EA004519B1 - Способ извлечения газовой фракции - Google Patents

Способ извлечения газовой фракции Download PDF

Info

Publication number
EA004519B1
EA004519B1 EA200300256A EA200300256A EA004519B1 EA 004519 B1 EA004519 B1 EA 004519B1 EA 200300256 A EA200300256 A EA 200300256A EA 200300256 A EA200300256 A EA 200300256A EA 004519 B1 EA004519 B1 EA 004519B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
distillation column
stream
product stream
absorber
feedstock
Prior art date
Application number
EA200300256A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200300256A1 (ru
Inventor
Джон Мак
Original Assignee
Флуор 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 Флуор Корпорейшн filed Critical Флуор Корпорейшн
Publication of EA200300256A1 publication Critical patent/EA200300256A1/ru
Publication of EA004519B1 publication Critical patent/EA004519B1/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
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/74—Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead 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
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • 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
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams the fluid being hydrocarbons or 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
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
    • 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
    • F25J2290/10—Mathematical formulae, modeling, plot or curves; Design methods
    • 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
    • F25J2290/12—Particular process parameters like pressure, temperature, ratios
    • 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)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Gas Separation By Absorption (AREA)
  • Treating Waste Gases (AREA)

Abstract

Способ извлечения газовой фракции, согласно которому подают исходное сырье в абсорбер с орошением, работающий при первом давлении, с образованием потока остаточного продукта в абсорбере, подают поток остаточного продукта в гидравлически соединенную с абсорбером ректификационную колонну, с обеспечением потока сырья для ректификационной колонны, при этом ректификационная колонна работает при втором давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв.дюйм ниже, чем первое давление, образуют поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, разделяют его на газообразную часть, которую сжижают с подачей в абсорбер для обеспечения потока флегмы абсорбера, и на жидкую часть с ее подачей в ректификационную колонну для обеспечения потока флегмы ректификационной колонны, причем по меньшей мере часть потока остаточного продукта расширяют для охлаждения по меньшей мере одного из потоков флегмы абсорбера и сырья для ректификационной колонны.

Description

Область применения изобретения
Область применения изобретения - это извлечение газовой фракции из исходного газа и, в частности, извлечение пропана.
Предпосылки к созданию изобретения
Многие природные и искусственные газы содержат целый ряд различных углеводородов, и из области техники известны многочисленные способы и технологические схемы получения коммерчески подходящих фракций из таких газов. Среди других процессов криогенное разделение газов (см., например, патенты США № 4157904 на имя Кэмпбелла и др., № 4690702 на имя Парадовски и др. и № 5275005 на имя Кэмпбелла и др.) стало предпочтительным способом разделения газов.
При обычном процессе разделения газов поток исходного газа под давлением охлаждают в теплообменнике, и по мере того, как газ охлаждается, из охлажденного газа конденсируются жидкости. Затем жидкости расширяют и фракционируют в ректификационной колонне (например, этаноотгонной колонне или метаноотгонной колонне) для отделения остаточных компонентов, как, например, метана, азота и других летучих газов в виде пара, отводимого с верха колонны, от желательных С2, С3 и более тяжелых компонентов. В некоторых технологических схемах несконденсировавшийся охлажденный исходный газ расширяют для конденсации дополнительной жидкости, которая затем может применяться в качестве вещества для абсорбции С2 и С3 в абсорбере. На основной концепции криогенного разделения газов разработаны различные усовершенствования.
Например, Рэмбо и др. в патенте США № 5890378 описывают систему, в которой а) абсорбер выполнен с орошением, б) конденсатор этаноотгонной колонны снабжает флегмой как абсорбер, так и этаноотгонную колонну, в то время как потребности в охлаждении удовлетворяются с использованием турбодетандера, и в) абсорбер и этаноотгонная колонна действуют, по существу, при одинаковом давлении. Хотя технологическая схема, предложенная Рэмбо и др., позволяет успешно снизить капитальные расходы на оборудование, связанное со снабжением флегмой абсорбционной секции и этаноотгонной колонны, извлечение пропана значительно уменьшается с повышением рабочего давления в абсорбере, особенно при избыточном давлении выше 500 фунт/кв. дюйм, когда отделение этана от пропана в этаноотгонной колонне становится все более трудным. Следовательно, система, предложенная Рэмбо и др., в общем, ограничена верхним рабочим пределом давления в этаноотгонной колонне. В технологической схеме, предложенной Рэмбо и др., увеличение давления в абсорбере при поддержании желательного извлечения пропана становится трудным, если вообще возможным. Кроме того, для работы абсорбера и этаноотгонной колонны при давлении 500 фунт/кв. дюйм или ниже требуется более высокое повторное сжатие остаточного газа, что влечет за собой сравнительно высокие эксплуатационные расходы.
Для решения, по крайней мере, некоторых из проблем, связанных со сравнительно высокими расходами из-за необходимости повторного сжатия остаточного газа, Соренсен в патенте США № 5953935 описывает технологическую схему установки, в которую включена дополнительная фракционирующая колонна. В установке Соренсона орошение абсорбера осуществляется посредством сжатия, охлаждения и расширения по циклу Джоуля-Томсона потока исходного газа. Хотя технологическая схема, предложенная Соренсеном, в общем, обеспечивает улучшенное извлечение пропана, по существу, при отсутствующем увеличении мощности установки на сжатие остаточного газа, извлечение пропана значительно уменьшается с повышением рабочего давления в абсорбере, особенно при давлении выше около 500 фунт/кв. дюйм. Кроме того, при использовании таких известных систем, предназначенных для извлечения пропана, степень извлечения пропана обычно ограничивается приблизительно 20%.
Для того чтобы улучшить извлечение этана с низким содержанием СО2 в этановом продукте, Кэмпбелл в патенте США № 6182469 описывает схему кипячения в колонне, в которой для отгонки нежелательных компонентов (например, двуокиси углерода в метаноотгонной колонне) применяется один или большее число потоков для перегонки жидкости в колонне, отбираемых от более высокой точки в абсорбере. В схеме, предложенной Кэмпбеллом, обычно требуется переотгонка этанового продукта, и степень удаления СО2 обычно ограничивается приблизительно 6%. Кроме того, дополнительное удаление СО2 с использованием процесса Кэмпбелла значительно уменьшит извлечение этана и увеличит потребление энергии. Более того, особенно там, где продукт используется для химического производства, продукт, получаемый по технологической схеме Кэмпбелла, обычно нуждается в дальнейшей переработке для удаления СО2 до уровня 500 объемных частей на миллион или ниже, что часто требует значительных капитальных и эксплуатационных расходов.
Хотя из уровня техники известны различные технологические схемы и способы для улучшенного извлечения пропана и этана, они все или почти все обладают одним или большим числом недостатков. Следовательно, все еще существует потребность в создании улучшенных способов и составов для процессов и технологических схем извлечения пропана с высокой степенью.
Краткое изложение сущности изобретения
Настоящее изобретение относится к способу и технологической схеме газоперерабаты вающей установки, содержащей орошаемый абсорбер, образующий поток остаточного продукта и получающий исходное сырье, и поток флегмы для орошения абсорбера. Ректификационная колонна гидравлически соединена с абсорбером, получает поток сырья для переработки в ректификационной колонне и работает при давлении по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем рабочее давление в абсорбере.
В одном варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой этаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм, подвергают расширению в турбодетандере. Остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм, тем самым охлаждая продукт до температуры между -95 и -125°Р. Кроме того, предусматривается, что поток охлажденного и расширенного остаточного продукта затем в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну, и, кроме того, предусматривается, что поток расширенного остаточного продукта, кроме того, может обеспечить охлаждение потока флегмы ректификационной колонны. В особенно предпочтительном варианте поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для орошения абсорбера.
В другом варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой этаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 550 и 800 фунт/кв. дюйм, не подвергают расширению в турбодетандере. Остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм, тем самым охлаждая продукт до температуры между -50 и -70°Р. Кроме того, предусматривается, что поток охлажденного и расширенного остаточного продукта затем в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну и что по меньшей мере часть исходного сырья подают в нижнюю секцию ректификационной колонны. В дополнительном варианте ректификационная колонна и теплообменник для сырья соединены со средством внешнего охлаждения.
В еще одном варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой метаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм, подвергают расширению в турбодетандере. Кроме того, предусматривается, что при такой технологической схеме остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм, тем самым охлаждая поток остаточного продукта до температуры между -95 и -125°Р. Более того, предусматривается, что расширенный остаточный продукт в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну, при этом поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для орошения абсорбера, и поток продукта, отбираемого из ректификационной колонны, содержит двуокиси углерода не больше, чем 500 частей на миллион. В конкретных рассматриваемых аспектах исходное сырье разделяют на первую часть и вторую часть, при этом средством внешнего охлаждения охлаждают по меньшей мере часть первой части, а по меньшей мере один боковой кипятильник, расположенный в верхней секции ректификационной колонны (т.е. гидравлически соединенный с метаноотгонной колонной между верхней тарелкой и местом на восемь тарелок ниже верхней тарелки), обеспечивает повторное кипячение в ректификационной колонне, теплопроизводительность для отгонки СО2 из продуктового потока метаноотгонной колонны и, кроме того, охлаждение первой части исходного сырья.
Различные задачи, отличительные признаки, варианты и преимущества настоящего изобретения станут более очевидными из нижеследующего подробного описания предпочтительных вариантов осуществления изобретения со ссылкой на сопровождающие чертежи.
Краткое описание чертежей
Фиг. 1 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения пропана, известной из предшествующего уровня техники, фиг. 2 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения пропана с применением турбодетандера и этаноотгонной колонны в качестве ректификационной колонны и при давлении исходного газа около 1300 фунт/кв. дюйм, фиг. 2А - график, изображающий кривую нагрев-смесь для теплообменика 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 2, фиг. 3 - другой пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения этана, известной из предшествующего уровня техники, фиг. 4 - следующий пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения этана с применением турбодетандера и метаноотгонной колонны в качестве ректификационной колонны и при избыточном давлении исходного газа около 1300 фунт/кв. дюйм, фиг. 4А - график, изображающий кривую нагрев-смесь для теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 4, фиг. 4В - график, изображающий кривую нагрев-смесь для бокового теплообменника 116 в технологической схеме установки согласно фиг. 4, фиг. 5 - еще один пример технологической схемы газоперерабатывающей установки без турбодетандера, но с этаноотгонной колонной в качестве ректификационной колонны и при давлении исходного газа около 750 фунт/кв. дюйм, фиг. 6 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки, в которой абсорбер с орошением и ректификационная колонна выполнены в виде единой колонны.
Подробное описание изобретения
Извлечение пропана с высокой степенью (т.е. по крайней мере 95%) из исходного газа с давлением от сравнительно высокого (например, между около 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм) до сравнительно низкого (например, между около 550 и 800 фунт/кв. дюйм) может быть осуществлено посредством абсорбера в газоперерабатывающей установке при значительно более высоком давлении, чем в ректификационной колонне (например, этаноотгонной колонне), при этом остаточный продукт абсорбера расширяют для обеспечения охлаждения потока флегмы абсорбера и/или сырья для ректификационной колонны. Кроме того, было обнаружено, что такую технологическую схему можно также применять для значительного увеличения степени извлечения этана из исходного газа со сравнительно высоким давлением и для значительного удаления СО2.
Более конкретно, предлагается газоперерабатывающая установка, которая содержит абсорбер с орошением, работающий при первом давлении, образующий поток остаточного продукта и получающий исходное сырье и поток флегмы абсорбера. Кроме того, технологические схемы включают ректификационную колонну, которая гидравлически соединена с абсорбером, получает поток сырья для ректификационной колонны и работает при втором давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем рабочее давление абсорбера, при этом по меньшей мере часть потока остаточного продукта расширяют и используют его для охлаждения потока флегмы абсорбера и/или потока сырья для ректификационной колонны.
На фиг. 1 изображена технологическая схема установки для извлечения пропана, которая известна из предшествующего уровня техники и в которой поток 1 исходного газа под давлением около 1300 фунт/кв. дюйм охлаждают в теплообменнике 100 и разделяют на газообразную и жидкую фазы, и газообразную фазу затем расширяют в турбодетандере 102 и подают в абсорбер 103, который работает при избыточном давлении около 450 фунт/кв. дюйм. Жидкую фазу (если она присутствует) расширяют по циклу Джоуля-Томсона и подают непосредственно в нижнюю часть абсорбера. Остаточный продукт абсорбера насосом 104 прокачивают через теплообменник 100 и нагретый остаточный продукт затем подают в этаноотгонную колонну.
Абсорбер 103 орошают, используя охлажденный поток 14, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, при этом охлаждение флегмы осуществляют паром, который отбирают с верха абсорбера и который затем нагревают в теплообменнике 100 до повторного сжатия в предназначенном для этого компрессоре 112 и в последующем компрессоре 113 для остаточного газа. Кроме того, абсорбер 103 обеспечивает поток флегмы 17, который насосом 108 подается в этаноотгонную колонну. Поток жидкого продукта 12 покидает этаноотгонную колонну со степенью извлечения пропана обычно выше 95%.
В противоположность этому в особенно предпочтительной технологической схеме газоперерабатывающей установки для извлечения пропана, изображенной на фиг. 2, имеются абсорбер с орошением 103, который работает при давлении около 590 фунт/кв. дюйм, и этаноотгонная колонна 106, которая работает при давлении около 410 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 1300 фунт/кв. дюйм. Поток исходного газа 1 охлаждают в теплообменнике 100 и разделяют в сепараторе 101 на жидкую часть 5 и газообразную часть 4. Жидкую часть 5 (если она присутствует) подают в абсорбер 103, в то время как газообразную часть 4 расширяют в турбодетандере 102 до уровня рабочего давления абсорбера. Расширенную газообразную часть 6 затем подают в нижнюю секцию абсорбера 103. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19, который обеспечивается потоком 13, отбираемым с верха этаноотгонной колонны 106. Этот поток 13 охлаждают в теплообменнике 105 и разделяют в сепараторе 107 на газообразную фазу 15 и жидкую фазу 16. Жидкую фазу 16 перекачивают с помощью насоса 108 обратно к этаноотгонной колонне в качестве флегмы, в то время как газообразную фазу 15 сжимают в компрессоре 111 и охлаждают в теплообменнике 100 до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19.
Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 180 фунт/кв. дюйм и значительно охлаждая поток остаточного продукта абсорбера. Охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменниках 100 и 105 до ввода в этаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для этаноотгонной колонны. Поток отделенного продукта 9 абсорбера нагревают в теплообменнике 100 и повторно сжимают в предназначенном для этого компрессоре
112 (который функционально соединен с турбодетандером). Повторно сжатый поток отделенного продукта 21 затем сжимают в компрессоре
113 для остаточного газа и вводят в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 этаноотгонной колонны дает жидкий продукт со степенью извлечения пропана по крайней мере 99%.
Ί
Что касается потоков исходного газа, следует отметить, что для использования в технических решениях, представленных здесь, пригодны многие природные и искусственные исходные газы, и в число особенно предпочтительных исходных газов входят природные газы, нефтезаводские газы и синтетические газы из углеводородных материалов, как, например, нафты, угля, лигнита и т.д. Следовательно, давление потоков рассматриваемых исходных газов может значительно варьироваться. Однако предпочтительно, что при технологической схеме установки согласно фиг. 2 соответствующие давления исходного газа, в общем, будут в пределах между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм и по меньшей мере часть исходного сырья будет подвергнута расширению в турбодетандере для обеспечения охлаждения и/или для получения энергии для повторного сжатия остаточного газа.
В зависимости от давления исходного газа и степени расширения исходного газа в турбодетандере рабочее давление для абсорбера может варьироваться в пределах от 500 до 800 фунт/кв. дюйм, более предпочтительно от 500 до 750 фунт/кв. дюйм и еще более предпочтительно от 550 до 700 фунт/кв. дюйм. Таким образом, необходимо особенно отметить, что поток остаточного продукта покидает абсорбер при значительном давлении и охлаждение может быть обеспечено расширением потока остаточного продукта до более низкого давления. В конкретном рассматриваемом аспекте расширение потока остаточного газа уменьшает давление этого потока в пределах около 100 - около 250 фунт/кв. дюйм и предпочтительнее - в пределах около 150 - около 200 фунт/кв. дюйм. Таким образом, предусматривается, что абсорбер работает при давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм выше, чем давление в ректификационной колонне, однако, предусматриваются также другие отличия в давлении, включая отличия давления в абсорбере меньше, чем 100 фунт/кв. дюйм (например, между 50 и 99 фунт/кв. дюйм и даже меньше) и особенно включая отличия давления в абсорбере больше, чем 100 фунт/кв. дюйм (например, между 101 и 150 фунт/кв. дюйм, более предпочтительно между 151 и 250 фунт/кв. дюйм и даже выше).
Следовательно, необходимо отметить, что температура расширенного потока остаточного продукта будет в пределах от около -95 до -125°Е. Таким образом, предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта, кроме того, может обеспечить охлаждение различных потоков в газоперерабатывающей установке, и особенно предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта, кроме того, охлаждает поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, и флегму для абсорбера. Еще предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта можно подавать в различные места ректификационной колонны, однако, особенно предпочтительно, чтобы расширенный поток остаточного продукта подавался в ректификационную колонну в месте ниже точки подачи флегмы (например, по крайней мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне).
Что касается ректификационной колонны, то необходимо отметить, что поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для абсорбера, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий 64 мол.% метана и 33 мол.% этана), который может быть использован для извлечения пропана и более тяжелых компонентов из расширенных потоков исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 2 сырье, поступающее на переработку, содержит пропан, а поток продукта из ректификационной колонны содержит по крайней мере 95% пропана в поступающем сырье.
Согласно другому, особенно предпочтительному варианту осуществления изобретения газоперерабатывающая установка, изображенная на фиг. 5, имеет абсорбер 103 с орошением, который работает при давлении около 720 фунт/кв. дюйм и этаноотгонную колонну 106, которая работает при давлении около 500 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 760 фунт/кв. дюйм. В сепараторе 101 поток 1 исходного газа разделяют на жидкую часть 5 и газообразную часть 2. Жидкую часть расширяют в клапане 115 по циклу Джоуля-Томсона и подают непосредственно в этаноотгонную колонну 106. Газообразную часть 2 охлаждают в теплообменнике 100 и охлажденную газообразную часть 6 затем подают в абсорбер 103 без расширения в турбодетандере. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19, который обеспечивается отбираемым сверху потоком 13 из сборника орошающей фракции 102 этаноотгонной колонны 106. Поток 13, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, в сочетании с внешним охлаждающим потоком 109 и поток пара 9, отбираемый с верха абсорбера, используют для охлаждения потока сырья 2 в теплообменнике 100. Поток 13, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, нагревают до окружающей температуры в теплообменнике 100 посредством потока сырья в теплообменнике 100 и затем сжимают в компрессоре с образованием потока 18. Поток 18, выходящий из компрессора, охлаждают в теплообменнике 114 с воздушным охлаждением и затем дополнительно охлаждают в теплообменнике 105 потоком остаточного продукта 8 абсорбера до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19.
Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 210 фунт/кв. дюйм и значительно охлаждая поток остаточного продукта абсорбера от -47 до -61°Р. Расширенный и охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменнике 105 до ввода в этаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для этаноотгонной колонны. Поток 9, отбираемый с верха абсорбера, нагревают в теплообменнике 100 и без повторного сжатия подают в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 этаноотгонной колонны дает жидкий продукт со степенью извлечения пропана по меньшей мере 95%.
Что касается вида и химического состава исходного газа, то применимы те же самые соображения, что и описанные выше. Однако в технологической схеме установки согласно фиг. 5 исходный газ имеет давление между около 550 и около 800 фунт/кв. дюйм и наиболее предпочтительно - между около 600 и около 750 фунт/кв. дюйм. Необходимо особенно отметить, что работа абсорбера при более высоком давлении дает возможность подавать исходный газ в абсорбер без пропуска через турбодетандер. Следовательно, давление остаточного продукта абсорбера (который предпочтительно обогащен метаном) может быть успешно использовано с целью охлаждения различных потоков в установке.
Таким образом, предусматривается, что поток остаточного продукта абсорбера расширяют для уменьшения его давления в пределах около 50 - около 350 фунт/кв. дюйм и предпочтительнее - в пределах около 100-250 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предусматривается, что поток остаточного продукта будет иметь температуру между -30 и -80°Р и обычнее - между около -50 и -70°Р. Не ограничивая предмет изобретения, в общем, предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну ниже верха этой колонны, при этом расширенный поток остаточного продукта предпочтительно подают в ректификационную колонну в месте, которое находится по меньшей мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне. Что касается жидкой части исходного газа, то предпочтительно подают по меньшей мере часть исходного газа в нижнюю секцию ректификационной колонны.
Необходимо также отметить, что во время извлечения пропана, остаточный продукт абсорбера после его использования для охлаждения флегмы для орошения абсорбера, дополнительно используют (если имеется остаточное охлаждение) для охлаждения пара, отбираемого с верха этаноотгонной колонны и дающего флегму для этаноотгонной колонны. Нагретый поток остаточного продукта абсорбера при температуре около -30 - около -50°Р подают на питающую тарелку, расположенную по крайней мере на 3 тарелки от самого верха этаноотгонной колонны. При этом выполнении улучшается общая разделительная характеристика этаноотгонной колонны благодаря обеспечению флегмой и дополнительной ректификации при использовании охлаждающей способности остаточного продукта абсорбера вследствие охлаждения по циклу Джоуля-Томсона. Этаноотгонная колонна работает при температуре у верха колонны между -20 и -55°Р.
Что касается этаноотгонной колонны, то необходимо особенно отметить, что поток, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий 75 мол.% метана и 25 мол.% этана), который может быть использован для извлечения пропана и более тяжелых компонентов из потока исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 5 получаемое исходное сырье содержит пропан, а поток продукта, отбираемый из ректификационной колонны, содержит по крайней мере 95% пропана в исходном сырье.
Согласно еще одному варианту осуществления изобретения предложенная технологическая схема, кроме того, может быть использована в газоперерабатывающей установке для извлечения этана из исходного газа. На фиг. 3 изображена технологическая схема, которая известна из предшествующего уровня техники и в которой поток исходного газа 1 при давлении около 1300 фунт/кв. дюйм охлаждают и разделяют на газообразную часть 4 и жидкую часть 5. Газообразную часть разделяют на два потока, и первый поток охлаждают и расширяют по циклу Джоуля-Томсона, в то время как второй поток пропускают через турбодетандер. Затем оба потока подают в разные места в метаноотгонную колонну. Метаноотгонная колонна работает при давлении около 430 фунт/кв. дюйм. Верхний погон метаноотгонной колонны обеспечивает охлаждение первого потока и подвергается повторному сжатию турбодетандером и дальнейшему сжатию компрессором для остаточного газа до того, как покинуть установку в качестве остаточного газа. Типичная степень извлечения этана составляет около 80%, а содержание СО2 в этановом продукте - около 2-6%.
В противоположность этому в технологической схеме установки для извлечения этана согласно варианту осуществления изобретения, показанному на фиг. 4, имеются абсорбер с орошением 103, который работает при давлении около 590 фунт/кв. дюйм, и этаноотгонная колонна 106, которая работает при давлении около 450 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 1300 фунт/кв. дюйм. Поток исходного газа 1 разделяют на первую часть 2а и вторую часть 2Ь. Первую часть 2а охлаждают в теплообменнике 100, а вторую часть 2Ь охлаждают в теплообменнике 116. Объединяют соответствующие охлажденные потоки исходного газа 3 а и 3Ь и в сепараторе 101 разделяют на жидкую часть 5 и газообразную часть 4. Жидкую часть 5 (если она присутствует) подают в абсорбер 103 после расширения по циклу Джоуля-Томсона в клапане 115, в то время как газообразную часть 4 расширяют в турбодетандере 102 до уровня рабочего давления абсорбера 103. Расширенную газообразную часть 6 затем подают в нижнюю часть абсорбера 103. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19, который обеспечивается потоком 13, отбираемым с верха метаноотгонной колонны 106. В сепараторе 107 поток 13, отбираемый с верха метаноотгонной колонны 106, разделяют на газообразную фазу 15 и жидкую фазу 16. Жидкую фазу 16 насосом 108 перекачивают обратно в метаноотгонную колонну в качестве флегмы этой колонны, в то время как газообразную фазу 15 сжимают в компрессоре 111 и охлаждают в теплообменнике 100 до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19.
Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 110 фунт/кв. дюйм и значительно охлаждая поток остаточного продукта абсорбера. Охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменнике 100 до ввода в метаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для нее. Поток 9 абсорбера, отделяемый сверху, нагревают в теплообменнике 100 и повторно сжимают в предназначенном для итого компрессоре 112 (который функционально соединен с турбодетандером). Повторно сжатый поток отделенного продукта 21 затем сжимают в компрессоре для остаточного газа 113 и подают в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 метаноотгонной колонны обеспечивает жидкий продукт со степенью извлечения этана по меньшей мере 69,0% и с содержанием СО2 не больше, чем 500 частей на миллион. Два боковых кипятильника, расположенных в верхней секции метаноотгонной колонны, получают потоки 109А и 109В жидкостей для перегонки. Эти потоки вводят в ректификационную колонну и обеспечивают подвод тепла для удаления основной части СО2 из жидкого продукта и, кроме того, обеспечивают охлаждение первой части сырья потоками 109А и 109В. Остаточную СО2 удаляют в кипятильнике 110 в нижней части колонны.
Предусматривается, что подходящие исходные газы имеют давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предпочтительно расширять по меньшей мере часть исходного газа в турбодетандере. Дальнейшее охлаждение обеспечивают посредством расширения потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предусматрива ется, что расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125°Р.
Что касается метаноотгонной колонны, то необходимо особенно отметить, что метаноотгонная колонна образует поток верхнего погона, который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий свыше 90 мол.% метана), который может быть использован для извлечения этана и более тяжелых компонентов из расширенных потоков исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 4 получаемое исходное сырье содержит этан и пропан и обеспечивается получение потока продукта из ректификационной колонны, который содержит по крайней мере 60% этана и 95% пропана в исходном сырье.
Необходимо особенно отметить, что предложенная технологическая схема согласно фиг. 4 может быть использована для извлечения до 75% этана без заметного увеличения капитальных и эксплуатационных расходов на извлечение этана, когда система может быть использована для извлечения пропана с высокой степенью согласно фиг. 2. В особенно предлагаемой технологической схеме место расположения тарелки, питающей метаноотгонную колонну, перенесено к верху метаноотгонной колонны, а конденсатор флегмы 105 на фиг. 2 на верху ректификационной колонны может быть преобразован для использования в качестве бокового кипятильника 116 метаноотгонной колонны на фиг. 4. Для улучшения общего энергетического КПД могут быть использованы дополнительные боковые кипятильники и внешнее средство охлаждения. При такой работе осуществляют перепуск системы верхней дефлегмации метаноотгонной колонны, а метаноотгонная колонна теперь работает как отпарная колонна с кипятильником (по сравнению с ректификационной колонной во время извлечения пропана). Конструкция и расположение основного оборудования в начале технологической схемы сохраняются такими же, как и на фиг. 2, но при меньшей рабочей температуре. В этом случае верхняя часть абсорбера работает при более низкой температуре около (-100) - около (-130)°Р, а сырье, подаваемое в метаноотгонную колонну, имеет более низкую температуру около (-100)(-120)°Р.
Кроме того, необходимо отметить, что ранее известные установки, предназначенные для извлечения пропана, могли извлекать этан в пределах 20-40%. В противоположность этому технологические схемы согласно предмету изобретения могут быть при незначительных изменениях в рабочих и технологических параметрах экономично использованы для извлечения этана вплоть до степени извлечения 75%. Кроме этого, этан, производимый в ранее известных установках для извлечения этана, обычно со держит 2-6% СО2. В противоположность этому технологические схемы согласно предмету изобретения обеспечивают возможность извлекать этан с содержанием СО2 в количестве меньше чем 500 частей на миллион, и обычнее - меньше чем 350 частей на миллион.
Что касается всех видов оборудования, входящих в предложенные технологические схемы (например, теплообменников, насосов, клапанов, компрессоров, расширителей, орошаемых абсорберов, этаноотгонных колонн и т.д.), то необходимо отметить, что все известные и имеющиеся на рынке виды оборудования пригодны для использования в представленных здесь технических решениях. Кроме того, вообще предполагается, что технологические схемы согласно настоящему изобретению могут найти широкое применение в газоперерабатывающих установках в тех случаях, когда необходимо получить высокую степень извлечения пропана, а исходный газ имеет давление больше, чем 550 фунт/кв. дюйм. Более того, такие технологические схемы позволят успешно снизить капитальные и эксплуатационные расходы, особенно в тех случаях, когда технология с применением турбодетандеров сделала бы необходимым сжатие исходного газа и/или остаточного газа. В тех случаях применения газоперерабатывающих установок, когда стоимость энергии сравнительно высока, а стоимость пропана по сравнению со стоимостью топлива незначительна, предлагается в предпочтительных технологических схемах намного уменьшить общие затраты энергии на сжатие посредством эксплуатации абсорбера при давлении между 600 и 700 фунт/кв. дюйм, при этом сохраняя степень извлечения пропана между 85 и 95%. Кроме того, необходимо отметить, что, объединяя абсорбер с орошением и этаноотгонную колонну в одну колонну, как это показано на фиг. 6, можно уменьшить общую потребность в занимаемой площади, что может дать значительную экономию в расходах при использовании блочной конструкции на платформе.
Примеры
Работа газоперерабатывающих установок согласно фиг. 1, 2, 3, 4 и 5 была подвергнута компьютерному моделированию с использованием моделирующего устройства ΗΥ8Υ8, и в нижеприведенных табл. 1, 2, 3, 4, 5 обобщены данные о примерных расходах, давлениях и температурах потоков в технологических схемах, показанных соответственно на фиг. 1-5.
Кроме того, были проведены расчеты для построения кривой нагрев-смесь для теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 2, теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 4 и бокового теплообменника 116 в технологической схеме установки согласно фиг. 4, и результаты показаны соответственно на фиг. 2А, 4А и 4В. В этих вариантах осуществления изобрете ния энергетический КПД очень высокий, что доказывается сравнительно тесной близостью по температуре этих кривых для разных смесей.
Таким образом, изложены конкретные варианты осуществления изобретения и случаи применения процессов и технологических схем извлечения пропана с высокой степенью. Однако для специалистов в данной области очевидно, что, кроме уже описанных, возможны многие дополнительные модификации, не отклоняющиеся от изложенной здесь сущности изобретения. Следовательно, предмет изобретения не должен ограничиваться кроме как содержанием прилагаемой формулы изобретения. Кроме того, при толковании как описания, так и формулы изобретения все термины должны толковаться самым широким возможным образом, согласующимся с контекстом. В частности, термины «содержит» и «содержащий» должны неисключительным образом толковаться как относящиеся к элементам, составным частям или стадиям, показывая, что упомянутые элементы, составные части или стадии могут присутствовать, или использоваться, или объединяться с другими элементами, составными частями или стадиями, которые явно не упомянуты.

Claims (28)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ извлечения газовой фракции, согласно которому подают исходное сырье в абсорбер с орошением, работающий при первом давлении, с образованием потока остаточного продукта в абсорбере, подают поток остаточного продукта в гидравлически соединенную с абсорбером ректификационную колонну с обеспечением потока сырья для ректификационной колонны, при этом ректификационная колонна работает при втором давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем первое давление, образуют поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, разделяют его на газообразную часть, которую сжижают с подачей в абсорбер для обеспечения потока флегмы абсорбера, и на жидкую часть с ее подачей в ректификационную колонну для обеспечения потока флегмы ректификационной колонны, причем по меньшей мере часть потока остаточного продукта расширяют для охлаждения по меньшей мере одного из потоков флегмы абсорбера и сырья для ректификационной колонны.
  2. 2. Способ по п.1, в котором в качестве ректификационной колонны используют этаноотгонную колонну.
  3. 3. Способ по п.1, в котором исходное сырье находится под давлением между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм.
  4. 4. Способ по п.3, в котором по крайней мере часть исходного сырья расширяют в турбодетандере.
  5. 5. Способ по п.3, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм.
  6. 6. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125°Е.
  7. 7. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного продукта абсорбера в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну в месте, которое находится по крайней мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне.
  8. 8. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного газа дополнительно используется для охлаждения потока, отбираемого с верха ректификационной колонны.
  9. 9. Способ по п.3, в котором в ректификационной колонне образуют поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера.
  10. 10. Способ по п.3, в котором исходное сырье содержит пропан, а в ректификационной колонне образуют поток продукта из ректификационной колонны, который содержит по меньшей мере 95% пропана в исходном сырье.
  11. 11. Способ по п.2, в котором исходное сырье находится под давлением между 550 и 800 фунт/кв. дюйм.
  12. 12. Способ по п.11, в котором исходное сырье подают в абсорбер без пропуска через турбодетандер.
  13. 13. Способ по п.11, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм.
  14. 14. Способ по п.11, в котором поток остаточного продукта имеет температуру между -50 и -70°Е.
  15. 15. Способ по п.11, в котором расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну в месте, которое находится по меньшей мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне.
  16. 16. Способ по п.11, в котором по меньшей мере часть исходного сырья подают в нижнюю секцию ректификационной колонны.
  17. 17. Способ по п.11, в котором используют средство внешнего охлаждения, соединенное с ректификационной колонной.
  18. 18. Способ по п.1, в котором ректификационная колонна представляет собой метаноотгонную колонну.
  19. 19. Способ по п.18, в котором исходное сырье находится под давлением между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм.
  20. 20. Способ по п.18, в котором по меньшей мере часть исходного сырья расширяют в турбодетандере.
  21. 21. Способ по п.18, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм.
  22. 22. Способ по п.18, в котором расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125°Е.
  23. 23. Способ по п.18, в котором расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну.
  24. 24. Способ по п.18, в котором ректификационная колонна образует богатый метаном поток, отбираемый с верха колонны, который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера.
  25. 25. Способ по п.18, в котором ректификационная колонна образует поток продукта из ректификационной колонны, который содержит двуокиси углерода не больше, чем 500 частей на миллион.
  26. 26. Способ по п.18, в котором исходное сырье разделяют на первую часть и вторую часть, а средство внешнего охлаждения охлаждает по крайней мере часть первой части.
  27. 27. Способ по п.26, в котором используют по меньшей мере один боковой кипятильник, соединенный с ректификационной колонной, при этом по меньшей мере один боковой кипятильник гидравлически соединен с метаноотгонной колонной между верхней тарелкой и местом на восемь тарелок ниже верхней тарелки, обеспечивает подвод тепла для отгонки СО2 из потока продукта из метаноотгонной колонны, обеспечивает повторное кипячение в ректификационной колонне и, кроме того, обеспечивает охлаждение первой части исходного сырья.
  28. 28. Способ по п.1, в котором используют абсорбер и ректификационную колонну, выполненные в виде единой колонны.
EA200300256A 2000-08-11 2001-06-27 Способ извлечения газовой фракции EA004519B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US22495800P 2000-08-11 2000-08-11
PCT/US2001/020633 WO2002014763A1 (en) 2000-08-11 2001-06-27 High propane recovery process and configurations

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200300256A1 EA200300256A1 (ru) 2003-08-28
EA004519B1 true EA004519B1 (ru) 2004-06-24

Family

ID=22842933

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200300256A EA004519B1 (ru) 2000-08-11 2001-06-27 Способ извлечения газовой фракции

Country Status (9)

Country Link
US (5) US6837070B2 (ru)
EP (1) EP1311789A4 (ru)
CN (1) CN1303392C (ru)
AU (2) AU7158701A (ru)
CA (1) CA2410540C (ru)
EA (1) EA004519B1 (ru)
MX (1) MXPA02012207A (ru)
NO (1) NO330367B1 (ru)
WO (1) WO2002014763A1 (ru)

Families Citing this family (47)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6837070B2 (en) * 2000-08-11 2005-01-04 Fluor Corporation High propane recovery process and configurations
US6712880B2 (en) * 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6941771B2 (en) * 2002-04-03 2005-09-13 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
AU2002303849B2 (en) * 2002-05-20 2006-05-25 Fluor Technologies Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
US6907752B2 (en) * 2003-07-07 2005-06-21 Howe-Baker Engineers, Ltd. Cryogenic liquid natural gas recovery process
US7357003B2 (en) 2003-07-24 2008-04-15 Toyo Engineering Corporation Process and apparatus for separation of hydrocarbons
CA2572430C (en) * 2004-07-06 2009-10-20 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for gas condensate separation from high-pressure hydrocarbon mixtures
US6958364B1 (en) 2004-07-15 2005-10-25 Chevron U.S.A. Inc. Use of Fischer-Tropsch condensate as a lean oil for heavy ends recovery from Fischer-Tropsch tail gas
US7257966B2 (en) 2005-01-10 2007-08-21 Ipsi, L.L.C. Internal refrigeration for enhanced NGL recovery
US20070061950A1 (en) * 2005-03-29 2007-03-22 Terry Delonas Lipowear
EA013357B1 (ru) * 2005-04-20 2010-04-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ и устройство для извлечения газоконденсатных жидкостей и сжижения природного газа
US9080810B2 (en) 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20070012072A1 (en) * 2005-07-12 2007-01-18 Wesley Qualls Lng facility with integrated ngl extraction technology for enhanced ngl recovery and product flexibility
WO2008005518A2 (en) * 2006-07-06 2008-01-10 Fluor Technologies Corporation Propane recovery methods and configurations
US8377403B2 (en) * 2006-08-09 2013-02-19 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for removal of mercaptans from feed gases
US7777088B2 (en) 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US20080256977A1 (en) * 2007-04-20 2008-10-23 Mowrey Earle R Hydrocarbon recovery and light product purity when processing gases with physical solvents
US8209997B2 (en) 2008-05-16 2012-07-03 Lummus Technology, Inc. ISO-pressure open refrigeration NGL recovery
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US20090293537A1 (en) * 2008-05-27 2009-12-03 Ameringer Greg E NGL Extraction From Natural Gas
FR2943683B1 (fr) * 2009-03-25 2012-12-14 Technip France Procede de traitement d'un gaz naturel de charge pour obtenir un gaz naturel traite et une coupe d'hydrocarbures en c5+, et installation associee
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
KR101666254B1 (ko) 2010-06-03 2016-10-13 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 탄화수소 가스 처리공정
US20120085128A1 (en) * 2010-10-07 2012-04-12 Rajeev Nanda Method for Recovery of Propane and Heavier Hydrocarbons
EA201390957A1 (ru) 2010-12-23 2013-12-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способы и конфигурации извлечения этана и отвода этана
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
KR101953939B1 (ko) * 2011-08-18 2019-03-04 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 정 스트림으로부터 탄화수소 생성물 스트림을 생성하기 위한 시스템과 방법, 및 탄화수소 정 스트림 분리 탱크
WO2015103403A1 (en) 2014-01-02 2015-07-09 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for flexible propane recovery
EP3256550A4 (en) 2015-02-09 2018-08-29 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
US10352616B2 (en) 2015-10-29 2019-07-16 Black & Veatch Holding Company Enhanced low temperature separation process
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US11402155B2 (en) 2016-09-06 2022-08-02 Lummus Technology Inc. Pretreatment of natural gas prior to liquefaction
WO2018049128A1 (en) 2016-09-09 2018-03-15 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
US11112175B2 (en) 2017-10-20 2021-09-07 Fluor Technologies Corporation Phase implementation of natural gas liquid recovery plants
US11561043B2 (en) * 2019-05-23 2023-01-24 Bcck Holding Company System and method for small scale LNG production
BR112021026363A2 (pt) * 2019-06-28 2022-02-08 Dow Global Technologies Llc Método para formar olefinas leves
EP4031820A1 (en) 2019-09-19 2022-07-27 Exxonmobil Upstream Research Company (EMHC-N1-4A-607) Pretreatment, pre-cooling, and condensate recovery of natural gas by high pressure compression and expansion
EP4031821A1 (en) * 2019-09-19 2022-07-27 ExxonMobil Upstream Research Company Pretreatment and pre-cooling of natural gas by high pressure compression and expansion
EP4031822A1 (en) 2019-09-19 2022-07-27 Exxonmobil Upstream Research Company (EMHC-N1-4A-607) Pretreatment and pre-cooling of natural gas by high pressure compression and expansion
US20230375263A1 (en) * 2022-05-17 2023-11-23 Gas Liquids Engineering Ltd. Gas processing methodology utilizing reflux and additionally synthesized stream optimization

Family Cites Families (21)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4157904A (en) * 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
USRE33408E (en) * 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4657571A (en) * 1984-06-29 1987-04-14 Snamprogetti S.P.A. Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures
FR2571129B1 (fr) * 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
DE3445961A1 (de) * 1984-12-17 1986-06-26 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen aus einem gasstrom
US4596588A (en) * 1985-04-12 1986-06-24 Gulsby Engineering Inc. Selected methods of reflux-hydrocarbon gas separation process
DE3814294A1 (de) * 1988-04-28 1989-11-09 Linde Ag Verfahren zur abtrennung von kohlenwasserstoffen
FR2681859B1 (fr) * 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const Procede de liquefaction de gaz naturel.
US5275005A (en) * 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5953935A (en) * 1997-11-04 1999-09-21 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Ethane recovery process
US6182469B1 (en) * 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6116050A (en) * 1998-12-04 2000-09-12 Ipsi Llc Propane recovery methods
GB9826999D0 (en) * 1998-12-08 1999-02-03 Costain Oil Gas & Process Limi Low temperature separation of hydrocarbon gas
FR2796858B1 (fr) * 1999-07-28 2002-05-31 Technip Cie Procede et installation de purification d'un gaz et produits ainsi obtenus
CA2388791C (en) * 1999-10-21 2006-11-21 Fluor Corporation Methods and apparatus for high propane recovery
US6244070B1 (en) * 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
US6837070B2 (en) * 2000-08-11 2005-01-04 Fluor Corporation High propane recovery process and configurations
US20020166336A1 (en) * 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
US6712880B2 (en) * 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US7051553B2 (en) * 2002-05-20 2006-05-30 Floor Technologies Corporation Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery

Also Published As

Publication number Publication date
CN1446310A (zh) 2003-10-01
US9541329B2 (en) 2017-01-10
US20040025535A1 (en) 2004-02-12
NO20030654L (no) 2003-02-10
AU7158701A (en) 2002-02-25
AU2001271587B2 (en) 2004-09-02
EA200300256A1 (ru) 2003-08-28
EP1311789A1 (en) 2003-05-21
WO2002014763A1 (en) 2002-02-21
CA2410540A1 (en) 2002-02-21
US20040250569A1 (en) 2004-12-16
CN1303392C (zh) 2007-03-07
US20090173103A1 (en) 2009-07-09
NO20030654D0 (no) 2003-02-10
MXPA02012207A (es) 2003-06-04
CA2410540C (en) 2007-03-13
US20080202162A1 (en) 2008-08-28
US6837070B2 (en) 2005-01-04
EP1311789A4 (en) 2005-09-21
US20060218968A1 (en) 2006-10-05
NO330367B1 (no) 2011-04-04
US7073350B2 (en) 2006-07-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA004519B1 (ru) Способ извлечения газовой фракции
JP4634007B2 (ja) 高圧吸収塔を利用する低温方法
JP5793145B2 (ja) 炭化水素ガス処理
JP4452239B2 (ja) 炭化水素の分離方法および分離装置
US8667812B2 (en) Hydrocabon gas processing
US5275005A (en) Gas processing
CA2562828C (en) Hydrocarbon gas processing for rich gas streams
KR101660082B1 (ko) 탄화수소 가스 처리
AU2006262789B2 (en) Hydrocarbon gas processing
JP4447639B2 (ja) 液化天然ガスの処理
AU2001271587A1 (en) High propane recovery process and configurations
JP2015132464A (ja) 等圧開放冷凍天然ガス液回収による窒素除去
KR20120028372A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
CA2676151A1 (en) Hydrocarbon gas processing
WO2012003358A2 (en) Methods and systems for recovering liquified petroleum gas from natural gas
RU2738815C2 (ru) Переработка углеводородного газа
AU2002303849A1 (en) Twin reflux process and configurations for improved natural gas liquids recovery
RU2575457C2 (ru) Переработка углеводородного газа

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 KZ KG MD TJ TM

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): RU