EA003854B1 - Способ разделения газового потока (варианты) - Google Patents

Способ разделения газового потока (варианты) Download PDF

Info

Publication number
EA003854B1
EA003854B1 EA200100598A EA200100598A EA003854B1 EA 003854 B1 EA003854 B1 EA 003854B1 EA 200100598 A EA200100598 A EA 200100598A EA 200100598 A EA200100598 A EA 200100598A EA 003854 B1 EA003854 B1 EA 003854B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
stream
temperature
components
heated
fractionation tower
Prior art date
Application number
EA200100598A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200100598A1 (ru
Inventor
Рой Э. Кэмпбел
Джон Д. Уилкинсон
Хэнк М. Хадсон
Майкл К. Пирс
Original Assignee
Элкор Корпорейшн
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Элкор Корпорейшн filed Critical Элкор Корпорейшн
Publication of EA200100598A1 publication Critical patent/EA200100598A1/ru
Publication of EA003854B1 publication Critical patent/EA003854B1/ru

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/30—Processes or apparatus using separation by rectification using a side column in a single pressure column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/76—Refluxing the column with condensed overhead gas being cycled in a quasi-closed loop refrigeration cycle
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/90—Details relating to column internals, e.g. structured packing, gas or liquid distribution
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/60—Separating impurities from natural gas, e.g. mercury, cyclic hydrocarbons
    • F25J2220/66—Separating acid gases, e.g. CO2, SO2, H2S or RSH
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2235/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
    • F25J2235/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being (a mixture of) hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Separation Of Gases By Adsorption (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)

Abstract

Изобретение раскрывает способ извлечения этана, этилена, пропана, пропилена и высших углеводородных компонентов из газового потока. В последние годы предпочтительный способ разделения газового потока, содержащего углеводороды, обычно включает в себя подачу, по меньшей мере, частей или порций газового потока во фракционирующую колонну, имеющую, по меньшей мере, один кипятильник и часто один или более боковых кипятильников, чтобы подавать тепло в колонну посредством вывода и нагрева некоторых жидкостей колонны для получения удаляемых паров, которые отделяют более летучие компоненты от желаемых компонентов. Кипятильник и боковые кипятильники (если они есть) обычно встроены в схему охлаждения входящего потока для обеспечения хотя бы части охлаждения, требуемого для конденсации желаемых компонентов для последующего фракционирования в дистилляционной колонне. В описанном способе схема кипятильника модифицирована так, чтобы использовать один или более потоков дистиллята от точки в колонне, которая расположена выше, чем используется в схемах обычных кипятильников, обеспечивая более холодные потоки для кипятильника (кипятильников), которые позволяют более эффективное охлаждение входящих потоков и тем самым улучшают эффективность извлечения желаемых компонентов. Кроме того, потоки дистиллята, выводимые из более высокой точки колонны, содержат большие количества более летучих компонентов, которые, будучи испаренными, обеспечивают лучшее удаление нежелательных компонентов, таких как диоксид углерода, без снижения извлечения желаемых компонентов. Нагретый поток дистиллята возвращают в более низкую точку

Description

Изобретение относится к способу разделения содержащего углеводороды газа.
Этилен, этан, пропилен, пропан и/или высшие углеводороды могут быть извлечены из различных газов, таких как природный газ, газ нефтепереработки и потоки синтетического газа, полученные из других углеводородных материалов, таких как уголь, сырая нефть, нафта, битумный сланец, битуминозные пески и лигнит. Обычно большую часть природного газа составляют метан и этан, т.е. метан и этан вместе представляют не менее 50 мол.% газа. Газ также содержит относительно меньшие количества высших углеводородов, таких как пропан, бутаны, пентаны, а также водород, азот, диоксид углерода и другие газы.
Настоящее изобретение, в основном, касается извлечения этилена, этана, пропилена, пропана и высших углеводородов из таких газовых потоков. В типичном случае газовый поток, обрабатываемый в соответствии с изобретением, может включать (по результатам анализа) в мол.% 92,12 метана, 3,96 этана и других С2компонентов, 1,05 пропана и других С3компонентов, 0,15 изобутана, 0,21 нормального бутана, 0,11 пентанов+, остальное - азот и диоксид углерода. Иногда также присутствуют содержащие серу газы.
Исторически циклические изменения цен на природный газ и продукты сжижения природного газа (ИОЬ) иногда приводят к уменьшению объемов производства этана, этилена, пропана, пропилена и высших углеводородов в виде жидких продуктов. Конкуренция в области прав на обработку принуждает владельцев обрабатывающих установок максимально увеличить производительность и эффективность извлечения существующих газообрабатывающих установок.
Имеющиеся процессы для разделения этих материалов включают в себя процессы, основанные на охлаждении и охлаждении газа, абсорбции нефтепродуктов и абсорбции охлажденных нефтепродуктов. Кроме того, низкотемпературные процессы становятся популярными вследствие наличия экономически выгодного оборудования, которое генерирует энергию при одновременном расширении обрабатываемого газа и извлечении из него теплоты. В зависимости от давления источника газа, насыщенности газа компонентами (этан, этилен и высшие углеводороды) и нужных конечных продуктов можно применять каждый из этих процессов или их комбинации.
Сейчас, в основном, для извлечения продуктов сжижения природного газа предпочтителен низкотемпературный (криогенный) процесс расширения, так как он обеспечивает максимальную простоту при легком пуске, эксплуатационную приспособляемость, производительность, безопасность и надежность. В патентах
США № 4157904, 4171964, 4185978, 4251249, 4278457, 4519824, 4617039, 4687499, 4689063, 4690702, 4854955, 4869740, 4889545, 5275005, 5555748, 5568737, 5771712, 5799507, 5881569, 5890378, переизданном патенте США № 33408 и одновременно рассматриваемой заявке № 09/054802 приведены релевантные процессы (хотя описание настоящего изобретения в некоторых случаях основано на условиях обработки, отличающихся от приведенных в противопоставленных патентах США и патентных заявках).
В типичном процессе извлечения с низкотемпературным расширением поток исходного газа под давлением охлаждается при теплообмене с другими потоками процесса и/или внешними источниками охлаждения, такими как холодильная установка на пропане.
Когда газ охлаждается, жидкости могут конденсироваться и собираться в один или несколько сепараторов в качестве жидкостей высокого давления, содержащих некоторые нужные С2+компоненты. В зависимости от насыщенности газа компонентами и количества образующихся жидкостей жидкости высокого давления можно расширить до низкого давления и подвергнуть фракционированию. Испарение, происходящее при расширении жидкостей, приводит к дальнейшему охлаждению потока. При некоторых условиях может быть полезным предварительное охлаждение жидкостей высокого давления перед расширением, чтобы дополнительно снизить температуру, возникающую в результате расширения. Расширенный поток, представляющий собой смесь жидкости и пара, подвергают фракционированию в дистилляционной колонне (деметанизаторе). В колонне охлажденный(е) при расширении поток(и) разделяется(ются) на остаточный метан, азот и другие летучие газы в виде отводимого с верха колонны пара и на нужные С2-компоненты, С3-компоненты и высшие углеводороды в виде нижнего жидкого продукта.
Если исходный газ не полностью конденсируется (что обычно), то, по меньшей мере, часть пара, оставшегося от частичной конденсации, можно пропустить через расширительную машину или двигатель или расширительный клапан до более низкого давления, при котором дополнительные жидкости конденсируются в результате дальнейшего охлаждения потока. Давление после расширения, в сущности, такое же, как и давление, при котором работает дистилляционная колонна. Комбинированные парожидкостные фазы, возникающие в результате расширения, поступают как подача в колонну. В последние годы предпочтительные процессы для разделения углеводородов включают подачу такого расширенного парожидкостного потока в среднюю точку подачи колонны при наличии верхнего абсорбера, обеспечивающего дополнительную ректификацию паровой фазы.
Источником потока флегмы для верхней ректификационной секции обычно является часть вышеупомянутого пара, оставшегося после частичной конденсации исходного газа, только отводимого перед расширением. Альтернативным источником для верхнего потока флегмы может быть рецикловый поток остаточного газа, подаваемого под давлением. Независимо от источника поток пара обычно охлаждается до существенной степени конденсации теплообменом с другими потоками процесса, например холодным потоком, отбираемым с верха фракционирующей колонны. Часть или вся жидкость высокого давления, образующаяся при частичной конденсации исходного газа, может быть объединена с указанным потоком пара перед охлаждением. Полученный существенно конденсированный поток затем расширяется в подходящем устройстве, таком как расширительный клапан, до давления, при котором работает деметанизатор. Во время расширения часть жидкости обычно испаряется, приводя к охлаждению общего потока. Мгновенно расширенный поток поступает в деметанизатор как верхняя подача. Типично часть пара расширенного потока и отбираемый с верха деметанизатора пар объединяются в верхней сепараторной секции фракционирующей колонны как остаточный газообразный продуктовый метан. В варианте исполнения охлажденный и расширенный поток может поступать в сепаратор с образованием потоков пара и жидкости. После этого пар объединяется с потоком, отбираемым с верха колонны; жидкость поступает в колонну как верхняя подача.
Задача способа - осуществить разделение с получением остаточного газа, выводимого из процесса и содержащего, по существу, весь метан исходного газа и не содержащего С2компонентов и высших углеводородов, и нижних фракций, выводимых из деметанизатора и содержащих, по существу, все С2-компоненты и высшие углеводороды и практически не содержащих метана или других летучих компонентов. При этом удовлетворяются технические условия установки по максимально допустимому содержанию диоксида углерода. Настоящее изобретение предлагает средство для создания новой установки или модифицирования существующей обрабатывающей установки таким образом, чтобы достичь указанного разделения при значительно более низких капитальных затратах путем уменьшения размера системы обработки продукта для удаления диоксида углерода или исключения необходимости применения такой установки. В варианте исполнения настоящее изобретение, применяется ли оно в новой установке или для модификации существующей обрабатывающей установки, может быть использовано, чтобы извлечь большее количество С2-компонентов и высших углеводородов в нижнем жидком продукте для данной концентрации диоксида углерода в исходном газе, чем другие схемы обработки.
В соответствии с настоящим изобретением найдено, что извлечение С2-компонентов можно поддерживать на уровне более 84% при сохранении содержания диоксида углерода в нижнем жидком продукте в пределах технических условий и обеспечении, по существу, полного выхода метана в остаточный газовый поток. Настоящее изобретение, хотя и можно применять при более низких давлениях и более теплых температурах, особенно перспективно, когда обработка исходных газов ведется при давлениях 6001000 фунт/кв.дюйм или выше в условиях, требующих температуры отбираемого с верха колонны потока -120°Р (-84,45°С) или холоднее.
Настоящее изобретение применяет модифицированную схему кипятильника, которую можно использовать с системой извлечения ΝΟΒ любого типа. В случае использования типичного кипятильника или бокового кипятильника в дистилляционной колонне весь стекающий по колонне жидкий поток отбирается из колонны, проходит через теплообменник и затем возвращается практически в ту же точку колонны. В модифицированной системе кипятильника часть стекающей по колонне жидкости отбирается из точки, расположенной выше, т. е. отделенной от точки возврата, по меньшей мере, одной теоретической тарелкой. Даже если расход жидкости ниже, она обычно много холоднее и может иметь преимущество, которое касается уменьшения размера теплообменника или улучшения извлечения.
Найдено, что, когда настоящее изобретение применяется к известным процессам извлечения ΝΟΒ (продукт сжижения природного газа), извлечение С2-компонентов и высших углеводородов улучшается на 1-2%. Однако улучшение извлечения много больше, когда желательно снизить содержание диоксида углерода в извлекаемом ΝΟΗ Извлечение этана в типичной установке извлечения ΝΟΤ также приводит к извлечению некоторой части диоксида углерода, содержащегося в исходном газе, вследствие того, что значение относительной летучести диоксида углерода находится между таковыми значениями для метана и этана. Следовательно, при увеличении извлечения этана происходит извлечение диоксида углерода в ΝΟΒ При использовании модифицированной схемы кипятильника настоящего изобретения заявители нашли, что можно значительно увеличить извлечение этана в ΝΟΤ по сравнению с использованием обычных систем кипятильника или бокового кипятильника, чтобы удовлетворить техническое условие по содержанию диоксида углерода в ΝΟΒ
Для более полного понимания настоящего изобретения сделаны ссылки на следующие примеры и чертежи, где фиг. 1 - схема потоков известной установки (прототип) низкотемпературной обработки природного газа;
фиг. 2 - схема потоков варианта приспособления известной установки низкотемпературной обработки природного газа;
фиг. 3 - схема потоков, иллюстрирующая, как установки по фиг. 1 и 2 можно приспособить для создания установки обработки природного газа в соответствии с настоящим изобретением;
фиг. 4 - схема потоков, иллюстрирующая вариант приспособления фиг. 1 и 2 для создания установки обработки природного газа в соответствии с настоящим изобретением;
фиг. 5 - схема потоков, иллюстрирующая, как вариант известного процесса можно приспособить для создания установки обработки природного газа в соответствии с настоящим изобретением;
фиг. 6 - схема, иллюстрирующая схему модифицированного кипятильника настоящего изобретения для установки обработки, в которой схема включает в себя термосифонную систему;
фиг. 7 - схема, иллюстрирующая схему модифицированного кипятильника настоящего изобретения для установки обработки, в которой схема включает в себя систему нагнетания;
фиг. 8 - схема, иллюстрирующая схему модифицированного кипятильника настоящего изобретения для установки обработки, в которой схема включает в себя систему нагнетания;
фиг. 9 - схема, иллюстрирующая схему модифицированного кипятильника настоящего изобретения для установки обработки, в которой схема включает в себя разделенную колонну.
Для объяснения указанных чертежей приводятся таблицы, в которых представлены суммарные расходы, рассчитанные для характерных условий процесса. В таблицах значения расхода (фунт-моль/ч) для удобства округлены до ближайшего целого числа. Общие расходы, показанные в таблицах, включают в себя все неуглеводородные компоненты и, следовательно, больше суммы расходов для углеводородных компонентов. Указанные значения температур округлены до ближайшего градуса. Следует заметить, что расчеты, произведенные в целях сравнения процессов, изображенных на фигурах, основаны на том предположении, что отсутствуют тепловые утечки из окружающей среды в процесс или в окружающую среду из процесса. Качество промышленно доступных изоляционных материалов делает такое предположение достаточно разумным и обычно принимается специалистами в этой области техники.
Описание уровня техники
На фиг. 1 представлена схема потоков процесса, показывающая конструкцию установки обработки для извлечения С2-компонентов из природного газа с использованием прототипа в соответствии с патентом США № 4157904. Так как это большая установка, предназначенная для обработки 1 млрд куб. футов исходного газа в сутки (2832000 м3 в сутки), деметанизатор (фракционирующая колонна) сконструирован из двух секций, абсорбционной колонны 17 и отпарной колонны 19. В этой модели процесса входящий газ поступает в установку при 86°Р (30°С) и давлении 613 фунт/кв.дюйм абс.давл. (4,291 МПа) как поток 31. Если входящий газ содержит некоторую концентрацию соединений серы, которые могут привести к несоответствию потоков продукта техническим условиям, соединения серы удаляют подходящей предварительной обработкой исходного газа (не показано). Кроме того, поток исходного газа обычно дегидратируют, чтобы предотвратить образование гидрата (льда) при низкотемпературных условиях. Для этой цели обычно используется твердый осушитель.
Поток 31 входящего газа охлаждается в теплообменнике 10 путем теплообмена с холодным остаточным газом при -99°Р (-72,78°С) (поток 37а), жидкостями кипятильника деметанизатора при 31°Р (-0,56°С) (поток 42), жидкостями нижнего бокового кипятильника деметанизатора при -5°Р (-20,55°С) (поток 41) и жидкостями верхнего бокового кипятильника деметанизатора при -99°Р (-72,78°С) (поток 40). Отмечено, что во всех случаях теплообменник 10 представляет собой несколько отдельных теплообменников или один многоходовой теплообменник или их комбинации. (Решение, использовать ли более одного теплообменника для указанного охлаждения, будет зависеть от ряда факторов, в том числе расхода входящего газа, размера теплообменника, температуры потоков и т.д., но не ограничивается только ими.) Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при -82°Р (-63,33°С) и давлении 603 фунт/кв.дюйм (4,221 МПа) для разделения на пар (поток 32) и конденсированную жидкость (поток 35).
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяется на два потока 33 и 34. Поток 33, содержащий 18% общего пара, объединяется с конденсированной жидкостью из сепаратора 11. Объединенный поток 36 проходит через теплообменник 12 в теплообмене с потоком 37 пара, отбираемого с верха деметанизатора, что приводит к охлаждению и существенной конденсации потока. Конденсированный в существенной степени поток 36а при -139°Р (-94,99°С) затем поступает в устройство для мгновенного расширения, такое как расширительный клапан 13, до рабочего давления (333 фунт/кв.дюйм - 2,331 МПа) абсорбционной колонны 17 фракционирующей колонны. Во время расширения часть потока испаряется, что приводит к охлаждению общего потока. В процессе, показанном на фиг. 1, расширенный поток 36Ь, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -151°Р (-101,66°С) и поступает в секцию сепаратора 17а в верхней части абсорбционной колонны 17. Отделенные в секции жидкости становятся верхним входящим потоком для теоретической тарелки 1 ректификационной секции 17Ь. (Вариант перемещения отделенной жидкости (поток 35) в соответствии с патентом США № 4278457 указан пунктирной линией, тем самым, по меньшей мере, часть жидкости, расширенной до 333 фунт.кв.дюйм (2,331 МПа) в расширительном клапане 16, охлаждает поток 35 с образованием потока 35а, который поступает в ректификационную секцию абсорбционной колонны 17 в нижней точке подачи или в отпарную колонну 19 в верхней точке подачи.)
Остальные 82% пара из сепаратора 11 (поток 34) поступают в расширительную машину 14, в которой из этой части высокого давления извлекается механическая энергия. В машине 14 пар расширяется, в основном, изоэнтропически (адиабатически) от давления 603 фунт/кв.дюйм (4,221 МПа) до давления 333 фунт/кв.дюйм (2,331 МПа) с охлаждением расширенного потока 34а до температуры -125°Р (-87,23°С). Типичные промышленно доступные расширители способны извлекать до 80-85% работы от теоретически достижимой в случае идеального изоэнтропического расширения. Извлеченная работа часто используется для привода турбокомпрессора (такого как 15), который может быть, например, использован для повторного сжатия остаточного газа (поток 37с). Расширенный и частично конденсированный поток 34а поступает в дистилляционную колонну в нижней точке подачи (ниже теоретической тарелки 7 в этом случае).
Жидкости (поток 38) из нижней части абсорбционной колонны 17 при -127°Р (-88,33°С) перекачиваются насосом 18 в отпарную колонну 19 в верхней точке (поток 38а). Рабочее давление отпарной колонны 19 (343 фунт/кв.дюйм 2,401 МПа) несколько выше, чем рабочее давление абсорбционной колонны 17, так что перепад давления между двумя колоннами создает движущую силу, под действием которой пары (поток 39), отбираемые с верху отпарной колонны 19 при -125°Р (-87,2°С), поступают в нижнюю точку подачи абсорбционной колонны 17.
Деметанизатор (абсорбционная колонна 17 и отпарная колонна 19) представляет собой обычную дистилляционную колонну, имеющую несколько вертикально разнесенных тарелок, один или несколько слоев насадки или комбинацию тарелок и слоев насадки. Как это часто бывает в установках обработки природного газа, абсорбционная колонна может состоять из двух секций. Верхняя секция 17а представляет собой сепаратор, в котором частично испаренная верхняя подача разделяется на паровую и жидкую части и в которой пар, поднимающийся из нижней дистилляционной или ректификационной секции 17Ь, объединяется с паровой частью (если присутствует) верхней подачи с образованием потока 37 холодного остаточного газа после дистилляции, который выходит с верха колонны. Нижняя ректификационная секция 17Ь и отпарная колонна 19, имеющие тарелки и/или насадки, создают необхо димый контакт между стекающими жидкостями и поднимающимися парами. Отпарная колонна 19 также включает в себя кипятильники для нагрева и испарения части жидкостей, стекающих по колонне, чтобы создать отпаривающий пар, поднимающийся по колонне.
Жидкий продукт (поток 43) выходит из нижней части колонны при 43°Р (6,11°С) и имеет мольное соотношение метан/этан 0,0237:1, исходя из типичных технических условий на нижний продукт, и нагнетается насосом 20 до давления 550 фунт/кв.дюйм (3,85 МПа) (поток 43а). Давление на выходе насоса обычно устанавливают по основному назначению жидкого продукта. В основном, жидкий продукт поступает в хранилище, и давление на выходе насоса устанавливают так, чтобы предотвратить испарение потока 43а, когда он нагревается до окружающей температуры.
Остаточный газ (поток 37) проступает противотоком входящему исходному газу в а) теплообменник 12, где нагревается до -99°Р (-72,78°С) (поток 37а), Ь) теплообменник 10, где нагревается до 79°Р (26,11°С) (поток 37Ь), и с) теплообменник 21, где нагревается до 110°Р (43,33°С) (поток 37с). Остаточный газ затем повторно сжимается в две стадии. Первая стадия представляет собой компрессор 15, приводимый расширительной машиной 14, и вторая стадия представляет собой компрессор 22, приводимый дополнительным источником мощности. После охлаждения потока 37е до 115°Р (46,11°С) холодильником 23 и до 86°Р (30°С) теплообменником 21 остаточный продуктовый газ (поток 37д) поступает в раздаточный трубопровод при давлении 631 фунт/кв.дюйм (4,417 МПа), достаточном, чтобы соответствовать требованиям, предъявляемым к трубопроводам (обычно порядка давления на входе).
Суммарные расходы потоков и потребление энергии для процесса по фиг. 1 приведены в следующей таблице.
Таблица 1 (фиг. 1)
Суммарные расходы потока (фунт-моль/ч)
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Диоксид углерода Сумма
31 121383 5218 1384 619 1054 131766
32 118997 4514 817 147 990 127561
35 2386 704 567 472 64 4205
33 22015 835 151 27 183 23599
34 96982 3679 666 120 807 103962
38 11021 4734 1353 616 462 18222
39 10916 304 12 1 90 11359
40 6568 6227 1444 625 891 15755
37 121278 788 43 4 682 124903
43 105 4430 1341 615 372 6863
Извлечение (на основе округленных значений расходов)
Этан 84,89%
Пропан 96,90%
Бутаны+ 99,33%
Мощность (кВт)
Сжатие остаточного газа 33128
Как показано в табл. 1, в уровне техники по фиг. 1 извлечение этана достигает 84,89% с использованием мощности сжатия остаточного газа 33570 кВт максимально. Однако концентрация диоксида углерода в продуктовом этане (поток метана, этана и диоксида углерода, который образуется, когда нижний жидкий продукт последовательно фракционируют для отделения С2-компонентов и низших компонентов от С3компонентов и высших углеводородов) составляет 7,59 мол.%, что превышает техническое условие владельца установки в 6 мол.% максимально. Таким образом, в конструкцию установки необходимо вводить систему обработки для удаления диоксида углерода из углеводородов, чтобы получить товарный жидкий продукт. Существует много способов удаления диоксида углерода (обработка входящего исходного газа, обработка общего жидкого продукта, обработка продуктового этана после фракционирования и т.п.), но все эти способы увеличивают не только капитальные затраты установки (из-за стоимости установки системы обработки), но и рабочие затраты установки (из-за расхода энергии и химикатов в системе обработки для удаления диоксида углерода).
Один путь для сохранения продуктового этана в пределах технических условий по диоксиду углерода состоит в том, чтобы деметанизатор работал с отпариванием диоксида углерода из нижнего жидкого продукта за счет добавления теплоты в колонну при использовании боковых кипятильников и/или нижнего кипятильника. На фиг. 2 показан такой вариант рабочей схемы для процесса по фиг. 1. В процессе по фиг. 2 используется такой же состав исходного газа и условия, приведенные для фиг. 1. Однако в модели процесса по фиг. 2 рабочие условия процесса изменяют для регулирования температуры нижней части отпарной колонны 19 так, чтобы содержание диоксида углерода в продуктовом этане соответствовало техническому условию.
В модели этого процесса, как и в модели процесса по фиг. 1, рабочие условия подбирают так, чтобы сохранить извлечение этана на возможно высоком уровне без превышения мощности на сжатие остаточного газа. Поток 31 входящего газа охлаждается в теплообменнике 10 путем теплообмена с холодным остаточным газом при -96°Р (-71,11°С) (поток 37а), жидкостями кипятильника деметанизатора при 50°Р (10°С) (поток 42), жидкостями нижнего бокового кипятильника деметанизатора при 38°Р (3,33°С) (поток 41) и жидкостями верхнего бокового кипятильника деметанизатора при -32°Р (-35,56°С) (поток 40). Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при -72°Р (-57,78°С) и давлении 600 фунт/кв.дюйм (4,2 МПа), где разделяется на пар (поток 32) и конденсированную жидкость (поток 35).
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяется на два потока 33 и 34. Поток 33, содержащий 17% общего пара, объединяется с конденсированной жидкостью из сепаратора 11. Объединенный поток 36 проходит через теплообменник 12 в теплообмене с потоком 37 пара, отбираемого с верха деметанизатора, что приводит к охлаждению и существенной конденсации потока. Конденсированный в существенной степени поток 36а при -132°Р (91,11°С) затем мгновенно расширяется в расширительном клапане 13. Когда поток расширяется до рабочего давления абсорбционной колонны 17 (326 фунт/кв.дюйм 2,282 МПа), он охлаждается до температуры -152°Р (-102,22°С) (поток 36Ь). Расширенный поток 36Ь поступает в колонну в верхней точке подачи.
Остальные 83% пара из сепаратора 11 (поток 34) поступают в расширительную машину 14, в которой из этой части высокого давления извлекается механическая энергия. В машине 14 пар расширяется, в основном, изоэнтропически (адиабатически) от давления 600 фунт/кв.дюйм (4,2 МПа) до рабочего давления 326 фунт/кв.дюйм (2,282 МПа) абсорбционной колонны 17 с охлаждением расширенного потока 34а до температуры -118°Р (-83,33°С). Расширенный и частично конденсированный поток 34а поступает в дистилляционную колонну в нижней точке подачи.
Жидкости (поток 38) из нижней части абсорбционной колонны 17 при -120°Р (-84,44°С) подаются насосом 18 в отпарную колонну 19 в верхней точке подачи (поток 38а). Рабочее давление отпарной колонны 19 (336 фунт/кв.дюйм 2,352 МПа) несколько выше рабочего давления абсорбционной колонны. Перепад давления между этими двумя колоннами создает движущую силу, под действием которой пары (поток 39), отбираемые с верха отпарной колонны 19, при -118°Р (-83,33°С) поступают в нижнюю точку подачи абсорбционной колонны 17.
Жидкий продукт (поток 43) выходит из нижней части колонны 19 при 56°Р (13,33°С). В насосе 20 поток нагнетается до давления 550 фунт/кв.дюйм (38,5 МПа).
Остаточный газ (поток 37) проходит противотоком исходному газу в а) теплообменник 12, где нагревается до -96°Р (-71,11°С) (поток 37а), Ь) теплообменник 10, где нагревается до 70°Р ( 21,11°С) (поток 37Ь), и с) теплообменник 21, где нагревается до 101°Р (38,33°С) (поток 37с). Остаточный газ затем повторно сжимают в две стадии, компрессором 15, приводимым расширительной машиной 14, и компрессором 22, приводимым дополнительным источником мощности. После охлаждения потока 37е до 115°Р (46,11°С) (поток 37Г) холодильником 23 и до 86°Р (30°С) теплообменником 21 остаточный продуктовый газ (поток 37д) поступает в раздаточный трубопровод при давлении 631 фунт/кв.дюйм (4,417 МПа).
Суммарные расходы потоков и потребление энергии для процесса по фиг. 2 приведены в следующей таблице.
Таблица 2 (фиг. 2)
Суммарные расходы потока (фунт-моль/ч)
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Диоксид углерода Сумма
31 121383 5218 1384 619 1054 131766
32 120263 4857 1037 233 1023 129517
35 1120 361 347 386 31 2249
33 20745 838 179 40 176 22342
34 99518 4019 858 193 847 107175
38 6842 3841 1349 615 284 12953
39 6839 244 12 1 56 7174
40 1886 6752 1588 645 1377 12248
37 121380 1621 47 5 826 125987
43 3 3597 1337 614 228 5779
Извлечение (на основе округленных значений расходов)
Этан 68,94%
Пропан 96,61%
Бутаны+ 99,25%
Мощность (кВт)
Сжатие остаточного газа 33302
Концентрация диоксида углерода в продуктовом этане для процесса по фиг. 2 составляет 5,95 мол.%, что согласуется с техническим условием владельца установки в 6,0 мол.% максимально. Отмечено, однако, что мольное отношение метан/этан в нижнем продукте 0,0008:1 (против допустимого отношения
0,0237:1) указывает на степень избыточного отпаривания, необходимого для регулирования содержания диоксида углерода в жидком продукте на нужном уровне. Сравнение уровней извлечения, приведенных в табл. 1 и 2, показывает, что осуществление процесса по фиг. 2 таким образом, чтобы уменьшить содержание диоксида углерода в продуктовом этане, приводит к значительному уменьшению извлечения жидкостей. В процессе по фиг. 2 извлечение этана снижается от 84,89 до 68,94%, извлечение пропана от 96,90 до 96,61% и бутанов+ от 99,33 до 99,25%.
Существуют два фактора при проведении процесса по фиг. 2, которые приводят к меньшему извлечению жидкостей из нижней части отпарной колонны 19 сравнительно с процессом по фиг. 1. Первый, когда температура в нижней части отпарной колонны 19 повышается от 43°Р (6,11°С) в процессе по фиг. 1 до 56°Р (13,33°С) в процессе по фиг. 2; температура в каждой точке колонны увеличивается относительно соответствующих значений температур процесса по фиг. 1. Это уменьшает количество охлаждения, которое потоки жидкостей колонны (потоки 40, 41 и 42) могут подать к входящему газу в теплообменнике 10. В результате, охлажденный поток исходного газа (поток 31а) поступает в сепаратор 11 более теплым при температуре -72°Р (-57,78°С) для процес са по фиг. 2 против -82°Р (-63,33°С) для процесса по фиг. 1, что, в свою очередь, приводит к уменьшению удерживания этана в абсорбционной колонне 17; что отражено содержанием этана в потоке 38 (3841 фунт-моль/ч для процесса по фиг. 2 против 4734 фунт-моль/ч для процесса по фиг. 1). Второй фактор состоит в том, что более высокие температуры в отпарной колонне 19 приводят к повышению температур в абсорбционной колонне 17, что выражается в меньшем количестве жидкого метана, поступающего в отпарную колонну 19 (6842 фунт-моль/ч в потоке 38 для процесса по фиг. 2 против 11021 фунт-моль/ч для процесса по фиг. 1). Когда жидкий метан испаряется боковым кипятильником и главным кипятильником, прикрепленным к отпарной колонне 19, пары метана способствуют отпарке диоксида углерода из жидкостей, стекающих по колонне. При меньшем количестве доступного для отпаривания диоксида углерода метана в процессе по фиг. 2 большее количество этана в жидкостях должно испаряться, чтобы служить отпаривающим газом. Так как значения относительной летучести диоксида углерода и этана близки, пары этана являются гораздо менее эффективным отпаривающим агентом, чем пары метана, что уменьшает эффективность отпарки в колонне.
Описание примеров осуществления изобретения
Пример 1.
На фиг. 3 приведена схема потоков процесса в соответствии с настоящим изобретением. Состав исходного газа и условия, рассматриваемые в процессе по фиг. 3, такие же, как в процессе по фиг. 1. Следовательно, процесс по фиг. 3 можно сравнивать с результатами процесса по фиг. 1 для иллюстрирования преимуществ настоящего изобретения.
В модели процесса по фиг. 3 входящий газ поступает при 86°Р (30°С) и давлении 613 фунт/ кв. дюйм (4,42 МПа) как поток 31. Поток 31 входящего газа охлаждается в теплообменнике 10 путем теплообмена с холодным остаточным газом при -99°Р (-72,77°С) (поток 37а), жидкостями кипятильника деметанизатора при 30°Р (-1,11°С) (поток 42), жидкостями бокового кипятильника деметанизатора при -4°Р (-20°С) (поток 41) и частью жидкостей из нижней части абсорбционной колонны при -128°Р (-88,89°С) (поток 45). Охлажденный поток 31а поступает в сепаратор 11 при -84°Р (-64,44°С) и давлении 603 фунт/кв.дюйм (4,221 МПа) и разделяется на поток 32 пара и поток 35 конденсированной жидкости.
Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяется на первый газообразный и второй газообразный потоки, 33 и 34. Поток 33, содержащий 19% общего пара, объединяется с конденсированной жидкостью (поток 35) с образованием потока 36. Объединенный поток 36 проходит через теплообменник 12 в теплообмене с холодным ос таточным газом (поток 37) и охлаждается до -138°Р (-94,44°С). Конденсированный поток 36а затем мгновенно расширяется в соответствующем устройстве для расширения, таком как расширительный клапан 13, до рабочего давления (приблизительно 332 фунт/кв.дюйм - 2,324 МПа) абсорбционной колонны 17. Во время расширения часть потока испаряется, что приводит к охлаждению общего потока. В процессе по фиг. 3 расширенный поток 36Ь, выходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -151°Р (-101,66°С) и поступает в абсорбционную колонну 17 в верхней точке подачи.
Паровая часть (если присутствует) потока 36Ь объединяется с парами, поднимающимися из верхней фракционирующей ступени колонны, с образованием потока 37 после дистилляции, который выводится из верхней зоны колонны.
Возвращаясь ко второму газообразному потоку 34, остальные 81% пара из сепаратора поступают в расширительную машину 14, в которой из этой части высокого давления извлекается механическая энергия. В машине 14 пар расширяется, в основном, изоэнтропически (адиабатически) от давления 603 фунт/кв.дюйм (4,221 МПа) до давления 332 фунт/кв.дюйм (2,324 МПа) с охлаждением расширенного потока 34а до температуры -127°Р (-88,34°С). Расширенный и частично конденсированный поток 34а затем поступает в абсорбционную колонну 17 в нижней точке подачи.
В варианте, как показано пунктирной линией, конденсированная жидкость (поток 35) из сепаратора 11 может быть мгновенно расширена в подходящем устройстве, таком как расширительный клапан 16, до рабочего давления абсорбционной колонны 17 с охлаждением потока 35 и образованием потока 35а. Расширенный поток 35а, выходящий из расширительного клапана 16, может затем поступать в абсорбционную колонну 17 в нижней точке подачи или в отпарную колонну 19 в верхней точке подачи.
Жидкости (поток 38) из нижней части абсорбционной колонны 17 поступают в насос 18 при -128°Р (-88,89°С), нагнетаются до более высокого давления (поток 38а) и разделяются на две части. Одна часть (поток 44), содержащая 55% общей жидкости, поступает в отпарную колонну 19 в верхней точке подачи. Рабочее давление отпарной колонны 19 (342 фунт/кв.дюйм 2,394 МПа) несколько выше рабочего давления абсорбционной колонны 17, так что перепад давления между двумя колоннами создает движущую силу, под действием которой пары (поток 39) при -123°Р (-86,12°С), отбираемые с верха отпарной колонны 19, поступают в абсорбционную колонну 17 в нижней точке подачи.
Другая часть (поток 45), содержащая остальные 45% перекаченного насосом 18 до более высокого давления жидкого потока 38а, поступает в теплообменник 10, в котором охлаж дает часть входящего газа, нагревается до -20°Р (-6,67°С) и частично испаряется. Нагретый поток 45а затем поступает в отпарную колонну 19 в средней точке подачи, отделенной от верхней точки подачи, где поток 44 поступает в колонну, по меньшей мере, одной теоретической тарелкой. В этом случае частично испаренный поток течет в ту же точку колонны, которая была использована для возврата потока верхнего бокового кипятильника (теоретическая тарелка 8 в отпарной колонне 19) в процессе по фиг. 1 и которая эквивалентна семи теоретическим тарелкам ниже точки отбора жидкого потока во фракционирующей системе (верхняя точка, где поток 44 входит в отпарную колонну 19).
Жидкий продукт (поток 43) выходит из нижней части колонны 19 при 42°Р (5,56°С). В насосе 20 поток нагнетается до давления 550 фунт/ кв.дюйм (3,85 МПа). Остаточный газ (поток 37) проходит противотоком входящему исходному газу в а) теплообменник 12, где нагревается до -99°Р (-72,77°С) (поток 37а), Ь) теплообменник 10, где нагревается до 80°Р (26,67°С) (поток 37Ь), и с) теплообменник 21, где нагревается до 105°Р (40,56°С) (поток 37с). Остаточный газ затем повторно сжимается в две стадии, компрессором 15, приводимым расширительной машиной 14, и компрессором 22, приводимым дополнительным источником мощности. После охлаждения потока 37е до 115°Р (46,11°С) (поток 371) холодильником 23 и до 86°Р (30°С) теплообменником 21 остаточный продуктовый газ (поток 37д) поступает в раздаточный трубопровод при давлении 631 фунт/кв.дюйм (4,417 МПа).
Суммарные расходы потоков и потребление энергии для процесса по фиг. 3 приведены в следующей таблице.
Таблица 3 (фиг. 3)
Суммарные расходы потоков (фунт-моль/ч)
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Диоксид углерода Сумма
31 121383 5218 1384 619 1054 131766
32 118694 4440 779 136 982 127126
35 2689 778 605 483 72 4640
33 22552 844 148 26 187 24154
34 96142 3596 631 110 795 102972
38 11906 4855 1357 616 557 19330
44 6548 2670 746 339 306 10632
45 5358 2185 611 277 251 8698
39 11800 362 13 1 156 12370
37 121277 725 40 4 653 124806
43 106 4493 1344 615 401 6960
Извлечение (на основе округленных значений расходов)
Этан 86,12%
Пропан 97,10%
Бутаны+ 99,41%
Мощность (кВт)
Сжатие остаточного газа 33132
Сравнение табл. 1 и 3 показывает, что (при сравнении с уровнем техники) настоящее изобретение улучшает извлечение этана от 84,89 до 86,12%, извлечение пропана от 96,90 до 97,10%, извлечение бутанов+ от 99,33 до 99,41%. Сравнение табл. 1 и 3 дополнительно показывает, что улучшение выходов было достигнуто с использованием эквивалентной мощности.
Благодаря использованию модифицированного кипятильника жидкость, поступающая из колонны в теплообменник 10 (поток 45), холоднее соответствующего потока 40 процесса по фиг. 1. Это увеличивает охлаждение, пригодное для входящего газа, что позволяет не только значительно увеличить производительность жидкостей в этой схеме, но жидкости пригодны при более низких температурах, чем это могло быть со схемой обычного кипятильника. В результате, увеличивается извлечение С2+компонента и высших углеводородов в процессе по фиг. 3 при использовании такого же количества мощности на сжатие остаточного газа, как и в прототипе процесса по фиг. 1.
Пример 2.
В тех случаях, когда содержание диоксида углерода в жидком продукте является предметом обсуждения (из-за более жестких требований к характеристикам продукта, предъявляемых заказчиком, как в процессе по фиг. 2, например), настоящее изобретение представляет значительные преимущества в извлечении и эффективности по сравнению с известным из уровня техники процессом по фиг. 2. Рабочие условия процесса по фиг. 3 могут быть изменены, чтобы уменьшить содержание диоксида углерода в жидком продукте настоящего изобретения, как показано на фиг. 4. Состав исходного газа и условия, рассматриваемые в процессе по фиг. 4, такие же, как и в процессах по фиг. 1 и 2. Таким образом, процесс по фиг. 4 можно сравнивать с процессами по фиг. 1 и 2, чтобы проиллюстрировать преимущества настоящего изобретения.
В модели процесса по фиг. 4 схема охлаждения входящего газа и разделения, по существу, такая же, как была использована в процессе по фиг. 3. Основное отличие состоит в том, что система управления установкой отрегулирована, чтобы увеличить пропорцию жидкостей из нижней части абсорбционной колонны 17 (поток 45), которые нагреваются в теплообменнике 10 и поступают в отпарную колонну 19 в средней точке подачи. Система управления установкой также отрегулирована, чтобы незначительно повысить температуру нижней части отпарной колонны 19, от 42°Е (5,56°С) в процессе по фиг. 3 до 45°Е (7,22°С) в процессе по фиг. 4, для сохранения мольного отношения метан/этан на заданном значении 0,0237:1 в нижнем продукте. Повышенное количество нагретого потока 45а, поступающего в отпарную колонну 19, и более высокие температуры ниж ней части колонны увеличивают отпарку в колонне, что приводит к более высоким температурам для процесса по фиг. 4 относительно процесса по фиг. 3, как в абсорбционной колонне 17, так и в отпарной колонне 19, с результирующим эффектом снижения содержания диоксида углерода в потоке 43 жидкого продукта, выходящего из отпарной колонны 19. Более высокие температуры в колоннах также приводят к незначительному уменьшению низкотемпературного охлаждения, которое имеется в наличии в потоках процесса для подачи к входящим потокам колонны. В частности, это требует незначительного снижения части газа (поток 32) из сепаратора, которая поступает в теплообменник 12 в виде потока 33, тем самым снижается количество потока 36Ь, поступающего в верхнюю точку подачи абсорбционной колонны 17.
Суммарные расходы потоков и потребление энергии для процесса по фиг. 4 приведены в следующей таблице.
Таблица 4 (фиг. 4)
Суммарные расходы потоков (фунт-моль/ч)
Поток Метан Этан Пропан Бутаны+ Диоксид углерода Сумма
31 121383 5218 1384 619 1054 131766
32 118612 4421 770 133 980 127009
35 2771 797 614 486 74 4757
33 21943 818 143 25 181 23497
34 96669 3603 627 108 799 103512
38 11442 4976 1362 616 616 19052
44 5721 2488 681 308 308 9527
45 5721 2488 681 308 308 9527
39 11337 561 21 1 338 12297
37 121278 803 43 4 776 125011
43 105 4415 1341 615 278 6755
Извлечение (на основе округленных значений расходов)
Этан 84,61%
Пропан 96,96%
Бутаны+ 99,39%
Мощность (кВт)
Сжатие остаточного газа 33251
Концентрация диоксида углерода в продуктовом этане процесса по фиг. 4 составляет 5,80 мол.%, значительно ниже требований, предъявляемых заказчиком. Сравнение уровней извлечения, приведенных в табл. 1 и 4, показывает, что настоящее изобретение позволяет достичь требуемого содержания диоксида углерода при сохранении почти такой же эффективности извлечения жидкостей, как в процессе по фиг. 1. Хотя извлечение этана незначительно уменьшается от 84,89 до 84,61%, извлечение пропана и бутанов+ несколько увеличивается от 96,90 до 96,96% и от 99,33 до 99,39% соответственно. Сравнение табл. 1 и 4 дальше показывает, что сохранение выходов продукта было достигнуто при использовании, по существу, такой же мощности.
Сравнение уровней извлечения, показанных в табл. 2 и 4, показывает, что настоящее изобретение обеспечивает гораздо более высокую эффективность извлечения жидкостей, чем в процессе по фиг. 2, когда работает в режиме ограничения содержания диоксида углерода в жидком продукте. Сравнивая процесс по фиг. 2 с процессом по фиг. 4, можно увидеть, что извлечение этана повышается от 68,94 до 84,61%, т.е. почти на 15,7% больше. Извлечение пропана и бутанов+ также несколько увеличивается от 96,61 до 96,96% и от 99,25 до 99,39% соответственно. Дальнейшее сравнение табл. 2 и 4 показывает, что более высокий выход продукта не просто результат увеличения потребности мощности. Напротив, когда настоящее изобретение применяют, как в примере 2, не только увеличивается извлечение этана, пропана и бутанов+ по сравнению с известным из уровня техники процессом, но и увеличивается эффективность извлечения жидкости на 23% (на основе этана, извлеченного на единицу затраченной мощности).
Как и в случае процесса по фиг. 3, преимущество, достигаемое осуществлением процесса по фиг. 4, состоит в том, что модифицированная схема кипятильника обеспечивает более холодные жидкости колонны, применяемые для охлаждения входящих потоков. Это увеличивает охлаждение, пригодное для входящего газа, что позволяет не только значительно увеличить производительность жидкостей в этом случае, но и жидкости пригодны при более низких температурах. В то же самое время больше метана поступает ниже в отпарную колонну, чем могло бы быть в ином случае, чтобы удовлетворить требования по диоксиду углерода. Замечено, что поток 45 в процессе фиг. 4 содержит 5721 фунт-моль/ч метана и поступает на теоретическую тарелку 8 отпарной колонны 19, в то время как поток 40 в процессе по фиг. 2 содержит только 1886 фунт-моль/ч и поступает в верхнюю часть отпарной колонны 19. Дополнительное количество метана, создаваемое настоящим изобретением в процессе фиг. 4, помогает отпарить диоксид углерода из жидкостей, стекающих по отпарной колонне. Количество диоксида углерода в ИСЬ (продукте сжижения природного газа) можно изменять, регулируя количество жидкости, отбираемой для подачи в модифицированную схему кипятильника, вместо подачи в верхнюю часть отпарной колонны.
Другие примеры осуществления изобретения
На фиг. 5 показана схема потоков, иллюстрирующая, как процесс и устройство, приведенные в патенте США 5568737, можно приспособить для установки обработки природного газа в соответствии с настоящим изобретением. На фиг. 6, 7, 8 и 9 схемы показывают некоторые варианты способов осуществления модифицированной схемы кипятильника. На фиг. 6 показано типичное использование термосифона, в котором частичный поток жидкости из фракционирующей колонны 50 в кипятильник 57 можно регулировать клапаном 58 в линии 61 отбора жидкости. Часть жидкости, не отбираемая из колонны, просто переливается через тарелку 51 стаканного типа и через распределитель 52 поступает на насадку (или тарелки) 53 ниже. Нагретый поток в линии 61а из кипятильника 57 возвращается во фракционирующую колонну 50 в нижней точке, которая имеет подходящий распределительный механизм, такой как тарелка 54 стаканного типа и распределитель 55, для смешивания нагретого потока со стекающей по колонне жидкостью из насадки 53 и подачи смеси к насадке (или тарелкам) 56. На фиг. 7 и 8 показано типичное применение с нагнетанием, в котором вся стекающая жидкость отбирается в линию 61 и нагнетается до более высокого давления насосом 60. Поток жидкости под более высоким давлением в линии 61а затем разделяется в подходящих распределительных клапанах 58 и 59 для получения нужного количества жидкости в линии 62, поступающей в кипятильник 57. Нагретый поток по линии 62а, отходящей из кипятильника, возвращается во фракционирующую колонну 50 в нижней точке, как было приведено раньше для фиг. 6. На фиг. 7 жидкость, которая не поступает в кипятильник, по линии 63 возвращается на тарелку 51 стаканного типа, с которой жидкость первоначально отбиралась, переливается через тарелку 51 на распределитель и поступает на насадку (или тарелки) 53 ниже. На фиг. 8 жидкость, которая не поступает в кипятильник, по линии 63 возвращается в колонну ниже тарелки 51 стаканного типа, с которой жидкость первоначально отбиралась, и поступает непосредственно в распределитель 52, который подает жидкость на насадку (или тарелки) 53 ниже. На фиг. 9 показано, как систему нагнетания, показанную на фиг. 8, можно применить в разделенной колонне (верхняя колонна 65 и нижняя колонна 50), такой же, как в фиг. 3 и 4.
Специалистам, работающим в этой области техники, понятно, что преимущества настоящего изобретения создаются более холодным потоком к боковому кипятильнику и/или кипятильникам, что позволяет дополнительно охлаждать входящие в колонну потоки. Дополнительное охлаждение уменьшает потребность в мощности, необходимой для данного уровня извлечения продукта, и/или улучшает уровни извлечения продукта для данной мощности. Кроме того, специалистам, работающим в этой области техники, понятно, что преимущество настоящего изобретения состоит также в большем количестве метана, вводимого ниже в деметанизатор, чтобы способствовать отпарке диоксида углерода из стекающей по колонне жидкости. Чем больше метана имеется для отпарки диоксида углерода, тем, следовательно, меньше для этого требуется этана, что увеличивает ко личество этана в нижнем жидком продукте. Вследствие этого, настоящее изобретение применимо для любого процесса, находящегося в зависимости от охлаждения любого числа входящих потоков и подачи полученных входящих потоков в колонну для дистилляции.
В соответствии с изобретением охлаждение входящих потоков деметанизатора можно осуществлять несколькими способами. В процессах по фиг. 3 и 4 входящий поток 36 охлаждается и в существенной степени конденсируется потоком 37 пара, отбираемого с верха деметанизатора, в то время как жидкости деметанизатора (потоки 45, 41 и 42) используются только для охлаждения газового потока. В процессе по фиг. 5 входящий поток 48 остаточного газа высокого давления также охлаждается и в существенной степени конденсируется частями потока (потоки 46 и 37) пара, отбираемого с верха дистилляционной колонны, в то время как жидкости (потоки 40 и 42) деметанизатора используются только для охлаждения газового потока. Однако жидкости деметанизатора можно использовать, чтобы осуществить частичное или полное охлаждение и конденсацию потока 36 в процессах фиг. 3-5 и/или потока 48 в процессе по фиг. 5, дополнительно или вместо охлаждения газового потока. Далее, может быть использован любой поток при температуре более низкой, чем температура охлаждения входящего потока. Например, боковой отбор пара из деметанизатора может быть использован для охлаждения. Другие потенциальные источники охлаждения включают в себя (но не ограничены ими) жидкости высокого давления из сепаратора, мгновенно расширенные, и механические системы низкотемпературного охлаждения. Выбор источника охлаждения будет зависеть от ряда факторов (но не ограничен ими), в том числе от состава и состояния входящего газа, размера установки, размера теплообменника, температуры потенциального источника охлаждения и т. д. Специалистам, работающим в этой области техники, также понятно, что любые комбинации источников охлаждения или способов охлаждения можно применять в комбинации для достижения нужной температуры входящих потоков.
В соответствии с изобретением можно использовать внешнее низкотемпературное охлаждение для добавления охлаждения к тому, что уже доступно для входящего газа от других потоков процесса, в частности, в случае более насыщенного компонентами входящего газа, чем в примерах 1 и 2. Использование и распределение жидкостей деметанизатора для теплообмена и специфическое устройство теплообменников для охлаждения входящего газа должно быть оценено для каждого отдельного случая, так же как и выбор потоков процесса для использования в теплообмене.
Жидкость высокого давления на фиг. 3-5 (поток 35) нет нужды полностью объединять с частью пара из сепаратора (поток 33), поступающей в теплообменник 12. В варианте поток жидкости (или часть его) может быть расширен в подходящем устройстве расширения, таком как расширительный клапан 16, и подан в точку ниже середины дистилляционной колонны (абсорбционная колонна 17 или отпарная колонна 19 на фиг. 3 и 4 , фракционирующая колонна 17 на фиг. 5). Поток жидкости можно также использовать для охлаждения входящего газа или другого теплообмена до или после расширения, но перед поступлением в деметанизатор.
Понятно, что относительное количество подачи в каждой ветви входящих потоков колонны будет зависеть от нескольких факторов, в том числе от давления газа, состава входящего газа, количества теплоты, которое можно извлечь из подачи, и количества доступной мощности. Чем больше подача на верх колонны, тем больше увеличивается извлечение и уменьшается энергия, извлекаемая из расширительной машины, а это увеличивает потребности в мощности на повторное сжатие. Увеличение подачи ниже в колонну уменьшает потребление мощности, но также уменьшает извлечение продукта. Точки подачи в среднюю часть колонны по фиг. 3 и 4 предпочтительны для приведенных рабочих условий процесса. Однако относительное местоположение подачи в среднюю часть колонны может изменяться в зависимости от состава входящего газа или других факторов, таких как нужные уровни извлечения и количество жидкости, образующейся при охлаждении входящего газа. Кроме того, два или более входящих потоков или части их можно объединять в зависимости от относительных температур и количеств отдельных потоков с последующей подачей объединенного потока в среднюю точку колонны.
Фиг. 3 и 4 представляют предпочтительное осуществление для показанных составов и давления. Хотя расширение отдельного потока осуществляется в частном устройстве для расширения, можно применять другие устройства. Например, при определенных условиях можно использовать энергию расширения в существенной степени конденсированной части входящего потока (36а на фиг. 3-5) или в существенной степени конденсированного рециклового потока (48Ь на фиг. 5).
На фиг. 3 и 4 показана фракционирующая колонна, сконструированная из двух секций 17 и 19 из-за размеров установки. Решение, использовать ли фракционирующую колонну в форме одного реактора (17 на фиг. 5) или в виде нескольких реакторов, зависит от ряда факторов, таких как размер установки, расстояние до производственного оборудования и т. д.
Выше настоящее изобретение описано на предпочтительных примерах осуществления, однако, могут быть внесены изменения и дополнения, касающиеся условий, типов сырья или других требований, которые очевидны специалистам в данной области техники, не выходящие за пределы существа изобретения, определенные следующей ниже формулой изобретения.

Claims (13)

ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
1) дистиллят выводят из указанной фракционирующей колонны и нагревают, и
1) указанные охлажденный расширенный первый и второй расширенный потоки подвергают фракционированию при указанном более низком давлении с извлечением компонентов указанной фракции относительно меньшей летучести, при этом
1) дистиллят выводят из указанной фракционирующей колонны и нагревают,
1. Способ разделения газового потока, включающего в себя метан, С2-компоненты, С3компоненты и компоненты высших углеводородов, на летучую фракцию остаточного газа, включающую в себя большую часть указанного метана, и фракцию относительно меньшей летучести, включающую в себя большую часть указанных С2-компонентов, С3-компонентов и компонентов высших углеводородов, в котором
a) указанный газовый поток обрабатывают на одной или нескольких стадиях теплообмена и, по меньшей мере, на одной стадии разделения, для получения, по меньшей мере, первого входящего потока, охлаждаемого под давлением для конденсации, по существу, всего потока, и, по меньшей мере, второго входящего потока, охлаждаемого под давлением,
b) указанный, по существу, конденсированный первый входящий поток расширяют до более низкого давления, в силу чего он дополнительно охлаждается, и затем подают во фракционирующую колонну в верхней точке подачи,
c) указанный охлажденный второй входящий поток расширяют до указанного более низкого давления и затем подают во фракционирующую колонну в средней точке подачи, и
б) указанные охлажденный расширенный первый и расширенный второй потоки подвергают фракционированию при указанном более низком давлении с извлечением компонентов указанной фракции относительно меньшей летучести, при этом
2) нагретый дистиллят возвращают в более низкую точку фракционирующей колонны, отделенную от точки вывода, по меньшей мере, одной теоретической тарелкой, причем
2. Способ разделения газового потока, включающего в себя метан, С2-компоненты, С3компоненты и компоненты высших углеводородов, на летучую фракцию остаточного газа, включающую в себя большую часть указанного метана, и фракцию относительно меньшей лету чести, включающую в себя большую часть указанных С2-компонентов, С3-компонентов и компонентов высших углеводородов, в котором
a) выведенную из фракционирующей колонны летучую фракцию остаточного газа сжимают и часть выводят для формирования сжатого первого потока,
b) указанный сжатый первый поток охлаждают под давлением для конденсации, по существу, всего потока,
c) указанный, по существу, конденсированный первый поток расширяют до более низкого давления, в силу чего он дополнительно охлаждается, и затем подают во фракционирующую колонну в верхней точке подачи,
б) указанный газовый поток обрабатывают на одной или нескольких стадиях теплообмена с образованием, по меньшей мере, второго потока, который охлаждают под давлением,
е) указанный охлажденный второй поток расширяют до указанного более низкого давления и затем подают в фракционирующую колонну в средней точке подачи, и
2) нагретый дистиллят возвращают в более низкую точку фракционирующей колонны, отделенную от точки вывода, по меньшей мере, одной теоретической тарелкой, причем
3. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что указанный дистиллят перекачивают после выведения из указанной фракционирующей колонны.
3) количества и температуры указанных потоков, входящих в фракционирующую колонну, достаточны для поддержания верхней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей извлечение большей части компонентов указанной фракции относительно меньшей летучести.
3) количества и температуры указанных входящих потоков в указанную фракционирующую колонну достаточны для поддержания верхней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей извлечение большей части компонентов указанной фракции относительно меньшей летучести.
4. Способ по п.3, отличающийся тем, что
a) указанный перекаченный дистиллят разделяют, по меньшей мере, на первую и вторую части,
b) указанную первую часть нагревают, и
c) нагретую первую часть возвращают в более низкую точку фракционирующей колонны, отделенную от точки вывода, по меньшей мере, одной теоретической тарелкой.
5. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что указанный дистиллят нагревают путем теплообмена, по меньшей мере, с частью указанного газового потока или указанных входящих потоков для их охлаждения.
6. Способ по п.3, отличающийся тем, что указанный перекаченный дистиллят нагревают путем теплообмена, по меньшей мере, с частью указанного газового потока или указанных входящих потоков для их охлаждения.
7. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанную первую часть нагревают путем теплообмена, по меньшей мере, с частью указанного газового потока или указанных входящих потоков для их охлаждения.
8. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что количество и температура указанного нагретого дистиллята и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
9. Способ по п.3, отличающийся тем, что количество и температура указанного нагретого дистиллята и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
10. Способ по п.4, отличающийся тем, что количество и температура указанной нагретой первой части и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечи-
16°Г
43”Г
Фиг. 1 вающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
11. Способ по п.5, отличающийся тем, что количество и температура указанного нагретого дистиллята и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
12. Способ по п.6, отличающийся тем, что количество и температура указанного нагретого дистиллята и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
13. Способ по п.7, отличающийся тем, что количество и температура указанной нагретой первой части и нагревание, подводимое к указанной фракционирующей колонне, достаточны для поддержания нижней части фракционирующей колонны при температуре, обеспечивающей уменьшение количества диоксида углерода в указанной фракции относительно меньшей летучести.
EA200100598A 1998-12-01 1999-11-24 Способ разделения газового потока (варианты) EA003854B1 (ru)

Applications Claiming Priority (3)

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

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200100598A1 EA200100598A1 (ru) 2001-12-24
EA003854B1 true EA003854B1 (ru) 2003-10-30

Family

ID=26808081

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200100598A EA003854B1 (ru) 1998-12-01 1999-11-24 Способ разделения газового потока (варианты)

Country Status (20)

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

Families Citing this family (124)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6278035B1 (en) * 2000-03-17 2001-08-21 Ronald D. Key Process for C2 recovery
AU7158701A (en) * 2000-08-11 2002-02-25 Fluor Corp High propane recovery process and configurations
MXPA03002804A (es) * 2000-10-02 2005-08-26 Elcor Corp Procesamiento de gas de hidrocarburos.
US6367286B1 (en) * 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6526777B1 (en) 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6742358B2 (en) 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
UA76750C2 (ru) * 2001-06-08 2006-09-15 Елккорп Способ сжижения природного газа (варианты)
US6516631B1 (en) 2001-08-10 2003-02-11 Mark A. Trebble Hydrocarbon gas processing
FR2831656B1 (fr) * 2001-10-31 2004-04-30 Technip Cie Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes
CA2466167C (en) * 2001-11-09 2009-02-10 Fluor Corporation Configurations and methods for improved ngl recovery
US6823692B1 (en) 2002-02-11 2004-11-30 Abb Lummus Global Inc. Carbon dioxide reduction scheme for NGL processes
US6941771B2 (en) * 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
WO2003095913A1 (en) * 2002-05-08 2003-11-20 Fluor Corporation Configuration and process for ngl recovery using a subcooled absorption reflux process
WO2003100334A1 (en) * 2002-05-20 2003-12-04 Fluor Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
WO2004017002A1 (en) * 2002-08-15 2004-02-26 Fluor Corporation Low pressure ngl plant configurations
US6945075B2 (en) * 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
US7069744B2 (en) * 2002-12-19 2006-07-04 Abb Lummus Global Inc. Lean reflux-high hydrocarbon recovery process
US7484385B2 (en) * 2003-01-16 2009-02-03 Lummus Technology Inc. Multiple reflux stream hydrocarbon recovery process
JP4571934B2 (ja) * 2003-02-25 2010-10-27 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガス処理
US6889523B2 (en) 2003-03-07 2005-05-10 Elkcorp LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US7107788B2 (en) * 2003-03-07 2006-09-19 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Residue recycle-high ethane recovery process
US7155931B2 (en) * 2003-09-30 2007-01-02 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US8209996B2 (en) * 2003-10-30 2012-07-03 Fluor Technologies Corporation Flexible NGL process and methods
US7159417B2 (en) * 2004-03-18 2007-01-09 Abb Lummus Global, Inc. Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams
US7204100B2 (en) * 2004-05-04 2007-04-17 Ortloff Engineers, Ltd. Natural gas liquefaction
NZ549467A (en) * 2004-07-01 2010-09-30 Ortloff Engineers Ltd Liquefied natural gas processing
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
US20060130521A1 (en) * 2004-12-17 2006-06-22 Abb Lummus Global Inc. Method for recovery of natural gas liquids for liquefied natural gas
US20060130520A1 (en) * 2004-12-17 2006-06-22 Abb Lummus Global Inc. Method for recovery of natural gas liquids for liquefied natural gas
JP5032342B2 (ja) * 2005-02-24 2012-09-26 ツヴィスター・ベー・ウイ 天然ガス流を冷却し、冷却流を各種フラクションに分離する方法及びシステム
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
AU2006269696B2 (en) * 2005-07-07 2009-05-07 Fluor Technologies Corporation NGL recovery methods and configurations
JP5032562B2 (ja) * 2006-04-12 2012-09-26 シエル・インターナシヨネイル・リサーチ・マーチヤツピイ・ベー・ウイ 天然ガス流の液化方法及び装置
MX2008013462A (es) * 2006-06-02 2008-10-29 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de gas natural licuado.
US9316433B2 (en) 2006-06-27 2016-04-19 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery methods and configurations
AU2007273015B2 (en) * 2006-07-10 2010-06-10 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for rich gas conditioning for NGL recovery
BRPI0717384A2 (pt) * 2006-10-24 2013-10-15 Shell Int Research Método e aparelho para o tratamento de uma corrente de hidrocarbonetos
US7777088B2 (en) 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US8590340B2 (en) * 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9869510B2 (en) * 2007-05-17 2018-01-16 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US8919148B2 (en) * 2007-10-18 2014-12-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9243842B2 (en) 2008-02-15 2016-01-26 Black & Veatch Corporation Combined synthesis gas separation and LNG production method and system
US8973398B2 (en) 2008-02-27 2015-03-10 Kellogg Brown & Root Llc Apparatus and method for regasification of liquefied natural gas
US8640494B2 (en) * 2008-05-15 2014-02-04 Jose Lourenco Method to produce natural gas liquids NGLs at gas Pressure Reduction Stations
US20090282865A1 (en) * 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US20090293537A1 (en) * 2008-05-27 2009-12-03 Ameringer Greg E NGL Extraction From Natural Gas
WO2011123124A1 (en) 2010-03-31 2011-10-06 Colorado State University Research Foundation Liquid-gas interface plasma device
WO2009146439A1 (en) * 2008-05-30 2009-12-03 Colorado State University Research Foundation System, method and apparatus for generating plasma
US9288886B2 (en) * 2008-05-30 2016-03-15 Colorado State University Research Foundation Plasma-based chemical source device and method of use thereof
US8994270B2 (en) 2008-05-30 2015-03-31 Colorado State University Research Foundation System and methods for plasma application
CN101290184B (zh) * 2008-06-05 2010-10-13 北京国能时代能源科技发展有限公司 一种化工尾气的液化分离方法及设备
US8381544B2 (en) * 2008-07-18 2013-02-26 Kellogg Brown & Root Llc Method for liquefaction of natural gas
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
US20100050688A1 (en) * 2008-09-03 2010-03-04 Ameringer Greg E NGL Extraction from Liquefied Natural Gas
WO2010042266A1 (en) * 2008-10-07 2010-04-15 Exxonmobil Upstream Research Company Helium recovery from natural gas integrated with ngl recovery
WO2010051617A1 (en) * 2008-11-10 2010-05-14 Jose Lourenco Method to increase gas mass flow injection rates to gas storage caverns using lng
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
EP2399091A4 (en) * 2009-02-17 2018-04-18 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 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
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 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
WO2010144288A1 (en) * 2009-06-11 2010-12-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9476639B2 (en) * 2009-09-21 2016-10-25 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
US8222822B2 (en) 2009-10-27 2012-07-17 Tyco Healthcare Group Lp Inductively-coupled plasma device
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
WO2011117655A2 (en) 2010-03-25 2011-09-29 The University Of Manchester Refrigeration process
EP2552340A4 (en) 2010-03-31 2015-10-14 Univ Colorado State Res Found PLASMA DEVICE WITH LIQUID GAS INTERFACE
US10113127B2 (en) 2010-04-16 2018-10-30 Black & Veatch Holding Company Process for separating nitrogen from a natural gas stream with nitrogen stripping in the production of liquefied natural gas
KR101666254B1 (ko) * 2010-06-03 2016-10-13 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 탄화수소 가스 처리공정
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
CA2728716C (en) * 2011-01-18 2017-12-05 Jose Lourenco Method of recovery of natural gas liquids from natural gas at ngls recovery plants
US10852060B2 (en) 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
CA2763081C (en) * 2011-12-20 2019-08-13 Jose Lourenco Method to produce liquefied natural gas (lng) at midstream natural gas liquids (ngls) recovery plants.
US9683776B2 (en) * 2012-02-16 2017-06-20 Kellogg Brown & Root Llc Systems and methods for separating hydrocarbons using one or more dividing wall columns
US10139157B2 (en) 2012-02-22 2018-11-27 Black & Veatch Holding Company NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant
CA2772479C (en) 2012-03-21 2020-01-07 Mackenzie Millar Temperature controlled method to liquefy gas and a production plant using the method.
CA2790961C (en) 2012-05-11 2019-09-03 Jose Lourenco A method to recover lpg and condensates from refineries fuel gas streams.
CA2787746C (en) 2012-08-27 2019-08-13 Mackenzie Millar Method of producing and distributing liquid natural gas
US20140060114A1 (en) * 2012-08-30 2014-03-06 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for offshore ngl recovery
CA2798057C (en) 2012-12-04 2019-11-26 Mackenzie Millar A method to produce lng at gas pressure letdown stations in natural gas transmission pipeline systems
DE102013200572A1 (de) * 2013-01-16 2014-07-17 Siemens Aktiengesellschaft Vorrichtung zur Regasifizierung von Flüssigerdgas und zugehöriges Verfahren
US9532826B2 (en) 2013-03-06 2017-01-03 Covidien Lp System and method for sinus surgery
US9555145B2 (en) 2013-03-13 2017-01-31 Covidien Lp System and method for biofilm remediation
CA2813260C (en) 2013-04-15 2021-07-06 Mackenzie Millar A method to produce lng
US9581385B2 (en) 2013-05-15 2017-02-28 Linde Engineering North America Inc. Methods for separating hydrocarbon gases
US20140366577A1 (en) 2013-06-18 2014-12-18 Pioneer Energy Inc. Systems and methods for separating alkane gases with applications to raw natural gas processing and flare gas capture
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
MY179078A (en) 2013-09-11 2020-10-27 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
CA2923267C (en) 2013-09-11 2020-09-15 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10563913B2 (en) 2013-11-15 2020-02-18 Black & Veatch Holding Company Systems and methods for hydrocarbon refrigeration with a mixed refrigerant cycle
US9574822B2 (en) 2014-03-17 2017-02-21 Black & Veatch Corporation Liquefied natural gas facility employing an optimized mixed refrigerant system
WO2015158395A1 (en) * 2014-04-17 2015-10-22 Statoil Petroleum As Extraction of natural gas liquids and cooling of treated recompressed gas
WO2016023098A1 (en) * 2014-08-15 2016-02-18 1304338 Alberta Ltd. A method of removing carbon dioxide during liquid natural gas production from natural gas at gas pressure letdown stations
CA2976071C (en) * 2015-02-09 2020-10-27 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
RU2576704C1 (ru) * 2015-04-20 2016-03-10 Андрей Владиславович Курочкин Способ подготовки углеводородного газа
RU2585333C1 (ru) * 2015-04-20 2016-05-27 Андрей Владиславович Курочкин Способ подготовки попутного нефтяного газа
US11173445B2 (en) 2015-09-16 2021-11-16 1304338 Alberta Ltd. Method of preparing natural gas at a gas pressure reduction stations to produce liquid natural gas (LNG)
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
DE102016003305A1 (de) * 2016-03-17 2017-09-21 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zum Abtrennen einer ethanreichen Fraktion aus Erdgas
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US11725879B2 (en) 2016-09-09 2023-08-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting NGL plant for high ethane recovery
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11015865B2 (en) 2018-08-27 2021-05-25 Bcck Holding Company System and method for natural gas liquid production with flexible ethane recovery or rejection
MX2021010986A (es) 2019-03-11 2021-10-13 Uop Llc Procesamiento de gases de hidrocarburos.
CN110118468B (zh) * 2019-05-10 2020-02-11 西南石油大学 一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法
EP3771872A1 (de) * 2019-08-02 2021-02-03 Linde GmbH Verfahren und anlage zur bereitstellung eines erdgasprodukts
US11643604B2 (en) * 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
WO2022005270A1 (en) * 2020-07-01 2022-01-06 Drl Engineering Sdn Bhd Split deethaniser fractionation
CN112452095B (zh) * 2020-11-10 2022-11-08 中国石油化工股份有限公司 一种改进的尾气精馏方法
WO2023222637A1 (fr) * 2022-05-18 2023-11-23 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procédé et appareil de séparation à basse température d'un gaz contenant du co2 pour produire un fluide riche en co2
FR3127558A1 (fr) * 2022-07-29 2023-03-31 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procédé et appareil de séparation à basse température d’un gaz contenant du CO2 pour produire un fluide riche en CO2

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4171964A (en) 1976-06-21 1979-10-23 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4157904A (en) 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4251249A (en) 1977-01-19 1981-02-17 The Randall Corporation Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4185978A (en) 1977-03-01 1980-01-29 Standard Oil Company (Indiana) Method for cryogenic separation of carbon dioxide from hydrocarbons
US4278457A (en) 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
USRE33408E (en) 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
FR2571129B1 (fr) 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4710214A (en) * 1986-12-19 1987-12-01 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
US4854955A (en) 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4869740A (en) 1988-05-17 1989-09-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4889545A (en) 1988-11-21 1989-12-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4895584A (en) * 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) * 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
CA2223042C (en) 1995-06-07 2001-01-30 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5799507A (en) 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5983664A (en) 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing

Also Published As

Publication number Publication date
ATE295519T1 (de) 2005-05-15
EG22416A (en) 2003-01-29
NO322415B1 (no) 2006-10-02
NO20012672D0 (no) 2001-05-31
EP1137903B1 (en) 2005-05-11
TW512142B (en) 2002-12-01
DE69925306D1 (de) 2005-06-16
CN1154830C (zh) 2004-06-23
NO20012672L (no) 2001-07-18
CN1329709A (zh) 2002-01-02
AU751881B2 (en) 2002-08-29
BR9915807A (pt) 2001-08-21
SA00201021B1 (ar) 2006-05-28
MY125613A (en) 2006-08-30
CO5100991A1 (es) 2001-11-27
CA2351423C (en) 2004-05-11
AU2031600A (en) 2000-06-19
AR023066A1 (es) 2002-09-04
US6182469B1 (en) 2001-02-06
CA2351423A1 (en) 2000-06-08
EA200100598A1 (ru) 2001-12-24
EP1137903A1 (en) 2001-10-04
WO2000033006A1 (en) 2000-06-08
PE20001473A1 (es) 2000-12-25
UA46176C2 (uk) 2002-05-15
ID29883A (id) 2001-10-18

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA003854B1 (ru) Способ разделения газового потока (варианты)
US10753678B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US8919148B2 (en) Hydrocarbon gas processing
KR100415950B1 (ko) 탄화수소 가스의 처리방법
US7191617B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US8590340B2 (en) Hydrocarbon gas processing
US6915662B2 (en) Hydrocarbon gas processing
RU2047061C1 (ru) Способ разделения газа и устройство для его осуществления
US20160377341A1 (en) Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
EA001330B1 (ru) Способ и устройство для разделения газового потока
AU2001294914A1 (en) Hydrocarbon gas processing
RU2738815C2 (ru) Переработка углеводородного газа
RU2750719C2 (ru) Переработка углеводородного газа
KR101680922B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
US11906244B2 (en) Hydrocarbon gas processing
RU2283994C2 (ru) Обработка газа, содержащего углеводороды
MXPA01005440A (en) Hydrocarbon gas processing
MXPA99003624A (es) Procesamiento de gas de hidrocarburo

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM AZ BY KG MD TJ TM

TC4A Change in name of a patent proprietor in a eurasian patent

Designated state(s): AM AZ BY KG MD TJ TM

PC4A Registration of transfer of a eurasian patent by assignment
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): KZ RU