щоб десорбувати рідкий продукт метану, потік 40. Стандартна технічна умова для нижнього рідкого продукту - щоб об'ємне відношення метану до етану становило 0,015:1. Потік 40 рідкого продукту виходить з нижньої частини метановідгінної секції з температурою З1"Е і тече далі для подальшої обробки та/або зберігання.
Потік 39 холодного залишкового газу проходить протитечією відносно частини (потоку З5а) живильного газу в теплообміннику 16, в якому він нагрівається до -23"Е (потік З9а), по мірі того, як він ще більше охолоджує та значною мірою конденсує потік З5в. Потік З9да холодного залишкового газу далі розділяється на дві частини: потоки 41 і 42. Потоки 41 і 42 проходять протитечією відносно живильного газу в теплообмінниках 15 і 10, відповідно, і нагріваються до температур 80"Е і 81"Е (потоки 41 а та 42а, відповідно), по мірі того, як ці потоки охолоджують та частково конденсують живильний газ. Ці два нагріті потоки 41а і 42а потім знову з'єднуються як потік З9в залишкового газу з температурою 80"Р. Цей об'єднаний потік далі повторно стискають у два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 13, що приводиться в дію розширювальною машиною 12. На другому етапі - за допомогою компресора 19, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і який стискає залишковий газ (потік 39с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 20 продукт залишкового газу (потік 39е) надходить до магістрального газопроводу з температурою 88"Е та тиском 835 фунтів на кв. дюйм (58,7кг/см?), з якими він йде на реалізацію.
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для здійснення способу, показаного на фіг.1, наведеш в таблиці І.
Тайанця 1 (фік
Сумадоі домі пра по'ємні мвидкості патоків (фувт-молекулнтоду
Пк Меїггя Етк Крос Булави: 00 Бокого. 7 ШЕ лі зе 1257 831 КИ. 235 м 3059 паз з ще ви
Зх 17 зх ії ре ТКУ
Іза 2135 ню 38 8 яБх м 1854 750 ЯЗ Тв І 39 вк? «4 3 ій 5544 2 2 ня їй зи КЕ
Видобування (дані візуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 95,0090
Пропан 99,5495
Бутаних 99,9595
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 4034
Стиснення з охолодженням 1549
Всього 5583
Відомий процес, схема якого показана на фіг.1, дає обмежене видобування етану, як видно з таблиці І, через недостатню кількість значно конденсованого живильного газу, яку можна отримати і використати як зрошення для верхньої ректифікаційної секції метановідгінної колони. Видобування Сг - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів можна збільшити, або збільшуючи кількість значно конденсованого живильного газу, що надходить як верхнє живлення метановідгінної колони, або знижуючи температуру сепаратора 11, щоб зменшити температуру живильного газу, розширеного в результаті робочого розширення, і, таким чином, зменшити температуру та кількість пари, яка надходить до місця живлення в середній частині метановідгінної колони і яку необхідно ректифікувати. Такі зміни можна здійснювати тільки, або забираючи більше енергії з живильного газу, або додаючи більше холоду для подальшого охолодження живильного газу, або знижуючи робочий тиск метановідгінної колони, щоб збільшити енергію, регенеровану за допомогою машини 12 робочого розширення. В будь-якому випадку енергетичні потреби (для стиснення) збільшаться надмірно, забезпечуючи при цьому тільки маргінальні збільшення рівнів видобування Соя компонентів.
Один шлях досягти більш ефективного видобування етану, який (шлях) часто використовують для багатих живильних газів, таких як цей (коли видобування обмежене енергією, яку можна забрати з живильного газу), - це конденсувати частину повторно стисненого залишкового газу та повернути його для рециркуляції в метановідгінну колону як її верхнє живлення (зрошення). По суті, це відкритий цикл стиснення-охолодження для метановідгінної колони, яка використовує частину леткого залишкового газу як робоче середовище. На фіг.2 показаний такий варіант відомого способу згідно з патентом США Мо5568737, в якому частину продукту залишкового газу повертають для рециркуляції щоб забезпечити верхнє живлення для метановідгінної колони. Процес з фіг.2 здійснюють з такими самими складом живильного газу та умовами, як і для описаного процесу з фіг.1.
При відтворюванні цього процесу, як і при відтворюванні процесу з фіг.1, робочі умови вибирали такими, за яких зменшується до мінімуму витрата енергії для даного рівня видобування. Живильний потік 31 розділяють на дві частини, потік 32 і потік 35. Потік 35, що містить приблизно 1995 всього живильного газу, входить в теплообмінник 15 і охолоджується до -21"Е в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу з температурою -40"Е (потік 44) та зовнішнім холодоадагентом - пропаном. Частково охолоджений потік З5а потім входить в теплообмінник 16 і спрямовується далі, обмінюючись теплом з частиною холодної пари з температурою -152"Е (потік 42) верхнього погону метановідгінної колони, що веде до подальшого охолодження та значної конденсації газового потоку. Значно конденсований потік 358 з температурою -145"Е потім швидко розширюють, пропускаючи через розширювальний клапан 17, до робочого тиску (приблизно 276 фунтів на кв. дюйм (19,32кг/см?) ректифікаційної колони 18. Під час розширення частина потоку випаровується, охолоджуючи загальний потік до -154Е (потік 35с). Розширений потік 35с потім входить в дистиляційну, або метановідгінну колону в місці живлення в середній частині колони. Дистиляційна колона розміщується в нижній зоні ректифікаційної колони 18.
Друга частина (потік 32) живильного газу (решта 8195) входить в теплообмінник 10, в якому він охолоджується до -47"Е і частково конденсується в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу, що має температуру -40"Е (потік 45), рідинами кип'ятильника біля основи метановідгінної колони, що мають температуру 19"Е, рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, що мають температуру -17"Р, та зовнішнім холодоадагентом - пропаном. Охолоджений потік 32а входить в сепаратор 11 з температурою -47"Е та тиском 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см7), в якому пара (потік 33) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 34).
Пара із сепаратора 11 (потік 33) надходить до машини 12 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 12 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?) до тиску метановідгінної колони (приблизно 276 фунтів на кв. дюйм (19,32кг/см"), при цьому робоче розширення охолоджує розширений потік до температури приблизно -119"Е (потік ЗЗа). Рідину сепаратора (потік 34) аналогічно розширюють до тиску приблизно 276 фунтів на кв. дюйм (19,32кг/см7) за допомогою розширювального клапана 14, охолоджуючи потік 34 до -95"7Е (потік З4а) перед тим, як він надійде до метановідгінної секції у ректифікаційній колоні 18 в місці живлення, розташованому нижче середини колони.
Частину залишкового газу з високим тиском (потік 46) виводять з основного потоку залишкового газу (потік 39е), яка стає верхнім живленням (зрошенням) дистиляційної колони. Потік 46 газу, що повертають для рециркуляції проходить через теплообмінник 21, обмінюючись теплом з частиною холодного залишкового газу (потік 43), в якому він охолоджується до О"Е (потік 4ба). Охолоджений потік 46ба, що повертають для рециркуляції, далі проходить через теплообмінник 22, обмінюючись теплом з іншою частиною холодної дистиляційної пари (потік 41) верхнього погону метановідгінної колони, що веде до подальшого охолодження та значної конденсації потоку, що повертають для рециркуляції. Значно конденсований потік 4бв з температурою -145"Е потім розширюють, пропускаючи через розширювальний клапан 23. По мірі того, як потік розширюється до робочого тиску метановідгінної колони, 276 фунтів на кв. дюйм (19,32кг/см2), частина цього потоку випаровується, охолподжуючи загальний потік до температури приблизно -169"Е (потік 46бс). Розширений потік 4бс надходить до ректифікаційної колони як її верхнє живлення.
Рідкий продукт (потік 40) виходить з температурою 42"Е з нижньої частини ректифікаційної колони 18 і тече далі для подальшої обробки та/або зберігання. Холодний дистиляційний потік 39 з верхньої секції метановідгінної колони розділяється на дві частини, потоки 41 і 42. Потік 41 проходить протитечією відносно потоку 46ба, що повертають для рециркуляції, в теплообміннику 22, в якому він нагрівається до - 58"Е (потік 41а), по мірі того, як він охолоджує і значно конденсує охолоджений потік 4ба, що повертають для рециркуляції. Аналогічно, потік 42 проходить протитечією відносно потоку З5а в теплообміннику 16, в якому він нагрівається до -287Е (потік 42а), по мірі того, як він охолоджує і значно конденсує потік З5а. Ці два частково нагріті потоки 41а і 42а потім знову з'єднуються як потік 39а, що має температуру -40"Р. Цей об'єднаний потік розділяється на три частини, потоки 43, 44 і 45. Потік 43 проходить протитечією відносно потоку 46, що повертають для рециркуляції, в теплообміннику 21, в якому він нагрівається до 79"Е (потік 43За). Друга частина, потік 44, тече через теплообмінник 15, в якому вона нагрівається до 79"Е (потік 44а), по мірі того, як вона охолоджує першу частину живильного газу (потік 35). Третя частина, потік 45, тече через теплообмінник 10, в якому вона нагрівається до 81"Е (потік 45а), по мірі того, як вона охолоджує другу частину живильного газу (потік 32). Ці три нагріті потоки, 4За, 44а і 45а, знову з'єднуються як теплий дистиляційний потік 39в. Цей теплий дистиляційний потік з температурою 80"Е далі повторно стискають в два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 13, який приводиться в дію розширювальною машиною 12. На другому етапі - за допомогою компресора 19, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення, який стискає залишковий газ (потік 39с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 20 охолоджений потік 39е розділяється на продукт залишкового газу (потік 47) і потік 46, що повертають для рециркуляції, як описувалось раніше.
Продукт залишкового газу (потік 47) надходить до магістрального газопроводу з температурою 88"Е та тиском 835 фунтів на кв. дюйм (58,7кг/см?), з якими його реалізують.
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для способу, зображеного на фіг.2, наведені в таблиці ІІ.
Тзбанди Н (мк. 2)
Суєкрні дані про об'ємні ювндкості спзгокію
Тфувт-малекулнтох)
Го йяк Мен ! Блан ер ї-т- прояв прове -щ 1 м: НЕ:
ТЕ : я нти ниви МасТНИ
Га тата - ши ше ха? : са ІЗ ї Ії : запо.
КЗ : ї223 я птяитя
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 95,0090
Пропан 1000095
Бутаних 100,0096
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 4048
Стиснення з охолодженням 1533
Всього 5581
Порівняння рівнів видобування та енергетичних витрат, відображених в Таблицях І і ІЇ, показує що охолодження, забезпечене додаванням потоку 46, що повертають для рециркуляції, не збільшило видобування етану в цьому випадку. Хоча суттєво конденсований та розширений потік 46с в процесі з фіг.2 є значно холодніший та значно бідніший (більш низька концентрація Сож компонентів), ніж верхнє живлення в процесі з фіг.1 (потік З35с), кількість потоку 46с є недостатньою для ефективної абсорбції Со компонентів з парів, що піднімаються вгору в ректифікаційній колоні 18. Як було в процесі з фіг.1, рівні видобування все ще встановлюються в залежності від кількості енергії, яку можна забрати з живильного газу, що означає, що кількість верхнього живлення (а не його склад) є вирішальним фактором, який забезпечує ефективність видобування етану для цього випадку. Бідніший склад верхнього живлення, який є характерною ознакою процесу з фіг.2, міг би підвищити видобування етану для цього випадку, тільки якби підвищили кількість верхнього живлення, що збільшило б енергетичні витрати порівняно з витратами, наведеними в Таблиці ІІ.
В основу винаходу поставлена задача розробити спосіб сепарації газу, що містить вуглеводні, який збільшить продуктивність видобування необхідних продуктів при знижених енергетичних потребах порівняно з відомими способами.
Ще одна задача винаходу - розробити установку для здійснення способу.
В способі сепарації потоку газу, що містить метан, Сг - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу та відносно менш летку фракцію, що містить згадані Со - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти або Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, який передбачає такі етапи: охолодження газового потоку під тиском для утворення охолодженого потоку, розширення цього охолодженого потоку до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, фракціонування цього більш охолодженого потоку при згаданому більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, поставлена задача згідно з винаходом вирішується тим, що він додатково передбачає такі етапи: розділення газу перед охолодженням на газоподібні перший і другий потоки, виведення дистиляційного потоку з верхньої зони ректифікаційної колони і нагрівання цього потоку, стиснення теплого дистиляційного потоку до більш високого тиску та наступне розділення цього потоку на летку фракцію залишкового газу та стиснений потік, який повертають для рециркуляції, поєднання стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, з газоподібним першим потоком для утворення об'єднаного потоку, охолодження об'єднаного потоку з метою практично повної його конденсації, розширення практично повністю конденсованого об'єднаного потоку до більш низького тиску та подачу його в ректифікаційну колону в місці верхнього живлення, охолодження газоподібного другого потоку під тиском до рівня, достатнього для його часткової конденсації, сепарацію частково конденсованого другого потоку для утворення парового потоку та конденсованого потоку, розширення парового потоку до більш низького тиску та подачу його в першому місці живлення, що в середній частині колони, в дистиляційну колону в нижній зоні ректифікаційної колони, розширення принаймні частини конденсованого потоку до згаданого більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в другому місці живлення, що в середній частині колони, при цьому кількість і тиск об'єднаного потоку та кількість Ї температури живильних потоків, що надходять до колони, є достатньо ефективними, щоб підтримувати температуру верхнього погону ректифікаційної колони на рівні, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються.
Установка для сепарації потоку газу, що містить метан, Сг - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, яка включає: перший охолоджувальний засіб для охолодження газу під тиском і утворення охолодженого потоку під тиском, перший розширювальний засіб для приймання принаймні частини охолодженого потоку під тиском і для розширення його до більш низького тиску, в результаті чого згаданий потік ще більше охолоджується, ректифікаційну колону, з'єднану з першим розширювальним засобом, для приймання згаданого ще більше охолодженого потоку, що виходить з розширювального засобу, згідно з винаходом також включає: перший розділювальний засіб, розташований перед першим охолоджувальним засобом, для розділення живильного газу на перший газоподібний потік та другий газоподібний потік, нагрівальні засоби, з'єднані з ректифікаційною колоною, для приймання дистиляційного потоку, який піднімається в ректифікаційній колоні, і для нагрівання його, стискальні засоби, з'єднані з нагрівальними засобами, для приймання нагрітого дистиляційного потоку і стиснення його, другий розділювальний засіб, з'єднаний із стискальним засобом, для приймання нагрітого стисненого потоку і розділення його на летку фракцію залишкового газу та стиснений потік, який повертають для рециркуляції, з'єднувальний засіб для поєднання стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, з першим газоподібним потоком в один об'єднаний потік,
другий охолоджувальний засіб, з'єднаний із з'єднувальним засобом, для приймання об'єднаного потоку і охолодження його до рівня, достатнього для значної його конденсації, другий розширювальний засіб, з'єднаний з другим охолоджувальним засобом, для приймання значно конденсованого об'єднаного потоку і розширення його до більш низького тиску, при цьому другий розширювальний засіб крім того з'єднаний з ректифікаційною колоною для подачі розширеного конденсованого об'єднаного потоку в ректифікаційну колону в місці її верхнього живлення, а перший охолоджувальний засіб з'єднується з першим розділювальним засобом для приймання другого газоподібного потоку і охолодження його під тиском до рівня, достатнього для часткової його конденсації, сепаруючий засіб, з'єднаний з першим охолоджувальним засобом, для приймання частково конденсованого другого потоку і розділення його на пару та конденсований потік, при цьому: перший розширювальний засіб з'єднаний із сепаруючим засобом для приймання парового потоку і розширення його до більш низького тиску, причому перший розширювальний засіб крім того з'єднаний з дистиляційною колоною в нижній зоні ректифікаційної колони для подачі розширеного парового потоку в дистиляційну колону в першому місці живлення в середній частині колони, третій розширювальний засіб з'єднаний із сепаруючим засобом для приймання конденсованого потоку і розширення його до більш низького тиску, при цьому третій розширювальний засіб крім того з'єднаний з дистиляційною колоною для подачі розширеного конденсованого потоку в дистиляційну колону в другому місці живлення в середній частині колони, регулюючий засіб, призначений для регулювання тиску об'єднаного потоку та кількостей і температур об'єднаного потоку, другого потоку і конденсованого потоку, щоб підтримувати температуру верхнього погону колони на рівні, при якому відганяються більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції.
Згідно з даним винаходом виявилось можливим більш, ніж 9595-ве видобування С». Подібним чином, у випадках, коли видобування Сг - компонентів непотрібне, можна зберегти видобування більш, ніж 9595 Сз.
Крім того, даний винахід робить можливою майже 10095-ву сепарацію метану (або Сг - компонентів), більш легких компонентів з Со - компонентів (або Сз - компонентів) та більш важких компонентів при знижених енергетичних потребах порівняно з відомими способами, зберігаючи при цьому такі самі рівні видобування та підвищуючи коефіцієнт безпеки щодо заледеніння двоокису вуглецю. Даний винахід, хоча і може застосовуватися для обробки потоків бідніших газів при більш низьких тисках та теплих температурах, має переваги особливо при обробці більш багатих живильних газів при тисках 600 - 1000 фунтів на кв. дюйм (42,18 - 70,Зкг/см") або вище за умов, що потребують температур верхнього погону колони -110"Е або холодніше.
Для кращого розуміння даного винаходу далі йде посилання на приклади та креслення.
Фіг.3 - схема технологічного процесу установки для обробки природного газу згідно з даним винаходом.
Фіг.4 - графік залежності концентрації від температури для двоокису вуглецю, що показує ефект даного винаходу.
Фіг.5 - схема технологічного процесу, яка показує інший варіант застосування даного винаходу для обробки природного газу.
Фіг.б - графік залежності концентрації від температури для двоокису вуглецю, що показує ефект даного винаходу відносно процесу, показаного на фіг.5.
Фіг.7 - схема технологічного процесу, яка показує інший варіант застосування даного винаходу для обробки природного газу.
Фіг.8 - графік залежності концентрації від температури для двоокису вуглецю, що показує ефект даного винаходу відносно процесу, показаного на фіг.7.
Фіг.9 - 17 - схеми технологічних процесів, що показують інші варіанти реалізації даного винаходу.
До подальшого пояснення описаних вище фігур додаються таблиці, які підсумовують об'ємні швидкості потоків, обчислені для характерних умов процесу. У приведених таблицях значення об'ємних швидкостей потоків (у фунт-молекулах за годину) для зручності заокруглені до найближчого цілого числа. Загальні швидкості потоків, показані в таблицях, враховують всі невуглеводневі компоненти, а, значить, є взагалі більшими, ніж сума об'ємних швидкостей потоків для вуглеводневих компонентів. Показані температури є приблизними значеннями, заокругленими до найближчого градусу. Слід також зазначити, що розрахунки технологічних процесів, виконанні для порівняння процесів, показаних на фігурах, базуються на припущенні, що немає надходження тепла із оточуючого середовища (або в нього) в процес (або з нього).
Таке припущення, звичайне для спеціалістів, є дуже обгрунтованим завдяки якості ізоляційних матеріалів, що є на ринку.
Приклад 1
На фіг.3 показана схема технологічного процесу згідно з даним винаходом. Склад живильного газу та умови, що розглядаються при описі процесу з фіг.3, такі самі, як і для процесів з фіг.1 і 2. В зв'язку з цим, процес з фіг.З можна порівнювати з процесами з фіг.17 і 2, щоб продемонструвати переваги даного винаходу.
При відтворенні процесу з фіг.3 живильний газ входить з температурою 88"Е та тиском 840 фунтів на кв. дюйм (59,05кг/см7) як потік 31 і розділяється на дві частини, потік 32 і потік 35. Потік 32, який містить приблизно 7995 всього живильного газу, входить в теплообмінник 10 і охолоджується в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу, що має температуру -ЗО"Е (потік 42), рідинами кип'ятильника біля основи метановідгінної колони, які мають температуру 25", рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, які мають температуру -71Е, та зовнішнім холодоадагентом - пропаном. Охолоджений потік 32а входить в сепаратор 11 з температурою -50 Е та тиском 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?), в якому пара (потік 33) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 34).
Пара (потік 33) із сепаратора 11 надходить до машини 12 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 12 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?) до робочого тиску (приблизно 305 фунтів на кв. дюйм (21,44кг/см") ректифікаційної колони 18, при цьому таке робоче розширення охолоджує розширений потік ЗЗа до температури приблизно -117"Р. Розширений та частково конденсований потік ЗЗа потім надходить як живлення до дистиляційної колони 18 в місці живлення в середній частині колони.
Конденсовану рідину (потік 34) із сепаратора 11 швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 14, до робочого тиску ректифікаційної колони 18, охолоджуючи потік 34 до температури -957Е (потік З4а). Розширений потік 34а, що виходить з розширювального клапана 14, далі надходить до ректифікаційної колони 18 в місці живлення, розташованому нижче середини колони.
Друга частина (потік 35) живильного газу (решта 2195 живильного газу) з'єднується з частиною залишкового газу (потік 46) з високим тиском, виведеного з головного потоку залишкового газу (потік 39е).
Об'єднаний потік 38 входить в теплообмінник 15 і охолоджується до -23"Е в результаті теплообміну з іншою частиною холодного залишкового газу, що має температуру -ЗО"Е (потік 41), та зовнішнім хладагентом - пропаном. Частково охолоджений потік Зва далі проходить через теплообмінник 16, обмінюючись теплом з холодним дистиляційним потоком 39 з температурою -143"Р, в якому він ще більше охолоджується до температури -136"Р (потік З8в), Утворений в результаті значно конденсований потік З8в потім швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 17, до робочого тиску (приблизно 305 фунтів на кв. дюйм (21 44кг/см2) ректифікаційної колони 18.
Під час розширення частина цього потоку випаровується, в результаті чого охолоджується загальний потік.
В процесі, зображеному на фіг.3, розширений потік 38с, що виходить з розширювального клапана 17, досягає температури -152"Р і надходить до ректифікаційної колони 18 як її верхнє живлення. Парова частина (якщо є) потоку З38с з'єднується з парами, що піднімаються вгору з верхнього ректифікаційного ярусу колони, щоб утворити дистиляційний потік 39, який виводять з верхньої зони колони.
Рідкий продукт (потік 40) виходить з нижньої частини колони 198 з температурою 49"Е і тече для подальшої обробки та/або зберігання. Холодний дистиляційний потік 39 з температурою -143"Е із верхньої секції метановідгінної колони проходить протитечією відносно частково охолодженого об'єднаного потоку
Зва в теплообміннику 16, де він нагрівається до -ЗО"Е (потік З9а), по мірі того, як він ще більше охолоджує та значно конденсує потік З8в. Потік З9Уа холодного залишкового газу потім розділяється на дві частини, потоки 41 і 42. Потік 4А1 проходить протитечією відносно суміші живильного газу і газу, що повертають для рециркуляції, в теплообміннику 15 і нагрівається до 79"Е (потік 41а), по мірі того, як він охолоджує і частково конденсує об'єднаний потік 38. Потік 42 проходить протитечією відносно живильного газу в теплообміннику 10 і нагрівається до 23"Е (потік 42а), по мірі того, як він охолоджує і частково конденсує живильний газ. Ці два нагріті потоки, 41а і 42а, потім знову з'єднуються як потік 39в залишкового газу з температурою 51"Р. Цей об'єднаний потік потім повторно стискають в два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 13, який приводиться в дію розширювальною машиною 12. На другому етапі - за допомогою компресора 19, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає залишковий газ (потік 39с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 20 охолоджений потік 39е розділяється на продукт залишкового газу (потік 47) та потік 46 газу, що повертають для рециркуляції, як описувалось раніше. Продукт залишкового газу (потік 47) надходить до магістрального газопроводу з температурою 88"Е та тиском 835 фунтів на кв. дюйм (58,7кг/см?), з якими його реалізують.
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для процесу, зображеного на фіг.3, наведені в таблиці ПІ.
Чкбжецо ЦІ (ви. З)
Сумарні дан про об'ємні ствндкості нотикію (фут-кмолехулилтом
ГУБИ 1 Мевно | Беи 1 Бреяано | Бен | обер пяти ; ЕК | 7 1735 пт тт ни ! я | Ря2 ЩІ Р | 15 гг ЩЕ а ин Н Й
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 95,0090
Пропан 99,4895
Бутаних 99,9395
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 3329
Стиснення з охолодженням 1897
Всього 5226
Порівняння рівнів видобування та енергетичних потреб, відображених в таблицях І і ПІ, показує, що даний винахід зберігає майже такий самий рівень видобування етану, пропану і бутанів, як і в процесі з фіг.1, але зменшує енергетичні витрати приблизно на 695. Кількість верхнього живлення колони в процесі з фіг.3 (потік З38с) приблизно така сама, як і в процесі з фіг.1 (потік 35с), але в даному винаході значна фракція верхнього живлення складається із залишкового метану, що утворюється в результаті наявності концентрацій Со компонентів у верхньому живленні, які значно менші в процесі з фіг.3. Таким чином, поєднання залишкового метану в потоці 46 газу, що повертають для рециркуляції, з частиною живильного газу дає можливість в даному винаході забезпечувати верхній зрошувальний потік для метановідгінної колони 18, бідніший за вмістом, ніж живильний газ, але кількість якого все ще достатня для ефективного абсорбування С2-- компонентів в парах, що піднімаються вгору через колону.
Порівняння рівнів видобування та енергетичних витрат, відображених в Таблицях ІІ і ПІ, показує, що даний винахід також зберігає такий самий рівень видобування етану, як і в процесі з фіг.2, з аналогічним, приблизно на 695, зменшенням енергетичних потреб. Хоча процес з фіг.2 має дещо вищий рівень видобування пропану (100,0095 проти 99,4895) та бутанів- (100,0095 проти 99,93905), ніж процес з фіг.3, даний винахід (фіг.3) потребує значно менше одиниць обладнання, ніж процес з фіг.2, що веде до значно менших капіталовкладень. Ректифікаційна колона 18 в процесі з фіг.3 також потребує менше контактних ярусів, ніж відповідна колона на фіг.2, що також зменшує капітальні витрати. Зменшення експлуатаційних та капітальних витрат, якого досягають завдяки даному винаходу, є результатом використання маси частини живильного газу для доповнення маси в потоці залишкового метану, що повертають для рециркуляції, з тим, щоб потім мати достатню масу у верхньому зрошувальному живленні метановідгінної колони для використання охолодження, що є в потоці, який повертають для рециркуляції, для ефективного абсорбування Сг компонентів з парів, що піднімаються вгору через колону.
Ще однією перевагою даного винаходу порівняно з відомими способами є зменшення вірогідності заледеніння двоокису вуглецю. На фіг.4 показаний графік залежності між концентрацією двоокису вуглецю та температурою. Лінія 71 відображає умови рівноваги для твердого та рідкого двоокису вуглецю у вуглеводневих сумішах, подібних до таких, які використовують на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 18 на фіг.1 - 3. (Цей графік подібний до графіка, наведеного в статті "Зпогісші то СО» Боішрійу", автори УМагеп Е. Уу/піе, Кап М. Рогепсу та Мей Р. Вацааї, Нуагосагроп Ргосеззіпо, М. 52, рр. 107 - 108,
А!цдиві 1973, але залежність, відображену на фіг.4, для лінії рівноваги між рідкою та твердою фазами обчислили, використовуючи рівняння стану, щоб належним чином пояснити вплив вуглеводнів, важчих за метан.) Температура рідини на лінії 71 чи праворуч від неї або концентрація двоокису вуглецю на цій лінії чи над нею означає умову, що викликає заледеніння. Через зміни в умовах, які звичайно бувають під час переробки газу (наприклад, склад живильного газу, режим, об'ємна швидкість потоку), як правило, необхідно розробляти метановідгінну колону із значним коефіцієнтом безпеки між очікуваними робочими умовами та умовами заледеніння. Досвід показав, що стани рідин на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони, а не стани парів обумовлюють допустимі робочі умови в більшості метановідгінних колон. З цієї причини відповідна лінія рівноваги між паровою та твердою фазами на фіг.4 не показана.
На графіку, що на фіг.4, також зображені криві, які показують умови для рідин на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 18, застосованої в процесах фіг.1 і 2 (криві 72 і 73, відповідно). Для процесу з фіг.1 коефіцієнт безпеки між очікуваними робочими умовами та умовами заледеніння становить 1,17. Тобто збільшення вмісту двоокису вуглецю на 1795 в рідині може викликати заледеніння. Для процесу з фіг.2, однак, частина робочої кривої знаходиться справа від лінії рівноваги між рідкою та твердою фазами, що свідчить про те, що процес з фіг2 не можна провести за цих умов, не зіткнувшись з проблемами заледеніння. В результаті не можна за цих умов проводити процес з фіг.2, оскільки його потенціал збільшення ефективності порівняно з процесом з фіг.1 практично не можна реалізувати, не видаливши принаймні деякої частини двоокису вуглецю з живильного газу. Це, звичайно, значно збільшить капітальні витрати.
Крива 74 на фіг.4 відображає стани рідин на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 18 в даному винаході, показаному на фіг.3. В протилежність процесам з фіг.1 і 2, коефіцієнт безпеки між очікуваними робочими умовами та умовами заледеніння для процесу з фіг.3 становить 1,33. Таким чином, даний винахід допускає майже подвійне збільшення такої концентрації двоокису вуглецю, яку процес з фіг.1 припускає без ризику заледеніння. Більш того, тоді як процес з фіг.2 не дає можливості досягти рівнів видобування, даних в Таблиці Ії, через заледеніння, запропонований даним винаходом процес фактично можна проводити, досягаючи рівнів видобування, навіть більших за рівні, дані в Таблиці ІІ, без ризику заледеніння.
Зсув в робочих умовах метановідгінної колони з фіг.3, позначений кривою 74 на фіг.4, можна зрозуміти, порівнюючи характерні ознаки даного винаходу з відомими процесами, показаними на фіг.1 і 2. Форма робочої кривої для процесу з фіг.1 (крива 72) дуже схожа на форму робочої кривої для даного винаходу.
Головна різниця полягає в тому, що робочі температури ректифікаційних ярусів в метановідгінній колоні в процесі з фіг.3 значно тепліші за температури відповідних ректифікаційних ярусів в метановідгінній колоні в процесі з фіг.1, що позначено значним зсувом робочої кривої процесу з фіг.3З від лінії рівноваги між рідкою та твердою фазами. Більш теплі температури ректифікаційних ярусів в метановідгінній колоні з фіг.З є результатом роботи ректифікаційної колони при значно вищому тиску, ніж в процесі з фіг.1. Однак більш високий тиск колони не спричиняє зниження рівнів видобування Со компонентів, тому що потік 46, який повертають для рециркуляції в процесі з фіг.3, являє собою, по суті, відкритий прямоконтактний цикл стиснення-охолодження для метановідгінної колони, яка використовує частину леткого залишкового газу як робоче середовище, постачаючи необхідне охолодження в процес, щоб перекрити зниження у видобуванні, яким зазвичай супроводжується підвищення робочого тиску в метановідгінній колоні.
Відомий процес (фіг.2) подібний до даного винаходу тим, що він також застосовує відкритий цикл стиснення-охолодження, щоб постачати додаткове охолодження в метановідгінну колону. Однак в даному винаході робоче середовище у вигляді леткого залишкового газу збагачується більш важкими вуглеводнями від живильного газу. В результаті, рідини на ректифікаційних ярусах у верхній секції метановідгінної колони (фіг.3) містять більш високі концентрації вуглеводнів Саж, ніж концентрації відповідних ректифікаційних ярусів у метановідгінній колоні в процесі з фіг.2. Призначення цих компонентів більш важких вуглеводнів (разом із більш високим робочим тиском ректифікаційної колони) - підняти температуру початку кипіння рідин тарілок. Це створює більш теплі робочі температури для ректифікаційних ярусів в метановідгінній колоні з фіг.3, знову зсуваючи робочу криву процесу фіг.3 далі від лінії рівноваги між рідкою та твердою фазами.
Приклад 2
На фіг.3 зображений варіант здійснення даного винаходу, якому віддається перевага, для показаних умов температури і тиску, оскільки цей варіант, як правило, потребує найменшої кількості обладнання та найменших капіталовкладень. Інший спосіб збагачення потоку, що повертають для рециркуляції, показано в іншому варіанті здійснення даного винаходу, зображеному на фіг.5. Склад живильного газу та умови, які розглядаються при описі процесу, представленого на фіг.5, такі самі, як і для процесів з фіг.1 - 3. В зв'язку з цим, процес з фіг.;5 можна порівнювати з процесами з фіг.1 і 2, щоб продемонструвати переваги даного винаходу, а також можна порівнювати з варіантом, зображеним на фіг.3.
При відтворенні процесу з фіг.5 живильний газ надходить з температурою 88"Е та тиском 840 фунтів на кв. дюйм (59,05кг/см?) де потік 31 і охолоджується в теплообміннику 10 в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу з температурою -55"Е (потік 42), рідинами кип'ятильника біля основи метановідгінної колони, які мають температуру 22"Е, рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, які мають температуру -71"Е, та зовнішнім хладагентом - пропаном. Охолоджений потік 31а входить в сепаратор 11 з температурою -45"Е та тиском 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?), в якому пара (потік 33) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 34).
Пара (потік 33) із сепаратора 11 надходить до машини 12 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 12 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см7) до робочого тиску (приблизно 297 фунтів на кв. дюйм (20,88кг/см7) ректифікаційної колони 18, при цьому робоче розширення охолоджує розширений потік ЗЗа до температури приблизно -114"Г. Розширений та частково конденсований потік ЗЗа потім надходить як живлення до дистиляційної колони 18 в місці живлення в середній частині колони.
Конденсована рідина (потік 34) із сепаратора 11 розділяється на дві частини, потоки 36 і 37. Потік 37, який містить приблизно 6795 всієї конденсованої рідини, швидко розширюють до робочого тиску (приблизно 297 фунтів на кв. дюйм (20,88кг/см2) ректифікаційної колони 18, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 14, охолоджуючи потік 37 до температури - 90" Е (потік 37а). Розширений потік 37а, що виходить із розширювального клапана 14, потім надходить до ректифікаційної колони 18 в місці живлення, розташованому нижче середини колони.
Частину залишкового газу з високим тиском (потік 46) виводять з головного потоку залишкового газу (потік 39е) і охолоджують до -25"Е в теплообміннику 15 в результаті теплообміну з іншою частиною холодного залишкового газу з температурою -55"Е (потік 41). Частково охолоджений потік 4ба, що повертають для рециркуляції, потім знову з'єднується з іншою частиною рідини із сепаратора 11, потоком 36, що містить приблизно 3390 всієї конденсованої рідини. Об'єднаний потік 38 далі проходить через теплообмінник 16, обмінюючись теплом з холодним дистиляційним потоком 39 з температурою -142"Е і охолоджується до -135"РЕ (потік Зва). Утворений в результаті значно конденсований потік Зва потім швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 17, до робочого тиску (приблизно 297 фунтів на кв. дюйм (20,88кг/см") ректифікаційної колони 18.
Під час розширення частина потоку випаровується, що в результаті дає охолодження загального потоку. В процесі, зображеному на фіг.5, розширений потік З8в, що виходить із розширювального клапана 17, досягає температури -151"Е і надходить до ректифікаційної колони 18 як її верхнє живлення. Парова частина (якщо є) потоку З8в з'єднується з парами, що піднімаються з верхнього ректифікаційного ярусу колони, щоб утворити дистиляційний потік 39, який виводиться з верхньої зони колони.
Рідкий продукт (потік 40) виходить з нижньої частини колони 198 з температурою 46"Е і тече для подальшої обробки та/або зберігання. Холодний дистиляційний потік 39 з температурою -142"Е із верхньої секції метановідгінної колони проходить протитечією відносно об'єднаного потоку 38 в теплообміннику 16, де він нагрівається до -55"Е (потік З9а), по мірі того, як він охолоджує і значно конденсує потік Зва. Потік З39а холодного залишкового газу потім розділяється на дві частини, потоки 41 і 42. Потік 41 проходить протитечією відносно газу, що повертають для рециркуляції, в теплообміннику 15 і нагрівається до 79"Е (потік 41а), по мірі того, як він охолоджує потік 46, що повертають для рециркуляції. Потік 42 проходить протитечією відносно живильного газу в теплообміннику 10 і нагрівається до 81"Е (потік 42а), по мірі того, як він охолоджує і частково конденсує живильний газ. Ці два нагріті потоки, 41а і 42а, потім знову з'єднуються як потік 39в залишкового газу, що має температуру 81"Р. Цей об'єднаний потік далі повторно стискають в два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 13, що приводиться в дію розширювальною машиною 12. На другому етапі - за допомогою компресора 19, що приводиться в дію допоміжним джерелом живлення, який стискає залишковий газ (потік 39с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 20 охолоджений потік 39е розділяється на продукт залишкового газу (потік 47) та потік 46, який повертають для рециркуляції, як описувалось раніше Продукт залишкового газу (потік 47) надходить до магістрального газопроводу з температурою 88"Е та тиском 835 фунтів на кв. дюйм (58,7кг/см7), з якими його реалізують.
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для процесу, зображеного на фіг.5, наведені в таблиці ІМ.
Таплкох ГУ ск 5
Суюхрої дані при об'ємні окидкості потоків (фувт-кмовекупкгоя)
Пов же | 1олютю | бе | Овна шини шести ши и нити ники МЕС і з ше с ЕС У | СЕ ши жи: шк ни нини шик и се ! Н Н Н і Н
Тоіііінтттніинт інтен віти опти інтен
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 95,0090
Пропан 99,4095
Бутаних 99,9296
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 3960
Стиснення з охолодженням 1515
Всього 5475
Порівняння Таблиць ЇЇ і ІМ показує, що цей варіант здійснення даного винаходу (фіг.5) дає можливість досягати майже таких самих рівнів видобування продукту, як і раніше описаний варіант з фіг.3, хоча потребує більшого використання енергії Якщо даний винахід здійснювати, як у Прикладі 2, але використовуючи частину конденсованої рідини для збагачення потоку, який повертають для рециркуляції, перевага, що стосується уникнення умов, які викликають заледеніння двоокису вуглецю, збільшується порівняно з варіантом, зображеним на фіг.3. На фігб зображено інший графік залежності між: концентрацією двоокису вуглецю та температурою, на якому лінія 71, як і на попередньому графіку, показує умови рівноваги для твердого та рідкого двоокису вуглецю у вуглеводневих сумішах, подібних до тих, які використовують на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 18 на фіг.1, 2, З і 5. Крива 75 на фіг.б представляє умови для рідин на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 193 в даному винаході (фіг.5) та показує коефіцієнт безпеки 1,45 між очікуваними робочими умовами та умовами заледеніння для процесу з фіг.5. Таким чином, цей варіант даного винаходу, можливо, допускає 4590-ве збільшення концентрації двоокису вуглецю без ризику заледеніння. На практиці таке збільшення коефіцієнту безпеки заледеніння, можливо, можна використати для підвищення рівнів видобування Со- компонентів без стикання з проблемами заледеніння, і досягають цього тим, що метановідгінна колона працює при більш низькому тиску (тобто з холоднішими температурами на ректифікаційних ярусах). Форма кривої 75 на фіг.б дуже схожа на форму кривої 74 на фіг.4. Головна різниця полягає в дещо тепліших робочих температурах ректифікаційних ярусів метановідгінної колони з фіг.5 завдяки впливові більш високих концентрацій більш важких вуглеводнів на температури початку кипіння рідини в цьому варіанті, в якому конденсовану рідину використовують для збагачення потоку, що повертають для рециркуляції.
Приклад З
Третій варіант здійснення даного винаходу показаний на фіг.7, в якому для подальшого підвищення ефективності видобування в запропонованому способі використовують додаткове обладнання. Склад живильного газу та умови, що розглядаються для процесу з фіг.7, такі самі, як і для процесів з фіг.1,2, Зі 5.
При відтворенні процесу з фіг.7 використовують схему розділення живильного газу, охолодження та сепарації та схему збагачення потоку, що повертають для рециркуляції, здебільшого такі самі, як і в процесі з фіг.3. Різниця полягає в розміщенні конденсованих рідин, що виходять із сепаратора 11 (потік 34). Замість швидкого розширення рідкого потоку та спрямування його безпосередньо до ректифікаційної колони в місці живлення, розташованому нижче середини колони, можна застосувати так званий спосіб самоохолодження для охолодження частини рідин з тим, щоб вона змогла стати ефективним живильним потоком для зони, розташованої вище середини колони.
Живильний газ входить з температурою 88"Е та тиском 840 фунтів на кв. дюйм (59,05кг/см?) як потік 31 розділяється на дві частини, потік 32 і потік 35. Потік 32, що містить приблизно 7995 всього живильного газу, входить в теплообмінник 10 і охолоджується в результаті теплообміну з частиною холодного залишкового газу з температурою -26"Е (потік 42), рідинами кип'ятильника біля основи метановідгінної колони, які мають температуру 23"Е, рідинами бічного кип'ятильника метановідгінної колони, які мають температуру -57"Е, та зовнішнім холодоадагентом - пропаном. Охолоджений потік 32а входить в сепаратор 11 з температурою -
З8Е та тиском 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?), де пара (потік 33) відокремлюється від конденсованої рідини (потік 34).
Пара (потік 33) із сепаратора 11 надходить до машини 12 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію. Машина 12 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 825 фунтів на кв. дюйм (58кг/см?) до робочого тиску (приблизно 299 фунтів на кв. дюйм (21,02кг/см7) ректифікаційної колони 18, причому таке робоче розширення охолоджує розширений потік ЗЗа до температури приблизно -106"Р. Розширений і частково конденсований потік ЗЗа потім надходить як живлення до дистиляційної колони 18 в місці живлення в середній частині колони.
Конденсована рідина (потік 34) із сепаратора 11 спрямовується в теплообмінник 22, де вона охолоджується до -115"Е (потік З4а). Переохолоджений потік З4а потім розділяється на дві частини, потоки 36 і 37. Потік 37 швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 23, до тиску, трохи вищого за робочий тиск ректифікаційної колони 18. Під час розширення частина рідини випаровується, охолоджуючи загальний потік до температури -122"РЕ (потік
З7а). Цей швидко розширений потік 37а потім спрямовується в теплообмінник 22, щоб забезпечити охолодження потоку 34, як описувалось раніше. Утворений в результаті нагрітий потік 37в з температурою - 45"Е після цього надходить до ректифікаційної колони 18 в місці живлення, розташованому нижче середини колони. Іншу частину переохолодженої рідини (потік 36) також швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 14. Під час швидкого розширення до робочого тиску метановідгінної колони (приблизно 299 фунтів на кв. дюйм (21,02кг/см?) частина рідини випаровується, охолоджуючи загальний потік до температури -123"Е (потік Зба). Швидко розширений потік Зба потім надходить до ректифікаційної колони 18 в місці живлення, розташованому вище середини колони, над місцем живлення потоку З3За, розширеного в результаті робочого розширення.
Друга частина (потік 35) живильного газу (решта 2195 живильного газу) з'єднується з частиною залишкового газу з високим тиском (потік 46), відведеного від головного потоку залишкового газу (потік
З9е). Об'єднаний потік 38 входить в теплообмінник 15 і охолоджується до -19"Е в результаті теплообміну з іншою частиною холодного залишкового газу з температурою -26"Е (потік 41) та зовнішнім холодагентом - пропаном. Частково охолоджений потік З8а потім проходить через теплообмінник 16, обмінюючись теплом з холодним дистиляційним потоком 39 з температурою -144"Р, в якому він ще охолоджується до -1377Е (потік З8в). Отриманий в результаті значно конденсований потік З8в далі швидко розширюють, пропускаючи через відповідний розширювальний пристрій, наприклад розширювальний клапан 17, до робочого тиску (приблизно 299 фунтів на кв. дюйм (21,02кг/сме) ректифікаційної колони 18. Під час розширення частина потоку випаровується, охолоджуючи в результаті загальний потік. В процесі, показаному на фіг.7, розширений потік З8с, який виходить із розширювального клапана 17, досягає температури -153"Е і надходить до ректифікаційної колони 18 як її верхнє живлення. Парова частина (якщо є) потоку З8с з'єднується з парами, що піднімаються з верхнього ректифікаційного ярусу колони, щоб утворити дистиляційний потік 39, який виводиться із верхньої зони колони.
Рідкий продукт (потік 40) виходить з нижньої частини колони 198 з температурою 46"Е і тече для подальшої обробки та/або зберігання. Холодний дистиляційний потік 39 з температурою -144"Е, що виходить з верхньої секції метановідгінної колони, проходить протитечією відносно частково охолодженого з'єднаного потоку Зва в теплообміннику 16, де він нагрівається до -26"Е (потік З9а), по мірі того, як він ще більше охолоджує і значно конденсує потік З8в. Потік 39а холодного залишкового газу потім розділяється на дві частини, потоки 41 і 42. Потік 4А1 проходить протитечією відносно суміші живильного газу та газу, що повертають для рециркуляції, в теплообміннику 15 і нагрівається до 79"Е (потік 41а), по мірі того, як він охолоджує і частково конденсує об'єднаний потік 38. Потік 42 проходить протитечією відносно живильного газу в теплообміннику 10 і нагрівається до 79"Е (потік 42а), по мірі того, як він охолоджує і частково конденсує живильний газ. Ці два нагріті потоки, 41а і 42а, потім знову з'єднуються в один потік 39в залишкового газу з температурою 79"Р. Цей об'єднаний потік далі повторно стискають в два етапи. На першому етапі - за допомогою компресора 13, який приводиться в дію розширювальною машиною 12. На другому етапі - за допомогою компресора 19, який приводиться в дію допоміжним джерелом живлення і стискає залишковий газ (потік 39с) до магістрального тиску, з яким його реалізують. Після охолодження у випускному охолоднику 20 охолоджений потік 39е розділяється на продукт залишкового газу (потік 47) і потік 46, що повертають для рециркуляції, як описувалось раніше. Продукт залишкового газу (потік 47) тече до магістрального газопроводу з температурою 88"Е та тиском 835 фунтів на кв. дюйм (58,7кг/см?), з якими його реалізують.
Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для процесу, показаного на фіг.7, наведені в таблиці М.
Хаблимя ХХ
ІФ З
Сумарні дом лро кеюні вкинкоіа потові іфунт-молекулнл ою
Соляко 00 Меяко 10 0 Пронано | Бінави 00 Вб нин нин ни жи нити шик пн нн нс НИ
Га соми А и: НО плн шжшжлишши аю ар рю р
Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків)
Етан 95,0090
Пропан 99,5090
Бутаних 99,9395
Потужність (у кінських силах)
Стиснення залишкового газу 3516
Стиснення з охолодженням 1483
Всього 4999
Порівняння Таблиць ПП і М показує, що цей варіант даного винаходу (фіг.7) дає можливість досягати майже таких самих рівнів видобування продукту, як і раніше описаний варіант з фіг.3, потребуючи при цьому навіть менших енергетичних витрат (тобто приблизно на 1095 менше, ніж потребують відомі процеси, зображені на фіг.1 і 2). Крім того, перевага, що полягає в уникненні умов заледеніння двоокису вуглецю, збільшується порівняно з варіантами, зображеними на фіг.3 і 5. На фіг.8 показаний інший графік залежності між концентрацією двоокису вуглецю та температурою, при цьому лінія 71, як і раніше, представляє умови рівноваги для твердого та рідкого двоокису вуглецю у вуглеводневих сумішах, подібних до тих, які використовують на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 18 на фіг.1, 2, 3, 5 і 7. Крива 76 на фіг.8 зображує умови для рідин на ректифікаційних ярусах метановідгінної колони 13 в даному винаході, показаному на фіг.7 і показує коефіцієнт безпеки 1,84 між очікуваними робочими умовами та умовами заледеніння для процесу з фіг.7. Таким чином, цей варіант даного винаходу допускає збільшення концентрації двоокису вуглецю на 84905 без ризику заледеніння. На практиці таке підвищення коефіцієнту безпеки можна використати для підвищення рівнів видобування Со компонентів без зіткнення з проблемами заледеніння, в результаті роботи метановідгінної колони при більш низькому тиску (тобто з холоднішими температурами на ректифікаційних ярусах). Концентрації двоокису вуглецю для кривої 76 на фіг.8 значно нижчі, ніж концентрації для кривої 74 на фіг.4. Це сталося завдяки абсорбції двоокису вуглецю компонентами важких вуглеводнів у живленні (потік Зба), яке надходить до частини, розташованої вище середини колони, при цьому абсорбція запобігає концентруванню двоокису вуглецю у верхній секції метановідгінної колони в процесі з фіг.7 в тій кількості, в якій це відбувається у попередніх варіантах.
Інші варіанти
Згідно з даним винаходом збагачення потоку, який повертають для рециркуляції, більш важкими вуглеводнями можна здійснювати декількома способами. У варіантах з фіг.3 і 7 таке збагачення здійснюють, змішуючи частину живильного газу з газом, який повертають для рециркуляції, перед будь- яким охолодженням живильного газу. У варіанті фіг.5 збагачення здійснюють, змішуючи газ, який повертають для рециркуляції, з частиною конденсованої рідини, яка утворюється після охолодження живильного газу. Як показано на фіг.9, збагачення можна, навпаки, здійснювати, змішуючи газ, що повертають для рециркуляції, з частиною (потоком 35) пари, що залишається після охолодження і часткової конденсації живильного газу. До того ж, збагачення, показане на фіг.9, можна збільшити, також перемішуючи всю конденсовану рідину (потік 36) або її частину, яка утворюється після охолодження живильного газу. Частину, що залишилась (якщо є), конденсованої рідини (потік 37) можна використати для охолодження живильного газу або для іншої теплообмінної функції перед етапом розширення або після нього перед тим, як надіслати до метановідгінної колони. В деяких варіантах розділення пари можна здійснювати в сепараторі. Як варіант, сепаратор 11 в процесах, показаних на фіг.9, може не знадобитися, якщо живильний газ відносно бідний.
Як показано на фіг.10, збагачення також можна здійснювати, змішуючи газ, що повертають для рециркуляції, з частиною живильного газу перед охолодженням або після охолодження, але раніше будь- якої сепарації рідин, які можуть конденсуватися з живильного газу. Будь-яку рідину, яка конденсується (потік 34) з живильного газу, можна розширити та подати в метановідгінну колону, або можна використати для охолодження живильного газу або для іншої теплообмінної функції перед етапом розширення або після нього перед тим, як надіслати до метановідгінної колони. Сепаратор 11 в процесах, показаних на фіг.10,
може не знадобитися, якщо живильний газ відносно бідний.
В залежності від відносних температур та кількостей окремих потоків, два або більше живильні потоки або їх частини можна з'єднувати і з'єднаний потік потім подавати в місце живлення в середній частині колони. Наприклад, як показано на фіг.9, частину, що залишилась, конденсованої рідини (потік 37) можна швидко розширити за допомогою розширювального клапана 14, а потім весь швидко розширений потік 37а або його частину поєднати принаймні з частиною потоку ЗЗа, розширеного в результаті робочого розширення, щоб утворити об'єднаний потік, який потім надходить до колони 18 в місці живлення в середній частині колони. Аналогічно, як показано на фіг.10 і 11, весь швидко розширений потік (потік З4а на фіг.10, потік Зба на фіг.11) або його частину можна поєднати принаймні з частиною потоку ЗЗа, розширеного в результаті робочого розширення, щоб утворити об'єднаний потік, який потім надходить до колони 18 в місці живлення в середній частині колони.
Приклади даного винаходу, проілюстровані на фіг.3, 5, 7, 9, 10 ї 11, показують відведення потоку 46, який повертають для рециркуляції, після того, як дистиляційний потік 39 нагрівся в результаті теплообміну з живильними потоками і його було стиснуто до магістрального тиску. В залежності від розміру установки, вартості устаткування, наявності на ринку тощо, може бути вигідним відведення потоку 46, який повертають для рециркуляції, після нагрівання, але перед стисненням, як показано на фіг.12. В такому варіанті можна застосувати окремий компресор 24 та випускний охолодник 25, щоб підвищити тиск потоку 46бв, який повертають для рециркуляції, з тим, щоб його можна було потім поєднати з частиною (потоком 35) живильного газу. Як варіант (фіг.13), потік 46, що повертають для рециркуляції можна вивести з дистиляційного потоку 39 або перед нагріванням, або перед стисненням. Потік 46, що повертають для рециркуляції, можна засосувати для постачання охолодження частині живильного газу, потім спрямувати в окремий компресор 24 та випускний охолодник 25 для підвищення тиску потоку 464, який повертають для рециркуляції, щоб його можна було поєднати з частиною (потоком 35) живильного газу.
Приклади, представлені вище, всі передбачають застосування даного винаходу, коли тиск живильного газу та тиск залишкового газу практично однакові. В ситуаціях, коли це не так, однак, можна застосувати підвищення тиску потоку з низьким тиском згідно з даним винаходом. Деякі з інших варіантів застосування даного винаходу в таких ситуаціях зображені на фіг.14 - 16, що показують підвищення тиску газу, який повертають для рециркуляції, живильного газу та конденсованих рідин, відповідно.
Згідно з даним винаходом використання зовнішнього охолодження додатково до охолодження, що надходить від інших потоків, які беруть участь в процесі, може виявитись непотрібним, зокрема у випадку, коли живильний газ бідніший за живильний газ, застосований у Прикладі 1. Використання та розподіл рідин метановідгінної колони для теплообміну, що відбувається під час процесу, та конкретне розташування теплообмінників для охолодження живильного газу слід визначати для кожного конкретного застосування, так само, як і вибір потоків, що беруть участь у процесі, для окремих теплообмінних функцій.
Рідину з високим тиском на фіг.3 (потік 34) і першу частину рідини з високим тиском на фіг.5 (потік 37) можна використати для охолодження живильного газу або для іншої теплообмінної функції перед етапом розширення або після нього, але перед надходженням до метановідгінної колони. Як показано на фіг.17, потік ЗЗа, розширений в результаті робочого розширення, також можна використати для охолодження живильного газу або іншої теплообмінної функції перед надходженням до колони.
Запропонований даним винаходом спосіб також можна застосувати для обробки газових потоків, коли потрібне видобування тільки Сз - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів (компонентів Сг - компонентів та більш легких компонентів у залишковий газ). Через більш теплі робочі умови процесу, пов'язані з операцією видобування пропану (повернення етану), схема охолодження живильного газу, як правило, відрізняється від схем для випадків видобування етану, показаних на фіг.3, 5, 7, 9 - 16. На фіг.17 показане типове застосування даного винаходу, коли потрібне видобування тільки Сз - компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів. При використанні колони у функції етановідгінної колони (повернення етану) температури кип'ятильників ректифікаційної колони значно тепліші, ніж при використанні у функції метановідгінної колони (видобування етану). Як правило, через це стає неможливо повторно кип'ятити колону, використовуючи живильний газ установки, як це зазвичай роблять при видобуванні етану. Тому, як правило, використовують зовнішнє джерело для тепла, яке витрачається на випаровування флегми на нижній тарілці безперервної колони. Наприклад, частину стисненого залишкового газу (потік 394) можна іноді використовувати для забезпечення необхідного тепла, яке витрачається на випаровування флегми на нижній тарілці колони. В деяких випадках частину рідини, що стікає з верхньої, холоднішої секції колони, можна відвести і використати для охолодження живильного газу в теплообміннику 10, а потім повернути в колону, в нижню, теплішу секцію, максимально використовуючи тепло колони і знижуючи до мінімуму потреби у зовнішньому підігріві.
Слід також визнати, що відносна кількість живлення, яка міститься в кожному відгалуженні живильних потоків колони, буде залежати від кількох факторів, в тому числі від тиску, складу живильного газу, кількості тепла, яке можна економко здобути з живлення, та величини допустимої потужності. Збільшення живлення, яке подають у верхню частину колони, може збільшити видобування, але зменшить енергію, яку можна отримати від розширювальної машини, в результаті чого збільшаться енергетичні потреби для повторного стиснення. Збільшення живлення в нижній частині колони знижує енергетичні витрати, але може знизити і рівень видобування продукту. Місцям подавання живлення в середній частині колони, зображеним на фіг.3, і 7, віддається перевага для описаних робочих умов проведення процесів. Однак відносні місця подавання живлення в середній частині колони можуть мінятися в залежності від складу впускного газу або інших факторів, наприклад від заданих рівнів видобування та кількості рідини, утвореної під час охолодження живильного газу. На фіг.3, 5 і 7 показані варіанти, яким віддається перевага, для зазначених складів та режиму тиску. Хоча розширення окремого потоку показане в конкретних розширювальних пристроях, можна застосовувати інші розширювальні засоби, де це доцільно. Наприклад, умови можуть гарантувати робоче розширення значно конденсованого потоку (З8в на фіг.З і 7, Зва на фіг.5).
Хоча були описані варіанти здійснення даного винаходу, яким віддається перевага, спеціалістам зрозуміло, що можливі видозміни, наприклад для того, щоб пристосувати даний винахід до різних умов, типів живлення та інших вимог, але в межах об'єму даного винаходу, суть якого визначається формулою винаходу. 12 19 20 зад о З39е т те З г ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ гдрЗ СРО род
ЖК зЗЗс 23 В -1499г з96тВО г во дощ ПІДЕ за А 410 і і, З9о Д
Щ 17 тла 257 -1696Е -1429 -15896
А тв. й ах е» тва зв Х За 16 ЗБ 12 З5е СЕКЦІЯ СЕПАРАЦІЇ
ОВІсЕ ї; -42 е- Го ши ада Лі 3 й 55 7 піз ст 3ЗЗа 250 19 у - м РЕА
ВПУСКНИЙ У вве щі хв Пікова пог 825 Мя і
ГАЗ 840 гот РА 8
РЕА 32 Зга 1 РЕКТИФІКАЦІЙНА: 18Ь
А Л Л --2 КОЛОНА . ' ля 14 МЕТАНОВІДГІННА са х Ай -029 СЕКЦІЯ 34 3З4а - -709Е й «а Цещ Й ії кі
РА - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ чи;
ФІГ. 1 40 ЩІ
РІДКИЙ ПРОДУКТ «З Я (ВІДОМІ СПОСІБ І УСТАНОВКА) ЗЕ 2 13 зва 47 т дн ек зви кексу НИ - п ср г сі зе 46 41 ха ДІ зве С ї; ог тавек РО -1699р скідній б атноть
ІЗ Доба 4бЬ 4ве - 799у ІЙ 41а-3 -5ВОЄ воеЕ І 799 43а 45 -409г Ти -овег -42 - ЯА-5- ут ТТ Я о «-1- с - зв Б яло Я у 44 390 42а / о 197 2. -2еЕ . са ЛАБ й у твасн,,
ЩОоозв їв-ї73 За 15 35 35е
Де щі 12
М єс аво-івІег оС 15 А 35 7 -Мвег 7276
Іо ці сот «Фа ЗЗа РА
З о ваш - - - - -2 479 і впУСКНИЙ вве ве ВХ ВК ІПІ2 222223 вай г вв че ІВ "3 РЕА 32 КВ А Р - 5 З?а м 13
Д Д | -- й
Ці 14 с ї щ -9БЕ 54 З4а ел -лер ло - 192 Й щ БУМ щ
РБІА - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ ек
ФІГ. 40 2 РІДКИЙ ПРОДУКТ «ці - у (ВІДОМІ СПОСІБ ї УСТАНОВКА) Аг
12 19 20 та зва вве 47 І
Пи 535 ВВА ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ гу сплео З3Зе
НІВ -46 і; / -39с ь-5 п - -14395рг - 1 нев зв м Р яд ІМЕ 5 з і 41а і 17 З9а с ВБоЕ - Зеє Її 17 «ше
І 2 -1369Е -15292
А щ ст - С в З р» зво 15 ва 16 звь зве
І
0 2У й, -42 12 420 я з ЛА 33 7 валклі ДИ 35--15 ст ЗЗа 305 и у м РА зі о іш о о, савпо - впускний 2. В87Е юс тах ППО ІГІІІ0І1| ЗЕ, 825 дя ів
ГАЗ вч Гінік НИЩИ лій ЗИ лін
РЕА 52 320 и і й - чик; щу т 14 - а рія 5 щ 34 Зо «і -тег
Є ІЗЗеЕ й ї й заг
РБІА - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ шЩ-2ШЗ3577 40 ТИ
Й ПРОДУКТ -«ч
Фіг. З РІДКИЙ ід татЕ 20 - 5-2 о лк о о -. ЛІНІЯ РІВНОВАГИ - МІЖ ТВЕРДОЮ ТА - х РІДКОЮ ФАЗАМИ
М 7 бу - 10 А- - - - Є - - 2 -- 2 - -5 5 -- 2 - - - - - - - - - 2 - -- Є - - -
Й ї Ша М ян 73 - - , - -
Е Ши У їм « « ту м м - 8 їх - Ми М У
Ф В М
5 ах - - У ш они чи й ЩО шк -10 -120 -140 -60
ТЕМПЕРАТУРА, "ТЕ
Фіг. 4
12 19 20 й заа ввег 47 й
У ВЗ РЕА РЕА ЗАПИВЧКОВИЙ ГАЗ
! х сл» 39е є 46
К З9с 135 й . -1429рг
ЗБИВ твер я -5Бег з А сс «3 - ! 410 39о і
Щ г 25 ве ; 13596є У 1519 - р о ре аю, 12 4ба 386 ЗВа зВь г 12 а ВІТ 42 я ов 428 Л і 33 пла р с 7 З3За 297 10 щу 2-3 хі РА ' напроти не щи НІ впускний З вв'є р» ІІІ 35Є р ве ззУ я 18
ГАЗ ва Глйні ШИ бали НИ манні зі
РА Й Д Л " і--- ї М 6757 ти Гете й із я вага - --й а 37 37а - -еЕ 17 ДН ч 1
РБІА - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ іно 40 й
Фіг. 5 РІДКИЙ ПРОДУКТ. «чі ав 20 - - ЛІНІЯ РІВНОВАГИ я МІЖ ТВЕРДОЮ ТА
РІДКОЮ ФАЗАМИ й 71 -е й ЖШ- - я тклхьяй я т КО - о
З . о о 5 І7 5)
Е
75 2 1 - - (4 - « 1: -100 -120 -140 -160
ТЕМПЕРАТУРА, ЗЕ
Фіг. 6
12 13 399 20 вав 47 І п ВЕ в ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ г сст Зв ТА їЕ 799 ло -46 щі 3З9с
Звь -- Що ш -1449г 13 й 9 я -2652Е за її
Й Л
41а А зЗ9а і; М 17 М у або щ пто- ні:Мй ш с -1372Е бос ІБ
ЗВ 15 НІШ ЗВа Ів звь зас
Щі Я -42 -12439г щ 3535-2175 12 з
Су ДА ши 7 ів ДА 35 -їо6г г»! 299 з вв 17 и мк: НИ М - я - 5 - о впускний вв'є -1 ах ЩІ ЗВ'г 825 і 23 як ів
ГАЗ вао пт ст пгт РА - -12296р, 36
РА 32 32о поз Я го
В у со Шо 37о 37 ї -159Е » о 34 340 22 у -459Е -5797 З7ь ї -299г я 239Е й у Аве
Ко
РБІА - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ 40 І
РІДКИЙ ПРОДУКТ «І
ФІГ. 7 я щі 46 20 р------ ---- ІІ - з ЛІНІЯ РІВНОВАГИ це МІЖ ТВЕРДОЮ ТА
Шо я РІДКОЮ ФАЗАМИ щи й 7 м 10|-- 5 5 ж4-Я- 5 2 Є; - 6 Ж '- ж-я - я т т! - - - ш о
Е -
З
85 їн щ т 76 . гу - 2 1 пос - - - ЩІ - що -120 -140 -160
ТЕМПЕРАТУРА, бЕ
Фіг. 8 і2 ТЗ зва о 47
НИ за ПІ із ее ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ
НИ з сухо» ЗЗе с -Е. А -465 - зос іч лі 13 й - 395 - «4 росте 359 я / Д зда
І
-й рю дю або Я тов ів зво звь 35- ! 12 єї 42 2 г» д Л й 7 42а 331 г» ча 32 ! те 3За
У в-- І м 31 ше -- - - - 5 ! ! | ч-- І
ВПУСКНИЙ са нн іні нантейннн рт» | ЗБ 13 Н 18
ГАЗ сл тт тт Зіа ! Ми ! !
КІ й А - ! ни ' ви ' г і щі 34 37 37а учи ан ше ох, 40 (
РІДКИЙ ПРОДУКТ -«
Фг. 9 й д й ТЗ зва о 47
НІ - Ж ЗАПИШКОВИЙ ГАЗ
Н у сп» 59е 1С -46 що - зас 7 єЯА- У (-- хвш тт т хи - з9ь- ні 5 А
Кк їв т й 41а зЗа
ЧІ
--рБж з с я Гея х з С 4 Е» и 15 й І ЗВ 16 ЗВо ЗВЬ і І І 12 : й а Л ше ' Д 7 оо | зз : : ! ! ! Я. 53
І 10 1 І 1 --3 у / І
І і 27 ' ' : Н |! я! І шт -ї І! І І 1 що І влУсКнИй я не ПІП ІІШІ р» 0 т р» і 13 І 18 гля ст за ки !
Л. І
Д і -- у ля 14 І гав 00х і удо
З й 34 340 у
ОО
М т щшщ870Иу3
Фіг. 10 РІДКИЙ ПРОДУКТ
12 19 зва 20 47
НИ що ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ
У сет ЗЗе гло -АБ зас 59ь 13 й З 0-2 ть Я Я « и Я Я (« Я Я с с 39
Ї «1ед Ї ге зда її - І 17 т
І/ с-а -ке ШИ Ез» С вай Еге» й Ооозво 5-7 ЗВо и звь зве
ДА 12 у 42 й Її 7 3 ЛА 420 я ря
Д
4 (і а Збва в 31 чи впускний а уз тн ЕХ Ів
ГА 39 зба - г 36 й щу й і шк у З7о 377 ' о, 34 272 І 34а
З7ь "ня
Ц7 - чини, 1
ВІДКИЙ ПРОДУКТ «ч В
Фіг. 11 В д 12 19 478 20 47с т ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ
Н х схо»
Те / пи "ние 470 І 24 два 47 ер їз с сот
Дав ЛІ -465 заь- І | вх ве є ді 49 Ді,
Д 7 Д ДА 3Зо
Ї ЩІ 17 ть щу ня за - ШО - ва г -ї ЗВо 16 ЗВ 12 ЗВ 42а і Я 33 : -
ЗВ ЩІ іщи грі з3а
З ииррирЕрфПЬриивищици у Н впУСКНИЙ з - Ди р-х ср Ів
ГАЗ тт т гл 32 32а 1 Із
АГ д -щ0ш2О0ЗН6О щу ф 14 ваг з 34 340 1 й
ДИ щи - 40 ЩІ
РІДКИЙ ПРОДУКТ «ец -
Фіг. 12
Ка 13 47420 47е
К у ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ гу? сет абс 24 - 215 3Б 15 : с ско о -ї 46 39 ГХ
Ї, Й 4бь 17 (и Аба ле о --а шу--1 7 при Й шк й 464 А ЗВ СІЛ15 0 ЗВ нина звь ЗВе
І й чл (Ї
С 47 12 47ь і і се з 10 1 ніш 53 и щ зм ника м 33а
ВПУСКНИЙ ре» ре СТІ 22 Т2Т- ча кі Ів
ГАЗ 37 тт ст тил ч--8 1 13
А Л --ЬИ8И2Ь те 14 4 ге с в "г с-ОИ03207- т
Фіг 13 РІДКИЙ ПРОДУКТ 4 й 9 зва о 47 І н І» КНАНА-Ш2НЯЄ Ш - - ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ
У со З в (7 --39с -45 їй 25 4Ба тА 13 абс 3965 і ! -- ча-тр---- 39 1 Здо Г ; 5 : ран --- з в: Ге» ) зво 1з-жг і ЗВо 16 ЗВь 192 ЗВе у 42 ге 42а ї с Ці 33 н 35-- їв ЛЯ пить 45 но 31 бий. тинняня й у ! а впУСКНИЙ -» ре - сс г-з , ів
ГАЗ 372 і жи і ж. пт 32а зі дя
Д Ду - ш-и- і т 14 ра Е» 34 34а я вся
ДИ
Кн 40 і
Фіг. 14 РІДКИЙ ПРОДУКТ «З
12 19 70 з9а 47 - т а -- -р-- ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ р вт с-т» ЗЗе
МТМ Й ні -46 і - -49с 15 й с зоь В й - 5 ) ї т 3ва
М, 0-4 й й й Й 5, я й «і сто» У Зв Сртдам15 Зо 16 ЗВьЬ ЗВс
Ї |. у Ії
ШІ с 12
З
- ! 472 К ге»
Й
42а 33 рт» нь у т-52- 55а
М с--Ш---------2 ї і впуркний я рр нт ння ра че 18 52 тт - тт З2а и 15 ї Д ЛА сС0и-л у і 14
Су а г 34 З4а 1 щи
М - чаня,
РІДКИЙ ПРОДУКТ "Я
ФІГ. 15 2 1 зоч о 47 Й
НІ де -- ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ
Н х ко сто 3Зе
Г 1 46 ї 39с з й ва
З9Ь є ; с нс -- 39 ДІ. й 41а і зва вх т І 17
ІН; -Е пи дя 18 4ва ВК зв 15 ЗВо звь
Збо
Я 42 12 420 я
Я» 1 10 й, «ь СО й зі - м Напри ропи: ЖК --коа х ; а
ВПУСКНИЙ нен ПП ПІПІ0П 2101 ча
ГАЗ тт -- тт - 18
Л, Ді Ж шт 13 у Г 14
С | ге» 4 г»
ЩІ й
Я й знана п в п п ПП п В п п п п т о п о по п по нн пп й нн и
Ов,
Й 40 щі
РІДКИЙ ПРОДУКТ «ее -
Фіг. 16
С ТЗ заа 47 ни а т ре». ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ ! у а со З9е и А Ї 46 щ зос
Ге» М; 13 й В зв яка за її / ДА 3 А
МІ ш-а ся й яд " г зВа 16 звь ЗВе
І й й
Й се з3ь 12 42а Д Й 33 ТА -! сс... в 33 Ї Ї -- «с зЗ3а ї І впускний З! щ ШТ р "Я ів-
ГАЗ щі й пт птл - 37 10 32а 13 ні Д Й ешщивх щ
С за ї зі
ЩІ
«І в: 3З4а се -Ї «др --5257 40 ТЯ
РІДКИЙ ПРОДУКТ як -
Фіг. 17
Claims (31)
1. Спосіб сепарації потоку газу (31), що містить метан, Со - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, на летку фракцію (47) залишкового газу та відносно менш летку фракцію (40), що містить згадані Со - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти або Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, який передбачає такі етапи: охолодження газового потоку під тиском для утворення охолодженого потоку, розширення цього охолодженого потоку до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, фракціонування цього більш охолодженого потоку при згаданому більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, який відрізняється тим, що додатково передбачає такі етапи: розділення газу перед охолодженням на газоподібні перший (35) і другий (32) потоки, виведення дистиляційного потоку (39) з верхньої зони ректифікаційної колони (18) і нагрівання (10, 15, 16) цього потоку, стиснення (13, 19) теплого дистиляційного потоку до більш високого тиску та наступне розділення цього потоку на летку фракцію (47) залишкового газу та стиснений потік (46), який повертають для рециркуляції, поєднання стисненого потоку (46), який повертають для рециркуляції, з газоподібним першим потоком (35) для утворення об'єднаного потоку (38), охолодження (16) об'єднаного потоку з метою практично повної його конденсації, розширення (17) практично повністю конденсованого об'єднаного потоку (38) до більш низького тиску та подачу його (38с) в ректифікаційну колону (18) в місці верхнього живлення, охолодження (10) газоподібного другого потоку (32) під тиском до рівня, достатнього для його часткової конденсації, сепарацію (11) частково конденсованого другого потоку (32а) для утворення парового потоку (33) та конденсованого потоку (34), розширення (12) парового потоку (33) до більш низького тиску та подачу його (З3а) в першому місці живлення, що в середній частині колони, в дистиляційну колону в нижній зоні ректифікаційної колони (18), розширення (14) принаймні частини конденсованого потоку (34) до згаданого більш низького тиску і подачу його (34а) в дистиляційну колону в другому місці живлення, що в середній частині колони, при цьому кількість і тиск об'єднаного потоку та кількість 1 температури живильних потоків, що надходять до колони, є достатньо ефективними, щоб підтримувати температуру верхнього погона ректифікаційної колони на рівні, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції (40) відганяються.
2. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що додатково передбачає: охолодження нерозділеного газового потоку до рівня, достатнього для його часткової конденсації, сепарацію частково конденсованого газового потоку для утворення парового потоку 1 конденсованого потоку, поєднання стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, принаймні з частиною конденсованого потоку для утворення об'єднаного потоку, розширення парового потоку до більш низького тиску 1 подачу його в дистиляційну колону в місці живлення в середній частині колони.
3. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що додатково передбачає: охолодження газового потоку перед розділенням його на перший і другий потоки, розширення другого потоку до більш низького тиску після згаданого розділення, подачу розширеного другого потоку в дистиляційну колону в місці живлення в середній частині колони.
4. Спосіб за п. 2, який відрізняється тим, що додатково передбачає: розділення парового потоку на газоподібні перший і другий потоки, поєднання стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, з газоподібним першим потоком для утворення об'єднаного потоку, розширення газоподібного другого потоку до більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в першому місці живлення, розташованому в середній частині колони, розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в другому місці живлення, розташованому в середній частині колони.
5. Спосіб за п. 4, який відрізняється тим, що додатково передбачає: поєднання стисненого потоку, який повертають для рециркуляції, з газоподібним першим потоком та принаймні частиною конденсованого потоку для утворення об'єднаного потоку, 1 розширення газоподібного другого потоку до більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в місці живлення, розташованому в середній частині колони.
б. Спосіб за п. І, який відрізняється тим, що додатково передбачає охолодження газоподібного другого потоку, наступне розширення його до більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в місці живлення, розташованому в середній частині колони.
7. Спосіб за п. 3, який відрізняється тим, що додатково передбачає: охолодження другого потоку до рівня, достатнього для його часткової конденсації, сепарацію частково конденсованого другого потоку для утворення парового потоку 1 дистиляційного потоку, розширення парового потоку до більш низького тиску 1 подачу його в дистиляційну колону в першому місці живлення у середній частині колони, 1 розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску і подачу його в дистиляційну колону в другому місці живлення у середній частині колони.
8. Спосіб за п. 2 або 5, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску і наступну подачу його в дистиляційну колону в другому місці живлення у середній частині колони.
9. Спосіб за будь-яким з пунктів І, 4 або 7, який відрізняється тим, що додатково передбачає: охолодження конденсованого потоку і наступне розділення його на першу і другу рідкі частини перед розширенням, розширення першої рідкої частини до більш низького тиску 1 подачу її в колону в місці живлення у середній частині колони, 1 розширення другої рідкої частини до більш низького тиску і подачу її в колону в місці живлення, розташованому вище середини колони.
10. Спосіб за п. 9, який відрізняється тим, що додатково передбачає етап нагрівання розширеної першої рідкої частини перед подачею її в дистиляційну колону.
11. Спосіб за п. 9, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення першої рідкої частини, спрямування цієї розширеної першої рідкої частини в теплообмін з конденсованим потоком і наступну подачу її в колону в місці живлення у середній частині колони.
12. Спосіб за будь-яким з пунктів І, 2 або 7, який відрізняється тим, що додатково передбачає етап нагрівання принаймні частини парового потоку після розширення до більш низького тиску.
13. Спосіб за будь-яким з пунктів 3-6, який відрізняється тим, що додатково передбачає етап нагрівання принаймні частини другого парового потоку після розширення до більш низького тиску.
14. Спосіб за будь-яким з пунктів І, 4 або 7, який відрізняється тим, що додатково передбачає етап нагрівання принаймні частини розширеного конденсованого потоку перед подачею його в дистиляційну колону.
15. Спосіб за п. 2 або 5, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску, нагрівання цього розширеного потоку і наступну подачу його в дистиляційну колону в другому місці живлення в середній частині колони.
16. Спосіб за п. І або 7, який відрізняється тим, що додатково передбачає поєднання принаймні частини розширеного парового потоку та розширеного конденсованого потоку для утворення другого об'єднаного потоку, і наступну подачу цього другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення в середній частині колони.
17. Спосіб за п. 2, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску, поєднання його принаймні з частиною розширеного парового потоку для утворення другого об'єднаного потоку та наступну подачу цього другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення в середній частині колони.
18. Спосіб за п. 4, який відрізняється тим, що додатково передбачає поєднання принаймні частини розширеного другого потоку та розширеного конденсованого потоку для утворення другого об'єднаного потоку і наступну подачу цього другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення в середній частині колони.
19. Спосіб за п. 5, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення принаймні частини конденсованого потоку до більш низького тиску та поєднання його принаймні з частиною розширеного другого потоку для утворення другого об'єднаного потоку, 1 наступну подачу другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення в середній частині колони.
20. Спосіб за п. 1 або 7, який відрізняється тим, що додатково передбачає такі етапи: охолодження конденсованого потоку і наступне розділення його на першу і другу рідкі частини перед розширенням, розширення першої рідкої частини до більш низького тиску і наступну подачу її в колону в місці живлення в середній частині колони, розширення другої рідкої частини до більш низького тиску і поєднання її принаймні з частиною розширеного парового потоку для утворення другого об'єднаного потоку, подачу другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення, розташованому вище середини колони,
21. Спосіб за п. 20, який відрізняється тим, що додатково передбачає нагрівання розширеної першої рідкої частини перед подачею її в дистиляційну колону.
22. Спосіб за п. 20, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення першої рідкої частини, спрямування розширеного потоку в теплообмін з конденсованим потоком 1 наступну подачу його в колону в місці живлення в середній частині колони.
23. Спосіб за п. 4, який відрізняється тим, що додатково передбачає такі етапи: охолодження конденсованого потоку і наступне розділення його на першу і другу рідкі частини перед розширенням, розширення першої рідкої частини до більш низького тиску 1 подачу її в колону в місці живлення в середній частині колони, розширення другої рідкої частини до більш низького тиску і поєднання її принаймні з частиною розширеного другого потоку для утворення другого об'єднаного потоку, подачу другого об'єднаного потоку в колону в місці живлення, розташованому вище середини колони.
24. Спосіб за п. 23, який відрізняється тим, що, крім того, передбачає нагрівання розширеної першої рідкої частини перед подачею її в дистиляційну колону.
25. Спосіб за п. 23, який відрізняється тим, що додатково передбачає розширення першої рідкої частини, спрямування цієї частини в теплообмін з конденсованим потоком і наступну подачу його в колону в місці живлення в середній частині колони.
26. Спосіб за будь-яким з пунктів 1-25, який відрізняється тим, що додатково передбачає такі етапи: розділення теплого дистиляційного потоку на летку фракцію залишкового газу та потік, який повертають для рециркуляції, перед стисненням, 1 наступне стиснення потоку, який повертають для рециркуляції.
27. Спосіб за будь-яким з пунктів 1-25, який відрізняється тим, що додатково передбачає такі етапи: розділення дистиляційного потоку на летку фракцію залишкового газу та потік, який повертають для рециркуляції, перед нагріванням, і наступне стиснення потоку, який повертають для рециркуляції.
28. Установка для сепарації потоку газу (31), що містить метан, Со - компоненти, Сз - компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, яка включає: перший охолоджувальний засіб для охолодження газу під тиском 1 утворення охолодженого потоку під тиском, перший розширювальний засіб для приймання принаймні частини охолодженого потоку під тиском і для розширення його до більш низького тиску, в результаті чого згаданий потік ще більше охолоджується, ректифікаційну колону, з'єднану з першим розширювальним засобом, для приймання згаданого ще більше охолодженого потоку, що виходить з розширювального засобу, яка відрізняється тим, що включає: перший розділювальний засіб, розташований перед першим охолоджувальним засобом (10), для розділення живильного газу на перший газоподібний потік (35) та другий газоподібний потік (32), нагрівальні засоби (10, 15, 16), з'єднані з ректифікаційною колоною (18), для приймання дистиляційного потоку (39), який піднімається в ректифікаційній колоні, і для нагрівання його, стискальні засоби (13, 19), з'єднані з нагрівальними засобами, для приймання нагрітого дистиляційного потоку і стиснення його, другий розділювальний засіб, з'єднаний із стискальним засобом, для приймання нагрітого стисненого потоку (3Ое) 1 розділення його на летку фракцію (47) залишкового газу та стиснений потік (46), який повертають для рециркуляції, з'єднувальний засіб для поєднання стисненого потоку (46) який повертають для рециркуляції, з першим газоподібним потоком (35) в один об'єднаний потік (38), другий охолоджувальний засіб (15, 16), з'єднаний із з'єднувальним засобом, для приймання об'єднаного потоку (38) 1 охолодження його до рівня, достатнього для значної його конденсації, другий розширювальний засіб (17), з'єднаний з другим охолоджувальним засобом, для приймання значно конденсованого об'єднаного потоку (388) і розширення його до більш низького тиску, при цьому другий розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з ректифікаційною колоною (18) для подачі розширеного конденсованого об'єднаного потоку (38с) в ректифікаційну колону в місці її верхнього живлення, а перший охолоджувальний засіб (10) з'єднується з першим розділювальним засобом для приймання другого газоподібного потоку (32) і охолодження його під тиском до рівня, достатнього для часткової його конденсації, сепарувальний засіб (11), з'єднаний з першим охолоджувальним засобом, для приймання частково конденсованого другого потоку (32а) і розділення його на пару (33) та конденсований потік (34), при цьому: перший розширювальний засіб (12) з'єднаний із сепарувальним засобом для приймання парового потоку (33) 1 розширення його до більш низького тиску, причому перший розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною в нижній зоні ректифікаційної колони (18) для подачі розширеного парового потоку (33а) в дистиляційну колону в першому місці живлення в середній частині колони, третій розширювальний засіб (14) з'єднаний із сепарувальним засобом для приймання конденсованого потоку (34) їі розширення його до більш низького тиску, при цьому третій розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною для подачі розширеного конденсованого потоку (34а) в дистиляційну колону в другому місці живлення в середній частині колони, регулюючий засіб, призначений для регулювання тиску об'єднаного потоку (38с) та кількостей 1 температур об'єднаного потоку, другого потоку (33а) і конденсованого потоку (344), щоб підтримувати температуру верхнього погона колони на рівні, при якому відганяються більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції (40).
29. Установка за п. 28, яка відрізняється тим, що: перший охолоджувальний засіб розташований з можливістю охолоджувати нерозділений живильний газ під тиском до рівня, достатнього для часткової його конденсації, сепарувальний засіб з'єднаний з першим охолоджувальним засобом з можливістю приймати частково конденсований живильний потік і сепарувати його на пару та конденсований потік, з'єднувальний засіб під'єднаний з можливістю поєднувати стиснений потік, який повертають для рециркуляції, та принаймні частину конденсованого потоку в один об'єднаний потік, 1 регулюючий засіб виконано з можливістю регулювання тиску об'єднаного потоку та кількостей і температур об'єднаного потоку і парового потоку, щоб підтримувати температуру верхнього погона колони на рівні, при якому відганяються більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції.
30. Установка за п. 28, яка відрізняється тим, що: перший охолоджувальний засіб з'єднаний з першим розділювальним засобом з можливістю приймати другий газоподібний потік і охолоджувати його під тиском, перший розширювальний засіб з'єднаний з першим охолоджувальним засобом з можливістю приймати охолоджений другий потік і розширювати його до більш низького тиску, при цьому перший розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною, щоб подавати розширений другий потік в дистиляційну колону в місці живлення в середній частині колони, регулюючий засіб виконано з можливістю регулювання тиску об'єднаного потоку та кількостей і температур об'єднаного потоку та другого потоку, щоб підтримувати температуру верхнього погона колони на рівні, при якому відганяються більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції.
31. Установка за п. 28, яка відрізняється тим, що: до сепарувального засобу під'єднаний теплообмінний засіб, щоб приймати та охолоджувати конденсований потік, третій розділювальний засіб з'єднаний з теплообмінним засобом, щоб приймати охолоджений конденсований потік 1 розділяти його на перший і другий рідкі потоки, третій розширювальний засіб з'єднаний з розділювальним засобом, щоб приймати перший рідкий потік і розширювати його до більш низького тиску, при цьому третій розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з теплообмінним засобом, щоб нагрівати розширений перший рідкий потік і таким чином забезпечувати охолодження конденсованому потоку, причому теплообмінний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною, щоб подавати нагрітий розширений перший рідкий потік в дистиляційну колону в другому місці живлення в середній її частині, четвертий розширювальний засіб з'єднаний з третім розділювальним засобом, щоб приймати другий рідкий потік і розширювати його до більш низького тиску, при цьому четвертий розширювальний засіб, крім того, з'єднаний з дистиляційною колоною в місці живлення, розташованому вище середини колони, регулюючий засіб виконано з можливістю регулювання тиску об'єднаного потоку та кількостей і температур об'єднаного потоку, другого потоку, першого рідкого потоку та другого рідкого потоку, щоб підтримувати температуру верхнього погона колони на рівні, при якому відганяються більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції.
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US4587497P | 1997-05-07 | 1997-05-07 | |
| US08/915,065 US5881569A (en) | 1997-05-07 | 1997-08-20 | Hydrocarbon gas processing |
| PCT/US1998/007556 WO1998050742A1 (en) | 1997-05-07 | 1998-04-16 | Process for separating hydrocarbon gas constituents |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| UA52746C2 true UA52746C2 (uk) | 2003-01-15 |
Family
ID=26723292
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| UA99126605A UA52746C2 (uk) | 1997-05-07 | 1998-04-16 | Спосіб сепарації потоку газу, що містить вуглеводні, і установка для його здійснення |
Country Status (21)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US5881569A (uk) |
| EP (1) | EP0980502B1 (uk) |
| CN (1) | CN1171062C (uk) |
| AR (1) | AR011727A1 (uk) |
| AU (1) | AU730624B2 (uk) |
| BR (1) | BR9812261B1 (uk) |
| CA (1) | CA2286112C (uk) |
| CO (1) | CO5040108A1 (uk) |
| DE (1) | DE69826459T2 (uk) |
| EA (1) | EA001330B1 (uk) |
| EG (1) | EG21756A (uk) |
| ID (1) | ID20306A (uk) |
| MY (1) | MY114943A (uk) |
| NO (1) | NO313159B1 (uk) |
| NZ (1) | NZ500066A (uk) |
| PE (1) | PE94499A1 (uk) |
| SA (1) | SA98190108B1 (uk) |
| TW (1) | TW397704B (uk) |
| UA (1) | UA52746C2 (uk) |
| UY (1) | UY24990A1 (uk) |
| WO (1) | WO1998050742A1 (uk) |
Families Citing this family (101)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5983664A (en) * | 1997-04-09 | 1999-11-16 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
| US6182469B1 (en) | 1998-12-01 | 2001-02-06 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
| US6182468B1 (en) * | 1999-02-19 | 2001-02-06 | Ultimate Process Technology | Thermodynamic separation of heavier components from natural gas |
| DE19919932A1 (de) * | 1999-04-30 | 2000-11-02 | Linde Ag | Verfahren zum Gewinnen einer Reinmethanfraktion |
| GB0000327D0 (en) | 2000-01-07 | 2000-03-01 | Costain Oil Gas & Process Limi | Hydrocarbon separation process and apparatus |
| CA2423699C (en) * | 2000-10-02 | 2008-11-25 | Elcor Corporation | 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 |
| 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 |
| US6945075B2 (en) * | 2002-10-23 | 2005-09-20 | Elkcorp | Natural gas liquefaction |
| US7484385B2 (en) * | 2003-01-16 | 2009-02-03 | Lummus Technology Inc. | Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process |
| NZ541550A (en) * | 2003-02-25 | 2008-04-30 | Ortloff Engineers Ltd | Hydrocarbon gas processing |
| US6889523B2 (en) | 2003-03-07 | 2005-05-10 | Elkcorp | LNG production in cryogenic natural gas processing plants |
| US7107788B2 (en) * | 2003-03-07 | 2006-09-19 | Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies | Residue recycle-high ethane recovery process |
| EP1695951B1 (en) * | 2003-07-24 | 2014-08-27 | Toyo Engineering Corporation | Method and apparatus for separating hydrocarbon |
| US7155931B2 (en) * | 2003-09-30 | 2007-01-02 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas processing |
| EP1756496B1 (en) * | 2004-01-16 | 2017-09-13 | Aker Kvaerner, Inc. | Gas conditioning process for the recovery of lpg/ngl (c2+) from lng |
| US7204100B2 (en) * | 2004-05-04 | 2007-04-17 | Ortloff Engineers, Ltd. | Natural gas liquefaction |
| JP4447639B2 (ja) * | 2004-07-01 | 2010-04-07 | オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド | 液化天然ガスの処理 |
| MY140540A (en) * | 2004-07-12 | 2009-12-31 | Shell Int Research | Treating liquefied natural gas |
| AU2005285436B2 (en) * | 2004-09-14 | 2010-09-16 | Exxonmobil Upstream Research Company | Method of extracting ethane from liquefied natural gas |
| RU2272973C1 (ru) * | 2004-09-24 | 2006-03-27 | Салават Зайнетдинович Имаев | Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты) |
| RU2286377C1 (ru) * | 2005-05-30 | 2006-10-27 | Общество с ограниченной ответственностью "Оренбурггазпром" | Способ низкотемпературного разделения углеводородного газа |
| US9080810B2 (en) * | 2005-06-20 | 2015-07-14 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| MX2008013462A (es) * | 2006-06-02 | 2008-10-29 | Ortloff Engineers Ltd | Procesamiento de gas natural licuado. |
| CA2659579C (en) * | 2006-06-20 | 2014-06-03 | Fluor Technologies Corporation | Ethane recovery methods and configurations for high carbon dioxide content feed gases |
| US8499581B2 (en) * | 2006-10-06 | 2013-08-06 | Ihi E&C International Corporation | Gas conditioning method and apparatus for the recovery of LPG/NGL(C2+) from LNG |
| 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 |
| DE102007010874A1 (de) * | 2007-03-06 | 2008-09-11 | Linde Ag | Abtrennverfahren |
| 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 |
| WO2009105541A1 (en) * | 2008-02-20 | 2009-08-27 | Delphi Technologies, Inc. | Method and apparatus for cooling at least one internal component of an oxygen generating system |
| US20090282865A1 (en) * | 2008-05-16 | 2009-11-19 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing |
| US8209997B2 (en) * | 2008-05-16 | 2012-07-03 | Lummus Technology, Inc. | ISO-pressure open refrigeration NGL recovery |
| 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 |
| WO2010027986A1 (en) * | 2008-09-03 | 2010-03-11 | Ameringer Greg E | Ngl extraction from liquefied natural gas |
| US20110174017A1 (en) * | 2008-10-07 | 2011-07-21 | Donald Victory | Helium Recovery From Natural Gas Integrated With NGL Recovery |
| AU2010216329B2 (en) * | 2009-02-17 | 2013-11-14 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9052136B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-09 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9074814B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-07-07 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US8881549B2 (en) * | 2009-02-17 | 2014-11-11 | 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 |
| US9080811B2 (en) * | 2009-02-17 | 2015-07-14 | Ortloff Engineers, Ltd | Hydrocarbon gas processing |
| US9933207B2 (en) * | 2009-02-17 | 2018-04-03 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9052137B2 (en) | 2009-02-17 | 2015-06-09 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US20100287982A1 (en) | 2009-05-15 | 2010-11-18 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing |
| US8434325B2 (en) | 2009-05-15 | 2013-05-07 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing |
| EA201200006A1 (ru) * | 2009-06-11 | 2012-05-30 | Ортлофф Инджинирс, Лтд. | Переработка углеводородного газа |
| US10132561B2 (en) * | 2009-08-13 | 2018-11-20 | Air Products And Chemicals, Inc. | Refrigerant composition control |
| US20110067443A1 (en) * | 2009-09-21 | 2011-03-24 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon Gas Processing |
| US9021832B2 (en) | 2010-01-14 | 2015-05-05 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9068774B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-30 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9057558B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-16 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly |
| 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 |
| MY160789A (en) | 2010-06-03 | 2017-03-15 | Ortloff Engineers Ltd | Hydrocarbon gas processing |
| US9777960B2 (en) | 2010-12-01 | 2017-10-03 | Black & Veatch Holding Company | NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant |
| US10451344B2 (en) | 2010-12-23 | 2019-10-22 | Fluor Technologies Corporation | Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations |
| FR2969745B1 (fr) * | 2010-12-27 | 2013-01-25 | Technip France | Procede de production d'un courant riche en methane et d'un courant riche en hydrocarbures en c2+ et installation associee. |
| DE102011010633A1 (de) * | 2011-02-08 | 2012-08-09 | Linde Ag | Verfahren zum Abkühlen eines ein- oder mehrkomponentigen Stromes |
| US10852060B2 (en) | 2011-04-08 | 2020-12-01 | Pilot Energy Solutions, Llc | Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream |
| US10139157B2 (en) * | 2012-02-22 | 2018-11-27 | Black & Veatch Holding Company | NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant |
| US20140075987A1 (en) * | 2012-09-20 | 2014-03-20 | Fluor Technologies Corporation | Configurations and methods for ngl recovery for high nitrogen content feed gases |
| CN105074370B (zh) | 2012-12-28 | 2017-04-19 | 林德工程北美股份有限公司 | 一种ngl(液化天然气回收)和lng(液化天然气)的组合工艺 |
| US9423175B2 (en) | 2013-03-14 | 2016-08-23 | Fluor Technologies Corporation | Flexible NGL recovery methods and configurations |
| 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 |
| WO2015038289A1 (en) | 2013-09-11 | 2015-03-19 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
| US9790147B2 (en) | 2013-09-11 | 2017-10-17 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon processing |
| US10563913B2 (en) | 2013-11-15 | 2020-02-18 | Black & Veatch Holding Company | Systems and methods for hydrocarbon refrigeration with a mixed refrigerant cycle |
| US10436505B2 (en) * | 2014-02-17 | 2019-10-08 | Black & Veatch Holding Company | LNG recovery from syngas using a mixed refrigerant |
| US9574822B2 (en) | 2014-03-17 | 2017-02-21 | Black & Veatch Corporation | Liquefied natural gas facility employing an optimized mixed refrigerant system |
| EP3201549B1 (en) | 2014-09-30 | 2019-11-27 | Dow Global Technologies LLC | Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant |
| EP3256550A4 (en) * | 2015-02-09 | 2018-08-29 | Fluor Technologies Corporation | Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas |
| US10006701B2 (en) | 2016-01-05 | 2018-06-26 | Fluor Technologies Corporation | Ethane recovery or ethane rejection operation |
| MX2018008796A (es) * | 2016-01-22 | 2018-11-29 | Flogistix Lp | Sistema y método de recuperación de vapor. |
| DE102016003305A1 (de) * | 2016-03-17 | 2017-09-21 | Linde Aktiengesellschaft | Verfahren zum Abtrennen einer ethanreichen Fraktion aus Erdgas |
| US10330382B2 (en) | 2016-05-18 | 2019-06-25 | Fluor Technologies Corporation | Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery |
| 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 |
| MX2019001888A (es) * | 2016-09-09 | 2019-06-03 | Fluor Tech Corp | Metodos y configuracion para readaptacion de planta liquidos de gas (ngl) para alta recuperacion de etano. |
| 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 |
| CN111386146A (zh) * | 2017-10-11 | 2020-07-07 | 徐建国 | 从富含co2的气体混合物中去除或捕获co2 |
| CA3077409C (en) | 2017-10-20 | 2025-05-13 | Fluor Technologies Corporation | Phased Implementation of Natural Gas Liquid Recovery Plants |
| US11473837B2 (en) | 2018-08-31 | 2022-10-18 | Uop Llc | Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane |
| US12215922B2 (en) | 2019-05-23 | 2025-02-04 | Fluor Technologies Corporation | Integrated heavy hydrocarbon and BTEX removal in LNG liquefaction for lean gases |
| US12098882B2 (en) | 2018-12-13 | 2024-09-24 | Fluor Technologies Corporation | Heavy hydrocarbon and BTEX removal from pipeline gas to LNG liquefaction |
| CA3132386A1 (en) | 2019-03-11 | 2020-09-17 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
| CN111765717A (zh) * | 2019-04-02 | 2020-10-13 | 天津中油科远石油工程有限责任公司 | 一种从天然气中提取乙烷的工艺装置和方法 |
| US12050054B2 (en) | 2019-09-19 | 2024-07-30 | ExxonMobil Technology and Engineering Company | Pretreatment, pre-cooling, and condensate recovery of natural gas by high pressure compression and expansion |
| JP7326483B2 (ja) | 2019-09-19 | 2023-08-15 | エクソンモービル・テクノロジー・アンド・エンジニアリング・カンパニー | 高圧圧縮及び膨張による天然ガスの前処理及び予冷 |
| US11815308B2 (en) | 2019-09-19 | 2023-11-14 | ExxonMobil Technology and Engineering Company | Pretreatment and pre-cooling of natural gas by high pressure compression and expansion |
| US11643604B2 (en) | 2019-10-18 | 2023-05-09 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
| AR121085A1 (es) * | 2020-01-24 | 2022-04-13 | Lummus Technology Inc | Proceso de recuperación de hidrocarburos a partir de corrientes de reflujo múltiples |
| US20250297168A1 (en) * | 2024-03-22 | 2025-09-25 | Uop Llc | Process and apparatus for separating paraffins |
Family Cites Families (16)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2880592A (en) * | 1955-11-10 | 1959-04-07 | Phillips Petroleum Co | Demethanization of cracked gases |
| 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 |
| US4278457A (en) * | 1977-07-14 | 1981-07-14 | Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
| IT1136894B (it) * | 1981-07-07 | 1986-09-03 | Snam Progetti | Metodo per il recupero di condensati da una miscela gassosa di idrocarburi |
| US4519824A (en) * | 1983-11-07 | 1985-05-28 | The Randall Corporation | Hydrocarbon gas separation |
| US4657571A (en) * | 1984-06-29 | 1987-04-14 | Snamprogetti S.P.A. | Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures |
| US4687499A (en) * | 1986-04-01 | 1987-08-18 | Mcdermott International Inc. | Process for separating hydrocarbon gas constituents |
| US4710214A (en) * | 1986-12-19 | 1987-12-01 | The M. W. Kellogg Company | Process for separation of hydrocarbon gases |
| 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 |
| 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 |
| US5555748A (en) * | 1995-06-07 | 1996-09-17 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
| US5685170A (en) * | 1995-11-03 | 1997-11-11 | Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. | Propane recovery process |
-
1997
- 1997-08-20 US US08/915,065 patent/US5881569A/en not_active Expired - Lifetime
-
1998
- 1998-03-26 MY MYPI98001338A patent/MY114943A/en unknown
- 1998-04-16 WO PCT/US1998/007556 patent/WO1998050742A1/en not_active Ceased
- 1998-04-16 UA UA99126605A patent/UA52746C2/uk unknown
- 1998-04-16 DE DE69826459T patent/DE69826459T2/de not_active Expired - Lifetime
- 1998-04-16 AU AU71191/98A patent/AU730624B2/en not_active Ceased
- 1998-04-16 CA CA002286112A patent/CA2286112C/en not_active Expired - Fee Related
- 1998-04-16 EP EP98918227A patent/EP0980502B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1998-04-16 CN CNB988047349A patent/CN1171062C/zh not_active Expired - Fee Related
- 1998-04-16 EA EA199901005A patent/EA001330B1/ru not_active IP Right Cessation
- 1998-04-16 NZ NZ500066A patent/NZ500066A/en not_active IP Right Cessation
- 1998-04-16 BR BRPI9812261-4A patent/BR9812261B1/pt not_active IP Right Cessation
- 1998-04-30 PE PE1998000328A patent/PE94499A1/es not_active Application Discontinuation
- 1998-05-05 EG EG48798A patent/EG21756A/xx active
- 1998-05-05 CO CO98024585A patent/CO5040108A1/es unknown
- 1998-05-05 UY UY24990A patent/UY24990A1/es not_active IP Right Cessation
- 1998-05-06 AR ARP980102104A patent/AR011727A1/es unknown
- 1998-05-07 ID IDP980673A patent/ID20306A/id unknown
- 1998-05-07 TW TW087107095A patent/TW397704B/zh not_active IP Right Cessation
- 1998-05-30 SA SA98190108A patent/SA98190108B1/ar unknown
-
1999
- 1999-11-05 NO NO19995428A patent/NO313159B1/no not_active IP Right Cessation
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| TW397704B (en) | 2000-07-11 |
| CO5040108A1 (es) | 2001-05-29 |
| DE69826459D1 (de) | 2004-10-28 |
| EP0980502A1 (en) | 2000-02-23 |
| AU730624B2 (en) | 2001-03-08 |
| EA199901005A1 (ru) | 2000-06-26 |
| PE94499A1 (es) | 1999-09-29 |
| AR011727A1 (es) | 2000-08-30 |
| CN1171062C (zh) | 2004-10-13 |
| BR9812261A (pt) | 2000-07-18 |
| CN1254411A (zh) | 2000-05-24 |
| EG21756A (en) | 2002-02-27 |
| NO995428L (no) | 1999-11-05 |
| BR9812261B1 (pt) | 2009-05-05 |
| UY24990A1 (es) | 1998-10-27 |
| AU7119198A (en) | 1998-11-27 |
| DE69826459T2 (de) | 2005-10-13 |
| NZ500066A (en) | 2001-03-30 |
| EA001330B1 (ru) | 2001-02-26 |
| MY114943A (en) | 2003-02-28 |
| CA2286112C (en) | 2002-06-25 |
| NO313159B1 (no) | 2002-08-19 |
| ID20306A (id) | 1998-11-26 |
| CA2286112A1 (en) | 1998-11-12 |
| EP0980502B1 (en) | 2004-09-22 |
| SA98190108B1 (ar) | 2006-08-12 |
| US5881569A (en) | 1999-03-16 |
| WO1998050742A1 (en) | 1998-11-12 |
| NO995428D0 (no) | 1999-11-05 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| UA52746C2 (uk) | Спосіб сепарації потоку газу, що містить вуглеводні, і установка для його здійснення | |
| US8881549B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| EP0937016B1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| US9939195B2 (en) | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly | |
| US9074814B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| AU2008251750B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| US9057558B2 (en) | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly | |
| US9068774B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| US9933207B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2223042C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2752291C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| US9052136B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2763714C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2764630C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2764282C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| AU2011233590B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CA2764579C (en) | Hydrocarbon gas processing |