Спосіб сепарації потоку газу, що містить метан, с2 – компоненти, с3 – компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти (варіанти)

1 Спосіб сепарації потоку газу, що містить метан, Сг-компоненти, Сз-компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану, та відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину Сг-компонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, згідно з яким газовий потік 31 обробляють, піддаючи одному або більшої КІЛЬКОСТІ етапів теплообміну і принаймні одному етапу розділення, для утворення принаймні першого живильного потоку, охолодженого підтиском для практично повної його конденсації, і принаймні другого живильного потоку, охолодженого ПІД ТИСКОМ, практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, і подають в ректифікаційну колону в МІСЦІ верхнього живлення, охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону в МІСЦІ живлення в середній частині колони, охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, нагрітий дистиляційний потік повертають в МІСЦІ В НИЖНІЙ частині ректифікаційної колони, відокремленому від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються 2 Спосіб сепарації потоку газу, що містить метан, Сг-компоненти, Сз-компоненти та більш важкі вуглеводневі компоненти, на летку фракцію залишкового газу, що містить більшу частину метану, і відносно менш летку фракцію, що містить більшу частину Сг-компонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів, згідно з яким летку фракцію залишкового газу повторно стискають і частину відводять для утворення стисненого першого живильного потоку, стиснений перший живильний потік охолоджують підтиском для практично повної його конденсації, практично конденсований перший живильний потік розширюють до більш низького тиску, в результаті чого він ще більше охолоджується, і подають в ректифікаційну колону у МІСЦІ верхнього живлення, газовий потік піддають одному або більшої КІЛЬКОСТІ етапів теплообміну для утворення другого живильного потоку, охолодженого під тиском, охолоджений другий живильний потік розширюють до більш низького тиску і подають в ректифікаційну колону в МІСЦІ живлення в середній частині колони, охолоджений розширений перший живильний потік і розширений другий живильний потік фракціонують при більш низькому тиску, в результаті чого компоненти відносно менш леткої фракції відганяються, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, нагрітий дистиляційний потік повертають в нижню частину ректифікаційної колони, відокремлену від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому q (О (О більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються 3 Спосіб за п 1 або 2, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік після відведення його з ректифікаційної колони подають за допомогою насоса 4 Спосіб за п 3, який відрізняється тим, що розріджений рідкий дистиляційний потік розділяють принаймні на першу і другу частини, першу частину нагрівають і нагріту першу частину повертають в МІСЦІ в нижній частині ректифікаційної колони, відокремленому від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом 5 Спосіб за п 1 або 2, який відрізняється тим, що рідкий дистиляційний потік спрямовують в теплообмін принаймні з частиною газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким чином, для нагрівання розрідженого рідкого дистиляційного потоку 6 Спосіб за п 3, який відрізняється тим, що розріджений рідкий дистиляційний потік спрямовують в теплообмін принаймні з частиною газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким чином, для нагрівання розрідженого рідкого дистиляційного потоку 7 Спосіб за п 4, який відрізняється тим, що першу частину спрямовують в теплообмін принаймні з частиною газового потоку або живильних потоків для передачі їм охолодження і, таким чином, для першої частини 8 Спосіб за п 1 або 2, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у 46176 відносно менш леткій фракції, зменшується 9 Спосіб за п 3, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується 10 Спосіб за п 4, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітої першої частини та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується 11 Спосіб за п 5, який відрізняється тим, витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується 12 Спосіб за п 6, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітого дистиляційного потоку та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується 13 Спосіб за п 7, який відрізняється тим, що витримують величини та температури нагрітої першої частини та нагрів ректифікаційної колони достатніми для підтримання такої температури в нижній частині ректифікаційної колони, при якій КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що міститься у відносно менш леткій фракції, зменшується Даний винахід стосується способу сепарації газу, що містить вуглеводні Етилен, етан, пропілен, пропан та/або більш важкі вуглеводні можна видобувати з багатьох газів, таких як природний газ, газ нафтопереробки, та потоків синтетичних газів, отриманих з інших вуглеводневих речовин, таких як вугілля, сира нафта, важкий бензин, нафтовий сланець, дьогтеві піски та ЛІГНІТ Як правило, більшу частину природного газу становлять метан та етан, тобто метан та етан разом складають принаймні 50мол % природного газу Цей газ також містить відносно менші КІЛЬКОСТІ більш важких вуглеводнів, таких як пропан, бутани, пентани та подібні до них речовини, а також водень, азот, дюксид вуглецю та ІНШІ гази Даний винахід взагалі стосується видобування етилену, етану, пропілену, пропану та більш важких вуглеводнів з потоків таких газів Структурногруповий аналіз газового потоку, який переробляють згідно з даним винаходом, в молярних відсотках приблизно такий 92,12% метану, 3,96% етану та інших С2-компонентів, 1,05% пропану та інших Сг-компонентів, 0,15% ізобутану, 0,21% нормального бутану, 0,11% пентанів, решта - азот і дюксид вуглецю Іноді також бувають присутніми гази, що містять сірку Історично ЦИКЛІЧНІ коливання цін і на природний газ, і на рідкі компоненти природного газу з часом знизили зростаючу ЦІННІСТЬ етану, етилену, пропану, пропілену та більш важких компонентів у вигляді рідких продуктів Боротьба за права на переробку змусило операторів установок максимально підвищити технологічні можливості та ефективність видобування своїх існуючих газопереробних установок ВІДОМІ на сьогодні способи сепарації згаданих речовин базуються на охолодженні газу, абсорбції масла та абсорбції охолодженого масла Крім того, стали популярними кріогенні способи завдяки наявності економічного обладнання, яке виробляє енергію і одночасно розширює газ, що переробляють, та забирає з нього тепло В залежності від тиску джерела газу, збагаченості (вмісту етану, етилену та більш важких вуглеводнів) газу та заданих кінцевих продуктів може бути застосований кожен з цих способів або їх комбінація Сьогодні перевага віддається способу видобування рідких продуктів природного газу методом кріогенного розширення, бо цей спосіб забезпечує 46176 робочим розширенням Іншим джерелом для верхмаксимальну простоту, легкий запуск, операційну нього зрошувального потоку може стати рециркугнучкість, хорошу продуктивність, безпечність та льований потік залишкового газу, який подають під високу надійність тиском Незалежно від типу джерела цей паровий Способи, що мають відношення до цього пипотік, як правило, охолоджується до значної контання, описуються у патентах США №№4175904, денсації в результаті теплообміну з іншими пото4171964, 4185978, 4251249, 4278457, 4519824, ками, що беруть участь у процесі, наприклад з 4617039, 4687499, 4689063, 4690702, 4854955, холодним верхнім погоном ректифікаційної коло4869740, 4889545, 5275005, 5555748, 5568737, ни Певну частину рідини з високим тиском, що 5771712, 5799507, 5881569, 5890378, перевидаутворилась в результаті часткової конденсації жиному патенті США № 33408 та в заявці вильного газу, або всю таку рідину можна поєдна№ 09/054802, що одночасно розглядається, (хоча ти зі згаданим паровим потоком перед охолодженопис даного винаходу в деяких випадках базується ням Отриманий в результаті значно на умовах обробки, які відрізняються від умов, конденсований потік потім розширюють, пропусописаних в перелічених патентах та патентних каючи через ВІДПОВІДНИЙ розширювальний призаявках) стрій, наприклад розширювальний клапан, до тисУ типовому способі видобування шляхом кріоку, при якому приводиться в дію метановідпнна генного розширення потік живильного газу під тисколона Під час розширення частина рідини випаком охолоджується в результаті теплообміну з ровується, що призводить до охолодження загаіншими потоками, що беруть участь у процесі, льного потоку Швидко розширений потік потім та/або за допомогою ЗОВНІШНІХ джерел охолоподають в метановідпнну колону як верхнє живдження, наприклад установки стисненнялення Як правило, парова частина розширеного охолодження пропану Під час охолодження газу в потоку та пара верхнього погону метановідпнної одному або більшої КІЛЬКОСТІ сепараторів можуть колони з'єднуються у верхній, сепараційній секції в конденсуватися та збиратися рідини у вигляді ріректифікаційній колоні у вигляді залишкового газу дин з високим тиском, що містять деякі із заданих продукту метану Як варіант, охолоджений та розС2+ компонентів В залежності від збагаченості ширений потік можна подати в сепаратор для газу та КІЛЬКОСТІ утворених рідин ці рідини з висоутворення потоків пари і рідини, так що далі пара ким тиском можна розширювати до більш низького з'єднується з верхнім погоном ректифікаційної котиску та фракціонувати Випаровування, що відбулони, а рідина надходить до колони як й верхнє вається під час розширення згаданих рідин, приживлення зводить до подальшого охолодження потоку За певних умов перед розширенням може виявитись необхідним попереднє охолодження рідин з високим тиском для подальшого зниження температури, отриманої в результаті розширення Розширений потік, який являє собою суміш рідини та пари, фракціонують у ДИСТИЛЯЦІЙНІЙ (метановідгшній) колоні В цій колоні охолоджений в результаті розширення потік (потоки) дистилюють, щоб відокремити залишковий метан, азот та ІНШІ леткі гази у вигляді пари верхнього погону від заданих Сгкомпонентів, Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів у вигляді нижнього рідкого продукту Якщо живильний газ конденсується неповністю (зазвичай, він і не конденсується повністю), принаймні частину пари, що залишається після часткової конденсації, можна пропустити через машину робочого розширення або двигун, або розширювальний клапан, щоб знизити тиск, при якому в результаті подальшого охолодження потоку конденсуються додаткові рідини Тиск після розширення практично дорівнює тиску, при якому приводиться в дію дистиляційна колона З'єднані парорідинні фази, що утворюються в результаті розширення, подають в колону як живлення В останні роки способи сепарації вуглеводню, яким віддається перевага, передбачають подачу такого розширеного парорідинного потоку в МІСЦІ живлення в середній частиш колони, при цьому верхня, абсорбційна секція забезпечує додаткову ректифікацію парової фази Джерелом зрошувального потоку для верхньої ректифікаційної секції зазвичай є частина згаданої вище пари, що залишається після часткової конденсації живильного газу, але яку відвели перед На фіг 1, що зображує схему технологічного процесу, показана конструкція технологічної установки для видобування Сг-компонентів з природного газу відомим способом згідно з патентом США №4157904 Оскільки це велика установка, розрахована на 1,0 мільярд кубічних футів (28 316 900 000дм3) живильного газу за день, метановідпнну колону (ректифікаційну колону) довелось сконструювати двосекційною з абсорбційною колоною 17 і відпнною колоною 19 При такому відтворенні процесу впускний газ входить в установку у вигляді потоку 31 з температурою 86°F та тиском 613 фунтів на кв дюйм (42,91 кг/см) Якщо цей впускний газ містить концентрацію сполук сірки, яка не дозволяє потокам продукту відповідати технічним умовам, такі сполуки сірки видаляють ВІДПОВІДНОЮ попередньою обробкою живильного газу (не показана) Крім того, живильний потік, як правило, депдратують, щоб запобігти утворенню гідрату (льоду) в кріогенних умовах Для цього зазвичай використовують твердий осушник Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 шляхом теплообміну з охолодженим залишковим газом з температурою -99°F (потік 37а), рідинами кип'ятильника в основі метановщпнної колони, що мають температуру 31 °F (потік 42), рідинами нижнього бічного кип'ятильника метановідгшної колони, що мають температуру -5°F (потік 41) та рідинами верхнього бічного кип'ятильника метановщпнної колони, що мають температуру -99°F (потік 40) Слід звернути увагу на те, що в усіх випадках теплообмінник 10 являє собою або ряд окремих теплообмінників, або один багатоходовий теплообмінник, або будь-яке їх поєднання (Рішення про використання більш ніж одного теп 8 46176 лообмінника для зазначеного охолодження буде верхнього живлення (потік 38а) Робочий тиск відзалежати від ряду факторів, що включають, але не пнної колони 19 (343 фунти на кв дюйм 2 обмежуються цим, об'ємну швидкість потоку впус(24,01 кг/см )) трохи вищий за робочий тиск абсоркного газу, розмір теплообмінника, температури бційної колони 17 і ця різниця в тиску між двома потоків тощо) Охолоджений потік 31а входить в згаданими колонами забезпечує рушійну силу, яка сепаратор 11 з температурою -82°F та тиском 603 дозволяє парам верхнього погону (потік 39) з темфунти на кв дюйм (42,21 кг/см), де пара (потік 32) пературою -125°F текти з верхньої частини відпнвідокремлюється від конденсованої рідини (потоку ноі колони 19 в місце нижнього живлення абсорб35) ційної колони 17 Пару Із сепаратора 11 (потік 32) розділяють на Метановідпнна секція в абсорбційній колоні 17 дві частини, потік 33 і потік 34 Потік 33, що містить і відпнній колоні 19 являє собою звичайного типу приблизно 18% всієї пари, з'єднують з конденсодистиляційну колону, що містить ряд вертикально, ваною рідиною Із сепаратора 11 З'єднаний потік рознесених тарілок, одну або більше насадок або 36 проходить через теплообмінник 12, обмінююкомбінацію тарілок і баштової насадки Абсорбційчись теплом з паровим потоком 37 верхнього пона колона може складатися з двох секцій, як це гону метановідпнної колони, що призводить до часто буває в установках для обробки природного охолодження та значної конденсації цього потоку газу Верхня секція 17а - це сепаратор, в якому Значно конденсований потік 3 ба з температурою частково випаруване верхнє живлення розділяєть139°F потім швидко розширюють, пропускаючи ся на його ВІДПОВІДНІ парову та рідку частини і в через ВІДПОВІДНИЙ розширювальний пристрій, наякому пара, що піднімається вгору з нижньої дисприклад розширювальний клапан 13, до робочого тиляційної, або ректифікаційної секції 17Ь, з'єднутиску (приблизно 333 фунти на кв дюйм ється з паровою частиною (якщо така є) верхнього (23,31 кг/см2)) абсорбційної колони 17 ректифікаживлення для утворення дистиляційного потоку 37 ційної колони Під час розширення частина потоку холодного залишкового газу, який виходить з вервипаровується, в результаті чого охолоджується хньої частини колони Нижня, ректифікаційна секзагальний потік У процесі, показаному на фіг 1, ція 17Ь і відпнна колона 19 містять тарілки та/або розширений потік 36Ь, виходячи з розширювальбаштову насадку та забезпечують необхідний конного клапана 13, досягає температури -151Т і такт між рідинами, що падають вниз, та парами, надходить до сепараційної секції 17а у верхній що піднімаються вгору Відпнна колона 19 також частині абсорбційної колони 17 Сепаровані тут включає кип'ятильники, які нагрівають та випарорідини стають верхнім живленням для теоретичновують частини рідин, які течуть в нижню частину го ярусу 1 в ректифікаційній секції 17Ь (Пунктирколони для створення десорбуючих парів, що підною ЛІНІЄЮ позначено інший шлях для рідини сенімаються у верхню частину колони паратора (потоку 35) згідно з патентом США Рідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої № 4278457, завдяки якому принаймні частину цієї частини колони з температурою 43°F, базуючись рідини розширюють до тиску приблизно 333 фунти на тому, що стандартною технічною умовою для на кв дюйм (23,31 кг/см2) за допомогою розширюнижнього рідкого продукту є молярне відношення вального клапана 16, охолоджуючи потік 35 і утвометану до етану 0,0237 1, і його тиск доводять рюючи потік 35а, який потім надходить до ректифіприблизно до 550 фунтів на кв дюйм (38,5кг/см2) каційної секції в абсорбційній колоні 17 в МІСЦІ (потік 43а) за допомогою насоса 20 (Вихідний тиск нижнього живлення або до ВІДПННОІ колони 19 в насоса, як правило, визначається кінцевим приМІСЦІ верхнього живлення) значенням рідкого продукту Зазвичай рідкий продукт надходить на зберігання, і вихідний тиск наРешта 82% пари із сепаратора 11 (потік 34) соса встановлюють таким, щоб запобігти будьнадходить до машини 14 робочого розширення, в якому випаровуванню потоку 43а по мірі його наякій Із цієї частини живильного газу з високим тисгрівання до температури оточуючого середовища) ком забирають механічну енергію Машина 14 розширює пару головним чином Ізентропічно від тиску Залишковий газ (потік 37) проходить протите2 приблизно 603 фунти на кв дюйм (42,21 кг/см ) до чією відносно впускного живильного газу в а) тептиску приблизно 333 фунти на кв дюйм лообміннику 12, в якому він нагрівається до -99°F (23,31 кг/см2), при цьому таке робоче розширення (потік 37а), б) теплообміннику 10, де він нагріваохолоджує розширений потік 34а до температури ється до 79°F (потік 37Ь), І В) теплообміннику 21, приблизно -125°F Типові комерційне доступні де він нагрівається до 110°F (потік 37с) Залишкорозширювачі здатні регенерувати 80-85% роботи, вий газ далі повторно стискають у два етапи На теоретично можливої при ідеальному ізентропічпершому етапі - за допомогою компресора 15, що ному розширенні Регенеровану роботу часто виприводиться в дію розширювальною машиною 14, користовують для приведення в дію центробіжного і на другому етапі - за допомогою компресора 22, компресора (наприклад такого, що позначений що приводиться в дію допоміжним джерелом живчислом 15), який можна застосувати для повторнолення Після охолодження потоку 37е до темпераго стиснення, наприклад, залишкового газу (потоку тури 135°F (потік 37f) за допомогою охолодника 23 37с) Розширений і частково конденсований потік і до 86°F за допомогою теплообмінника 21, про34а подають як живлення в дистиляційну колону в дукт залишкового газу (потік 37д) надходить до МІСЦІ нижнього живлення (в даному випадку нижче магістрального газопроводу з тиском 631 фунт на теоретичного ярусу 7) кв дюйм (44,17кг/см2), який відповідає вимогам до тиску газопроводу (як правило, це приблизно тиск Рідини (ПОТІК 38) з нижньої частини абсорбційна вході) ної колони 17 з температурою -127°F подають за допомогою насоса 18 у відпнну колону 19 в МІСЦІ В наступній таблиці 1 наведені сумарні дані 9 46176 10 про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для способу, показаного на фіг 1 Таблиця 1 (Фіг 1) Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) Потік Метан Етан Пропан Бутани+ 31 32 35 33 34 38 39 40 37 43 121383 118997 2386 22015 96982 11021 10916 6568 121278 105 5218 4514 704 835 3679 4734 304 6227 788 4430 1384 817 567 151 666 1353 12 1444 43 1341 619 147 472 27 120 616 1 625 4 615 Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) Етан 84,89% Пропан 96,90% Бутани+ 99,33% Потужність (у кінських силах) Стиснення залишкового газу 44408 Відомий процес, схема якого показана на фіг 1, дає 84,89% видобування етану при використанні відповідної потужності для стиснення залишкового газу (максимум 45000 кінських сил) Однак в продукті етану (потоці, що містить метан, етан та дюксид вуглецю, і утворюється, коли нижній рідкий продукт в подальшому фракціонують для відокремлення Сі-компонентів та більш легких компонентів від Сз-компонентів та більш важких вуглеводневих компонентів) концентрація діоксиду вуглецю становить 7,59мол%, що перевищує задану межу, встановлену власником установки, яка становить 6,0мол% максимум Таким чином, така конструкція установки потребує додаткової системи обробки для видалення діоксиду вуглецю з вуглеводнів, щоб отримати продукт придатний для реалізації Є багато методів видалення діоксиду вуглецю (обробка впускного живильного газу, обробка загального рідкого продукту, обробка продукту етану після фракціонування тощо), але всі ці методи збільшать не тільки вартість установки (через витрати на встановлення згаданої системи обробки), але й експлуатаційні витрати установки (через витрату енергії та хімікатів в згаданій системі обробки) Один шлях утримати концентрацію діоксиду вуглецю в продукті етану в допустимих межах - це забезпечити функціонування метановідгшної колони таким чином, щоб відганяти дюксид вуглецю з нижнього рідкого продукту, додаючи колоні більше тепла, що витрачається на випаровування, використовуючи для цього бічні кип'ятильники та/або нижній кип'ятильник На фіг 2 показана така альтернативна робоча схема для процесу з фіг 1 Процес з фі 2 здійснили з такими самими складом живильного газу та умовами, як і для описаного процесу з фіг 1 Однак при відтворенні процесу з фіг 2 робочі умови встановили такими щоб регулювати температуру в Дюкид вуглецю 1054 990 64 183 807 462 90 891 682 372 Всього 131766 127561 4205 23599 103962 18222 11359 15755 124903 6863 нижній частині ВІДПННОІ колони 19 для утримання вмісту діоксиду вуглецю в продукті етану в межах технічних вимог При відтворенні цього процесу, як і при відтворенні процесу з фіг 1, робочі умови вибирали такими, за яких рівень видобування етану зберігається максимально високим, при цьому не перевищується відповідна потужність для стиснення залишкового газу Живильний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в результаті теплообміну з холодним залишковим газом з температурою -96°F (потік 37а), рідинами кип'ятильника в основі метановідгшної колони з температурою 50°F (потік 42), рідинами нижнього бічного кип'ятильника метановідгшної колони з температурою 38°F (потік 41) і рідинами верхнього бічного кип'ятильника метановідгшної колони з температурою -32°F (потік 40) Охолоджений потік 31а входить в сепаратор 11 з температурою -72°F і тиском 600 фунтів на кв дюйм (42кг/см2), в якому пара (потік 32) відокремлюється від конденсованої рідини (потоку 35) Пару (потік 32) із сепаратора 11 розділяють на два потоки, потік 33 і потік 34 Потік 33, що містить приблизно 17% всієї пари, з'єднується з конденсованою рідиною із сепаратора 11 Об'єднаний потік 36 проходить через теплообмінник 12, обмінюючись теплом з паровим потоком 37 верхнього погону метановідгшної колони, що призводить до охолодження і значної конденсації цього потоку Значно конденсований потік 36а з температурою 132°F потім швидко розширюють, пропускаючи через розширювальний клапан 13 По мірі того, як потік розширюється до робочого тиску абсорбційної колони 17 (326 фунтів на кв дюйм (22,82кг/см2)), він охолоджується приблизно до 152°F (потік 36Ь) Розширений потік 36Ь надходить до колони як верхнє живлення Інша частина (решта 83%) пари із сепаратора 11 (потік 34) входить в машину 14 робочого розширення, в якій з цієї частини живлення з високим тиском забирають механічну енергію Машина 14 розширює пару головним чином ізентропічно від тиску приблизно 600 фунтів на кв дюйм (42кг/см ) до робочого тиску абсорбційної колони 17 (326 фунтів на кв дюйм (22,88кг/см2)), при цьому робоче 11 46176 12 2 розширення охолоджує розширений потік 34а до близно до 550 фунтів на кв дюйм (38,5кг/см ) (потік температури приблизно -118Т Розширений і час43а) Залишковий газ (потік 37) проходить протитково конденсований потік 34а надходить до дистечією відносно вхідного живильного газу в а) тептиляційної колони як живлення в МІСЦІ 11 нижнього лообмінник 12, де він нагрівається до -96 F (потік живлення 37а), б) теплообмінник 10, де він нагрівається до 70°F (потік 37Ь) І В) теплообмінник 21, де він нагріРідини (ПОТІК 38) з нижньої частини абсорбційвається до 101°F (потік 37С) Залишковий газ далі ної колони 17 з температурою -120°F подають за повторно стискають у два етапи за допомогою допомогою насоса 18 до відгінної колони 19 в МІСЦІ компресора 15, що приводиться в дію розширюваверхнього живлення (потік 38а) Робочий тиск відльною машиною 14, і за допомогою компресора пнної колони 19 (336 фунтів на кв дюйм (23,52 22, що приводиться в дію допоміжним джерелом кг/см )) трохи вищий за робочий тиск абсорбційної живлення Після охолодження потоку 37е до 115°F колони 17, і ця різниця в тиску між двома згадани(потік 37І) за допомогою охолодника 23 і до 86°F ми колонами забезпечує рушійну силу, що дає за допомогою теплообмінника 21 продукт залишможливість парам верхнього погону (потоку 39) з кового газу (потік 37д) надходить до магістральнотемпературою -118Т з верхньої частини відгінної го газопроводу з тиском 631 фунт на кв дюйм (44 колони 19 стікати в місце нижнього живлення в 17кг/см) абсорбційній колоні 17 Рідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої частини колони 19 з температурою 56°F За допомогою насоса 20 тиск цього потоку доводять при В наступній таблиці наведені сумарні дані про об'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати для способу, зображеного на фіг 2 Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) Потік Метан Етан Пропан Бутани+ 31 32 35 33 34 38 39 40 37 43 121383 120263 1120 20745 99518 6842 6839 1886 121380 3 5218 4857 361 838 4019 3841 244 6752 1621 3597 1384 1037 347 179 858 1349 12 1588 47 1337 619 233 386 40 193 615 1 645 5 614 Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) Етан 68,94% Пропан 96,61% Бутани+ 99,25% Потужність (у кінських силах) Стиснення залишкового газу 44641 Концентрація дюксиду вуглецю в продукті етану в способі з фіг 2 становить 5,95 мол %, що відповідає технічній вимозі для такої установки, 6,0 мол % максимум Однак слід звернути увагу на те, що молярне відношення метану до етану в нижньому продукті становить 0,0008 1 проти допустимого відношення 0,0237 1, що вказує на ступінь надмірної відгонки легких фракцій, яка знадобилась для регулювання вмісту дюксиду вуглецю в рідкому продукті до заданого рівня Порівняння рівнів видобування, відображених в Таблицях І і II, показує, що здійснення способу з фіг 2 таким чином з метою зменшення вмісту дюксиду вуглецю в продукті етану викликає значне зменшення видобування рідин Процес з фіг 2 зменшує видобування етану з 84,89% до 68,94%, видобування пропану - з 96,90% до 96,61%, і видобування бутанів+ - з 99,33% до 99,25% В процесі з фіг 2 є два фактори, що призводять до зменшення видобування рідин з нижньої Дюксид вуглецю 1054 1023 31 176 847 284 56 1377 826 228 Таблиця II (Фіг 2) Всього 131766 129517 2249 22342 107175 12953 7174 12248 125987 5779 частини відгінної колони 19 порівняно з процесом з фіг 1 По-перше, коли температура в нижній частині відгінної колони 19 піднімається від 43°F в процесі з фіг 1 до 56°F в процесі з фіг 2, ці температури в кожному МІСЦІ в цій колоні підвищуються відносно їх ВІДПОВІДНИХ значень в процесі з фіг 1 Це зменшує ступінь охолодження, яке рідкі потоки колони (потоки 40, 41 і 42) можуть дати живильному газу в теплообміннику 10 В результаті, охолоджений живильний потік (потік 31 а), що входить в сепаратор 11, є теплішим (-72°F для процесу з фіг 2 проти -82°F для процесу з фіг 1), що, в свою чергу, призводить до меншого утримування етану в абсорбційній колоні 17, що відбивається вмістом етану в потоці 38 (з 841 фунтмолекули/год для процесу з фіг 2 проти 4734 фунт-молекул/год для процесу з фіг 1) По-друге, більш високі температури у ВІДПННІЙ колоні 19 примушують підвищуватись температури в абсорбційній колоні 17, що призводить до того, що у відпнну колону 19 входить менше рідкого метану (6842 фунт-молекули/год в потоці 38 для процесу з фіг 2 проти 11021 фунт-молекули/год для процесу з фіг 1) Коли цей рідкий метан в подальшому випаровується завдяки бічним кип'ятильникам і головному кип'ятильнику, прикріпленим до відгінної колони 19, пара метану допомагає відганяти 13 46176 14 дюксид вуглецю з рідин, що стікають вниз у колоні ного першого живильного потоку, При зменшенні метану, що бере участь у процесі з стиснений перший живильний потік охолоджуфіг 2 для відгонки дюксиду вуглецю, повинно виють під тиском для практично повної його конденпаровуватись більше етану в цих рідинах, щоб сації, служити десорбуючим газом Оскільки ВІДНОСНІ практично конденсований перший живильний леткості дюксиду вуглецю і етану дуже схожі, пара потік розширюють до більш низького тиску, в реетану є набагато менш ефективним десорбуючим зультаті чого він ще більше охолоджується, і поагентом, ніж пара метану, що зменшує ефективдають в ректифікаційну колону у МІСЦІ верхнього ність видобування вуглеводнів в колоні живлення, Задачею даного способу є здійснення сепарагазовий потік піддають одному або більшої КІції, в результаті якої отримують залишковий газ, ЛЬКОСТІ етапів теплообміну для утворення другого що утворюється в КІНЦІ процесу і який містить живильного потоку, охолодженого підтиском, практично весь метан в живильному газі і майже охолоджений другий живильний потік розшине містить жодного з Сг-компонентів та більш важрюють до більш низького тиску і подають в ректиких вуглеводневих компонентів, та нижню фракфікаційну колону в МІСЦІ живлення в середній часцію, що виходить з металовідпнної колони, містить тині колони, практично всі Сг-компоненти та більш важкі вуглеохолоджений розширений перший живильний водневі компоненти і майже не містить метану або потік і розширений другий живильний потік фракбільш летких компонентів, відповідаючи при цьому ціонують при більш низькому тиску, в результаті технічним умовам щодо максимально допустимого чого компоненти відносно менш леткої фракції вмісту дюксиду вуглецю відганяються, В першому варіанті пособу сепарації потоку згідно з винаходом поставлена задача вирішугазу, що містить метан, Сг-компоненти, Сзється тим, що компоненти та більш важкі вуглеводневі компонерідкий дистиляційний потік відводять з ректинти, на летку фракцію залишкового газу, що місфікаційної колони і нагрівають, тить більшу частину метану, та відносно менш нагрітий дистиляційний потік повертають в нилетку фракцію, що містить більшу частину Сгжню частину ректифікаційної колони, відокремлену компонентів, Сз-компонентів та більш важких вугвід місця відведення принаймні одним теоретичлеводневих компонентів, за яким ним ярусом, газовий потік обробляють, піддаючи одному витримують величини та температури живиабо більшої КІЛЬКОСТІ етапів теплообміну і принайльних потоків, що надходять до ректифікаційної мні одному етапу розділення, для утворення приколони, достатніми для підтримання такої темпенаймні першого живильного потоку, охолодженого ратури верхнього погону дистиляційної колони, підтиском для практично повної його конденсації, і при якому більші частини компонентів у відносно принаймні другого живильного потоку, охолоджеменш леткій фракції відганяються ного під тиском, практично конденсований перший Даний винахід дає можливість використовуваживильний потік розширюють до більш низького ти нову установку або модифікацію існуючої техтиску, в результаті чого він ще більше охолоджунологічної установки для здійснення способу сеється, і подають в ректифікаційну колону в МІСЦІ парації, який вирішує поставлену задачу при верхнього живлення, значно нижчих капітальних витратах шляхом зменшення або виключення потреби у системі обробохолоджений другий живильний потік розшики продукту для видалення дюксиду вуглецю З рюють до більш низького тиску і подають в ректиіншого боку, даний винахід, незалежно від того, фікаційну колону в МІСЦІ живлення в середній часзастосований він у новій установці чи як модифітині колони, кація існуючої технологічної установки, можна виохолоджений розширений перший живильний користовувати для видобування більшої КІЛЬКОСТІ потік і розширений другий живильний потік фракСг-компонентів та більш важких вуглеводневих ціонують при більш низькому тиску, в результаті компонентів у нижньому рідкому продукті при зачого компоненти відносно менш леткої фракції даній концентрації дюксиду вуглецю в живильному відганяються, газі, ніж при використанні Інших технологічних сисзгідно з винаходом поставлена задача вирішутем ється тим, що рідкий дистиляційний потік відводять з ректифікаційної колони і нагрівають, нагрітий дистиляційний потік повертають в МІСЦІ в нижній частині ректифікаційної колони, відокремленому від місця відведення принаймні одним теоретичним ярусом, витримують величини та температури живильних потоків, що надходять до ректифікаційної колони, достатніми для підтримання такої температури верхнього погону дистиляційної колони, при якому більші частини компонентів у відносно менш леткій фракції відганяються В другому варіанті способу, за яким летку фракцію залишкового газу повторно стискають і частину відводять для утворення стисне Згідно З даним винаходом виявилось можливим більш ніж 84%-не видобування C-z при утриманні вмісту дюксиду вуглецю в нижньому рідкому продукті в межах технічних вимог і забезпеченні майже повного відведення метану в потік залишкового газу Даний винахід, хоча і може застосовуватися при більш низьких тисках та більш теплих температурах, має перевагу особливо при обробці живильних газів при тисках в межах 600-1000 фунтів на кв дюйм (42,18-70,Зкг/см2) або вище за умов, що потребують температур верхнього погону колони -120°F або холодніше Даний винахід використовує модифіковану систему кип'ятильника біля основи колони, яку можна застосовувати з будь-яким типом системи ви 15 46176 16 добування рідких компонентів природного газу Фіг 8 - схема, що показує запропоновану даПри використанні звичайного кип'ятильника біля ним винаходом модифіковану систему кип'ятильоснови або бічного кип'ятильника в ДИСТИЛЯЦІЙНІЙ ника біля основи колони для технологічної устаноКОЛОНІ весь рідкий потік, що стікає вниз в колоні, вки, причому ця система включає систему відводять з ректифікаційної колони і пропускають нагнітання через теплообмінник, потім повертають в колону Фіг 9 - схема, що показує запропоновану дамайже в тому самому МІСЦІ В згаданій модифіконим винаходом модифіковану систему кип'ятильваній системі кип'ятильника біля основи колони ника біля основи колони для технологічної устаночастину рідини колони, що стікає вниз, відводять вки, причому ця система включає систему через місце, розташоване вище в колоні, тобто роздільних колон відокремлене від місця повернення принаймні одДо подальшого пояснення описаних вище фіним теоретичним ярусом Навіть якщо об'ємна гур додаються таблиці, які підсумовують об'ємні швидкість потоку рідини може виявитись нижчою, швидкості потоків, обчислені для характерних рідина, як правило, значно холодніша і це може умов процесу У приведених таблицях значення мати переваги, що полягають у збільшенні видооб'ємних швидкостей потоків (у фунт-молекулах за бування або зменшенні розміру теплообмінника годину) для зручності заокруглені до найближчого цілого числа Загальні швидкості потоків, показані в Виявили, що при застосуванні даного винахотаблицях, враховують всі невуглеводневі комподу у відомих способах видобування рідких компоненти, а, значить, є взагалі більшими, ніж сума нентів природного газу видобування Сгоб'ємних швидкостей потоків для вуглеводневих компонентів та більш важких компонентів збільшукомпонентів Показані температури є приблизними ється на 1-2% Однак таке збільшення видобуванзначеннями, заокругленими до найближчого граня стає значно вищим, коли необхідно зменшити дуса Слід також зазначити, що розрахунки техновміст дюксиду вуглецю у видобутому рідкому прологічних процесів, виконані для порівняння процедукті природного газу При видобуванні етану в сів, показаних на фігурах, базуються на типовій установці для видобування рідких компоприпущенні, що немає надходження тепла із отонентів природного газу видобувається також і причуючого середовища (або в нього) в процес (або з наймні певна КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю, що містинього) Таке припущення, звичайне для спеціалісвся в живильному газі, бо дюксид вуглецю по тів, є дуже обґрунтованим завдяки якості ІЗОЛЯЦІЙВІДНОСНІЙ леткості займає позицію десь між метаНИХ матеріалів, що є на ринку ном і етаном Тому із збільшенням видобування етану збільшується і видобування дюксиду вуглеПриклад 1 цю в рідкому продукті природного газу Виявили, На фіг 3 показана схема технологічного прощо при застосуванні запропонованої модифіковацесу згідно з даним винаходом Склад живильного ної системи кип'ятильника біля основи колони могазу та умови, що розглядаються при описі процежна значно збільшити видобування етану в рідкосу з фіг 3, такі самі, як і для процесу з фіг 1 В му продукті природного газу порівняно зі зв'язку з цим, процес з фіг 3 можна порівнювати з способами, де використовують системи звичайнопроцесом з фіг 1, щоб показати переваги даного го кип'ятильника біля основи колони або бічного винаходу кип'ятильника, коли колону повторно кип'ятять для При відтворенні процесу з фіг 3 впускний газ досягнення ВІДПОВІДНОСТІ вимозі щодо заданого входить з температурою 86°F та тиском 613 фунвмісту дюксиду вуглецю в рідкому продукті приротів на кв дюйм (42,91 кг/см2) як потік 31 Живильдного газу ний потік 31 охолоджується в теплообміннику 10 в результаті теплообміну з холодним залишковим Для кращого розуміння даного винаходу далі газом, що має температуру -99°F (потік 37а), рідийде посилання на приклади та креслення, на яких нами кип'ятильника в основі метановідпінної колоФіг 3 - схема технологічного процесу, що пони (потік 42), рідинами бічного кип'ятильника меказує, як установки, показані на фіг 1 і 2, можна тановідпнної колони, які мають температуру -4°F пристосувати для обробки природного газу згідно з (потік 41) та частиною рідин з нижньої частини даним винаходом абсорбційної колони, що має температуру -128°F Фіг 4 - схема технологічного процесу, що по(потік 45) Охолоджений потік 31а входить в сепаказує інший варіант пристосування установок, поратор 11 з температурою -84°F та тиском 603 функазаних на Фіг 1 і 2, для обробки природного газу ти на кв дюйм (42,21 кг/см2), в якому пара (потік 32) згідно з даним винаходом відокремлюється від конденсованої рідини (потоку Фіг 5 - схема технологічного процесу, що по35) казує, як інший відомий спосіб можна застосувати в установці для обробки природного газу згідно з Пару (потік 32) із сепаратора 11 розділяють на даним винаходом два газоподібні потоки, потік 33 І потік 34 Потік 33, що містить приблизно 19% всієї пари, з'єднується Фіг 6 - схема, що показує запропоновану даз конденсованою рідиною (потоком 35) і утворює ним винаходом модифіковану систему кип'ятильпотік 36 Об'єднаний потік 36 проходить через тепника біля основи колони для технологічної устанолообмінник 12, обмінюючись теплом з холодним вки, причому ця система включає систему залишковим газом (потоком 37), де він охолоджутермосифона ється до -138°F Отриманий значно конденсоваФіг 7 - схема, що показує запропоновану даний потік 36а далі швидко розширюють, пропусканим винаходом модифіковану систему кип'ятильючи через ВІДПОВІДНИЙ розширювальний пристрій, ника біля основи колони для технологічної устанонаприклад розширювальний клапан 13, до робочовки, причому ця система включає систему го тиску (приблизно 332 фунти на кв дюйм нагнітання 18 17 46176 2 (23,24кг/см ) абсорбційної колони 17 Під час розрює рушійну силу, щоб пари (потік 39) верхнього ширення частина цього потоку випаровується, що погону з температурою -123°F з верхньої частини призводить до охолодження загального потоку В ВІДПННОІ колони 19 стікали в місце нижнього живпроцесі, показаному на фіг 3, розширений потік лення абсорбційної колони 17 36Ь, виходячи з розширювального клапана 13, Іншу частину (потік 45), що містить решту 45% досягає температури -151 F і надходить до абсоррідкого потоку 38а з підвищеним тиском, спрямобційної колони 17 як и верхнє живлення Парова вують в теплообмінник 10, в якому він постачає частина (якщо є) потоку 36Ь з'єднується з парами, частині живильного газу охолодження по мірі нащо піднімаються вгору з верхнього ректифікаційгрівання до -20°F і частково випаровується Нагріного ярусу колони, і утворюють дистиляційний потий потік 45а після цього надходить до ВІДПННОІ тік 37, який виводять з верхньої зони колони колони 19 в МІСЦІ живлення, розташованому посередині колони, відокремленому від верхнього місПовернемося до газоподібного потоку 34 Реця живлення, де потік 44 входить в колону, пришта 81% пари із сепаратора 11 входить в машину наймні одним теоретичним ярусом В цьому 14 робочого розширення, в якій з цієї частини живвипадку частково випаруваний потік тече до того лення з високим тиском забирають механічну енесамого місця на колоні, яке було використане для ргію Машина 14 розширює пару головним чином зворотного струменя з верхнього бічного кип'ятиізентропічно від тиску приблизно 603 фунти на кв льника (теоретичний ярус 8 у відпнній колоні 19) у дюйм (42,21 кг/см2) до тиску приблизно 332 фунти процесі з фіг 1, що на сім теоретичних ярусів нижна кв дюйм (23,24кг/см2), при цьому таке робоче че від місця відведення рідкого потоку в системі розширення охолоджує розширений потік 34а до фракціонування (місце верхнього живлення, де температури приблизно -127°F Розширений І частпотік 44 входить у відгінну колону 19) ково конденсований потік 34а далі надходить до абсорбційної колони 17 як живлення в МІСЦІ нижРідкий продукт (потік 43) виходить з нижньої нього живлення колони частини колони 19 з температурою 42°F За допомогою насоса 20 підвищують тиск цього потоку Пунктирною ЛІНІЄЮ як варіант показано, що приблизно до 550 фунтів на кв дюйм (38,5кг/см2) конденсовану рідину (потік 35) із сепаратора 11 (потік 43а) Залишковий газ (потік 37) проходить можна швидко розширити, пропустивши через протитечією відносно впускного живильного газу в ВІДПОВІДНИЙ розширювальний пристрій, наприклад а) теплообмінник 12, в якому він нагрівається до розширювальний клапан 16, до робочого тиску 99°F (потік 37а), б) теплообмінник 10, в якому він абсорбційної колони 17, охолоджуючи потік 35 і нагрівається до 80°F (потік 37Ь), і в) теплообмінник утворюючи потік 35а Розширений потік 35а, що 21, в якому він нагрівається до 105°F (потік 37с) виходить з розширювального клапана 16, можна Залишковий газ далі повторно стискають у два потім подати в абсорбційну колону 17 в МІСЦІ її етапи, за допомогою компресора 15, що привонижнього живлення або у відгінну колону 19 в МІСЦІ диться в дію розширювальною машиною 14, і за її верхнього живлення допомогою компресора 22, що приводиться в дію Рідини (ПОТІК 38) з нижньої частини абсорбційдопоміжним джерелом живлення Після охолоної колони 17 з температурою -128°F входять в дження потоку 37е до 115°F (потік 37f) охолоднинасос 18, за допомогою якого їхній тиск підвищуком 23 і до 86°F теплообмінником 21 продукт зають (потік 38а), і розділяються на дві частини Одна лишкового газу (потік 37д) надходить до частина (потік 44), що містить приблизно 55% всієї магістрального газопроводу з тиском 631 фунт на рідини, подають у відгінну колону 19 в МІСЦІ верхкв дюйм (44,17кг/см2), звідки він йде на реалізацію нього живлення Робочий тиск ВІДПННОІ колони 19 2 (342 фунти на кв дюйм (23,94кг/см )) трохи вищий В наступній таблиці наведені сумарні дані про за робочий тиск абсорбційної колони 17, і ця різоб'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати ниця в тиску між згаданими двома колонами стводля способу, показаного на фіг З Таблиця III (Фіг 3) Сумарні дані про об'ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) Потік Метан Етан Пропан Бутани+ 31 32 35 33 34 38 44 45 39 37 43 121383 118694 2689 22552 96142 11906 6548 5358 11800 121277 106 5218 4440 778 844 3596 4855 2670 2185 362 725 4493 1384 779 605 148 631 1357 746 611 13 40 1344 619 136 483 26 110 616 339 277 1 4 615 Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях Дюксид вуглецю 1054 -982 72 187 795 557 306 251 156 653 401 об'ємних Всього 131766 127126 4640 24154 102972 19330 10632 8698 12370 124806 6960 швидкостей потоків) 19 20 46176 Етан 86,12% умови, які розглядаються при описі процесу предПропан 97,10% ставленого на фіг 4, такі самі, як і для процесів з Бутани+ 99,41% фіг 1 і 2 В зв'язку з цим, процес з фіг 4 можна Потужність (v кінських силах) порівнювати з процесами з фіг 1 і 2, щоб продеСтиснення залишкового газу 44413 монструвати переваги даного винаходу Порівняння Таблиць І і III показує що порівняПри відтворенні процесу з фіг 4 використали но з відомим способом даний винахід збільшує практично таку саму систему охолодження та розвидобування етану з 84,89% до 86,12%, видобуділення впускного газу, що і в процесі з фіг 3 Говання пропану - з 96 90% до 97,10%, видобування ловна різниця полягала в тому, що регулятори бутанів+ - з 99,33% до 99,41% Порівняння Табустановки настроїли на збільшення частки рідин з лиць І і III крім того показує збільшення продуктивнижньої частини абсорбційної колони 17 (потік 45), ності при еквівалентних потребах у (використанні) які нагріваються в теплообміннику 10 і надходять потужності до ВІДПННОІ колони 19 в МІСЦІ живлення, розташованому посередині колони Регулятори установки При використанні модифікованої системи китакож настроїли на невелике збільшення темперап'ятильника біля основи колони рідина колони, що тури в нижній частині ВІДПННОІ КОЛОНИ 19 (з 42°F у тече в теплообмінник 10 (потік 45), є холоднішою, процесі з фіг 3 до 45°F у процесі з фіг 4) з метою ніж ВІДПОВІДНИЙ потік 40 в процесі з фіг 1 Це підутримання молярного відношення метану до етану силює охолодження, що підводять до впускного в нижньому продукті на заданому рівні, тобто газу тому при такій системі можна отримати не 0,02371 І збільшена КІЛЬКІСТЬ нагрітого потоку тільки значно більшу продуктивність від рідин, але 45а, що входить у відпнну колону 19, і більш висоі рідини використовують при більш холодному тека температура нижніх рідин підвищують відгонку мпературному рівні, ніж це було б можливо при всередині колони, завдяки чому температури в використанні звичайної системи кип'ятильника процесі з фіг 4 стають теплішими порівняно з біля основи колони В результаті, в процесі з фіг З процесом з фіг 3 і в абсорбційній колоні 17, і у видобування Сг+ компонентів та більш важких відпнній колоні 19, і в результаті зменшується вуглеводневих компонентів збільшується при вивміст дюксиду вуглецю в рідкому продукті, потоці користанні майже такої самої потужності для стис43, що виходить з ВІДПННОІ КОЛОН 19 Більш теплі нення залишкового газу, що і у відомому процесі з температури колони також ведуть до невеликого фіг 1 зменшення охолодження, яке передається від поПриклад 2 токів, що беруть участь у процесі і які використоВ тих випадках, коли вміст дюксиду вуглецю в вують як живильні потоки для колони Зокрема, це рідкому продукті є спірним питанням (через більш потребує незначного зменшення частки живильносуворі технічні вимоги до продукту, що їх ставить го газу сепаратора (потік 32), який спрямовують в замовник, як наприклад, у відомому способі з теплообмінник 12 з потоком 33, таким чином змефіг 2, описаному раніше), даний винахід пропонує ншуючи КІЛЬКІСТЬ потоку 36Ь, що входить в абсорзначні переваги у видобуванні та ефективності бційну колону 17 в МІСЦІ верхнього живлення порівняно зі згаданим відомим способом зображеним на фіг 2 Робочі умови для процесу з фіг З В наступній таблиці наведені сумарні дані про можна змінювати з метою зменшення вмісту дюкоб'ємні швидкості потоків та енергетичні витрати сиду вуглецю в запропонованому рідкому продукті, для процесу, показаного на фіг 4 як показано на фіг 4 Склад живильного газу та Таблиця IV (Фіг 4) Сумарні дані про об ємні швидкості потоків (фунт-молекули/год) Дюксид вугПотік Метан Етан Пропан Бутани+ Всього лецю 31 121383 5218 1384 619 1054 131766 32 118612 4421 770 133 980 127009 35 2771 797 614 486 74 4757 о oJJ 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 Видобування (дані базуються на незаокруглених значеннях об'ємних швидкостей потоків) Етан Пропан Бутани+ Потужність (у кінських силах) Стиснення залишкового газу 84,61% 96,96% 99,39% 44573 Концентрація дюксиду вуглецю в продукті етану процесу з фіг 4 становить 5,80мол%, що набагато нижче за вимогу, поставлену замовником Порівняння рівнів видобування, відображених в Таблицях І і IV, показує, що даний винахід дозво 22 21 46176 ляє досягти необхідного вмісту дюксиду вуглецю, вадження модифікованої системи кип'ятильника зберігаючи майже таку саму ефективність видобуНа фіг 6 показане застосування типового термовання рідин, як і у процесі з фіг 1 Хоча видобусифону, в якому частковий потік рідини, що надховання етану трохи зменшилось з 84,89% до дить з ректифікаційної колони 50 до кип'ятильника 84,61%, видобування і пропану, і бутанів+ трохи 57 біля основи колони, можна регулювати за дозбільшилось, з 96 90% до 96,96% І з 99,33% до помогою клапана 58 (в трубопроводі 61 для відве99,39%, ВІДПОВІДНО Порівняння Таблиць 11IV крім дення рідини) Рідка частина, невідведена з колотого показує, що зберігання об'ємів випуску згадани, просто переливається з димоходоподібної них продуктів досягли практично при таких самих тарілки 51 на дистриб'ютор 52 для баштової насапотребах у (використанні) потужності дки (або тарілок) 53, розташованої нижче Нагрітий потік в трубопроводі 61 а Із кип'ятильника 57 біля Порівняння рівнів видобування, відображених основи колони повертають у ректифікаційну колов Таблицях II і IV, показує що даний винахід дону 50 в місце в нижній частині, в якому є ВІДПОВІДзволяє досягти значно вищої ефективності видоНИЙ механізм розподілу живлення, наприклад дибування рідин, ніж способом, зображеним на моходоподібна тарілка 54 І дистриб'ютор 55, для фіг 2, коли його регулюють з метою обмеження змішування нагрітого потоку з рідинами колони, вмісту дюксиду вуглецю в рідкому продукті Порівщо стікають вниз з баштової насадки 53 і подачі няно з процесом з фіг 2 процес з фіг 4 збільшує цієї суміші в баштову насадку (або тарілки) 56 На видобування етану з 68,94% до 84,61%, тобто фіг 7 і 8 показані типові нагнітальні засоби, в яких майже на 15,7% Також дещо збільшується видовсю рідину, що стікає, відводять в трубопровід 61 бування пропану і бутанів+, з 96,61% до 96,96% І з для відведення рідини І з допомогою насоса 60 99,25% до 99,39%, ВІДПОВІДНО Порівняння Табпідвищують и тиск Потік рідини з підвищеним тислиць II і IV крім того показує, що збільшення об'ком в трубопроводі 61а потім розділяють з допоємів випуску згаданих продуктів було не просто могою ВІДПОВІДНИХ розподільних клапанів 58 і 59 результатом підвищення потреб у (використання) для спрямування заданої КІЛЬКОСТІ рідини в трубопотужності Навпаки, при застосуванні даного випровід 62 що веде до кип'ятильника 57 біля основи находу, як у Прикладі 2, не тільки видобування колони Нагрітий потік в трубопроводі 62а із кип'яетану, пропану та бутанів+ збільшується порівняно тильника 57 повертають до ректифікаційної колозі згаданим відомим процесом, але і видобування ни 50 в и нижню частину, як було описано раніше рідини збільшується на 23% (виходячи з КІЛЬКОСТІ для варіанта з фіг 6 У варіанті з фіг 7 рідину, яка етану, видобутого на одиницю витраченої потужне надходить до кип'ятильника (в трубопроводі ності) 63), повертають до димоходоподібної тарілки 51, з Як і в процесі з фіг 3, значна перевага, якої якої цю рідину було спочатку відведено, в резульдосягають завдяки варіанту здійснення процесу, таті чого вона може переливатися з димоходопозображеного на фіг 4, полягає втому, що модифідібної тарілки 51 на дистриб'ютор 52 і баштову кована система кип'ятильника біля основи колони насадку (або тарілки 53 розташовану нижче У використовує більш холодні рідини колони для варіанті з фіг 8 рідину, яка не надходить до кип'яохолодження впускних живильних потоків Це збітильника (в трубопроводі 63), повертають в зону льшує охолодження, яке постачається впускному під димоходоподібною тарілкою 51, з якої цю рідигазу і це дає можливість в даному випадку отримуну було спочатку відведено, безпосередньо в дисвати не тільки значно більшу продуктивність від триб'ютор 52, який подає цю рідину на баштову рідини, але і при більш холодній температурі В насадку (або тарілки) 53, розташовану нижче На той самий час у нижню частину ВІДПННОІ колони 19 фіг 9 показано, як згадану систему нагнітання, вводять метану більше, ніж його там було б в проописану для фіг 8, можна застосувати у випадку з тилежному випадку при повторному КИП'ЯТІННІ КОокремими колонами, наприклад з верхньою колоЛОНИ, щоб досягти заданого вмісту дюксиду вугленою 65 і нижньою колоною 50, при цьому система цю (Слід зауважити, що потік 45 у процесі з фіг 4 нагнітання така сама, як використана у процесах з переміщує 5721 фунт-молекулу метану за годину і фіг 3 і 4 його вводять на теоретичному ярусі 8 ВІДПННОІ колони 19, тоді як потік 40 в процесі з фіг 2 переСпеціалісти в цій галузі розуміють, що даний міщує лише 1886 фунт-молекул метану за годину і винахід деяких своїх переваг досягає завдяки пойого вводять у верхню частину ВІДПННОІ КОЛОНИ стачанню більш холодного потоку у бічний кип'я19) Додатковий метан, що згідно з даним винахотильник (кип'ятильники) та/або кип'ятильник (кип'ядом підводять у процесі з фіг 4, допомагає відгатильники) біля основи колони, забезпечуючи няти дюксид вуглецю з рідин, що стікають униз у додаткове охолодження живленню або живленням відпнній колоні КІЛЬКІСТЬ дюксиду вуглецю в рідколони Це додаткове охолодження зменшує КІЛЬкому продукті природного газу можна регулювати, КІСТЬ споживаної потужності для даного рівня вирегулюючи ВІДПОВІДНИМ чином КІЛЬКІСТЬ рідини, що добування продукту або збільшує рівні видобуванвідводять для живлення модифікованої системи ня продукту при даній витраті енергії, або поєднує кип'ятильника біля основи колони, замість живперше і друге Крім того, спеціалісти розуміють, що лення верхньої частини ВІДПННОІ КОЛОНИ даний винахід дає вигоду тим, що пропонує уводити більші КІЛЬКОСТІ метану в нижню частину метаНа фіг 5 зображена схема технологічного НОВІДПННОІ колони, що сприяє ВІДГОНЦІ дюксиду процесу, що показує, як спосіб та установку, опивуглецю з рідин, що течуть вниз При збільшенні сані в патенті США № 5568737, можна переобладКІЛЬКОСТІ метану, необхідного для відгонки згаданати в установку для обробки природного газу них рідин, ВІДПОВІДНО зменшується КІЛЬКІСТЬ етану, згідно з даним винаходом На фіг 6, 7, 8 і 9 зобранеобхідного для відгонки, в результаті чого стає жені схеми, що показують деякі ІНШІ способи впро 24 23 46176 можливим більше утримування етану в нижньому ВІДПОВІДНИЙ розширювальний пристрій, наприклад рідкому продукті Тому даний винахід взагалі є розширювальний клапан 16, і подати в місце живпридатним для будь-якого процесу, що залежить лення, розташоване нижче середини дистиляційвід охолодження будь-якої КІЛЬКОСТІ живильних ної колони (абсорбційної колони 17 або ВІДПННОІ потоків І подачі отриманого живильного потоку колони 19 на фіг 3 і 4, ректифікаційної колони 17 (потоків) В колону для дистиляції на фіг 5) Цей рідкий потік можна також використати для охолодження впускного газу або для інЗгідно З даним винаходом охолодження живишої теплообмінної функції перед етапом розшильних потоків метановідпнної колони можна здійсрення або після нього, але перед надходженням нювати багатьма шляхами У процесах з фіг 3 і 4 до метановідпнної колони живильний потік 36 охолоджується і значною мірою конденсується завдяки паровому потоку 37 Слід також зазначити, що відносна КІЛЬКІСТЬ верхнього погону метановідпнної колони, тоді як живлення, яка міститься в кожному відгалуженні рідини метановідпнної колони (потоки 45, 41 і 42) живильних потоків колони, буде залежати від кільвикористовують лише для охолодження газового кох факторів, в тому числі від тиску газу, складу потоку У процесі з фіг 5 живильний потік 48 заживильного газу, КІЛЬКОСТІ тепла, яке можна еколишкового газу з високим тиском також охолоджуномно здобути з живлення, та величини допустиється і значно конденсується завдяки частинам мої потужності Збільшення живлення, яке подапарового потоку (потоки 46 і 37) верхнього погону ють у верхню частину колони, може збільшити дистиляційної колони, тоді як рідини метановідпнвидобування, але зменшить енергію, яку можна ної колони (потоки 40 і 42) використовують лише отримати від розширювальної машини, в резульдля охолодження газового потоку Однак рідини таті чого збільшаться енергетичні потреби для метановідпнної колони можна було б використати повторного стиснення Збільшення живлення в для забезпечення часткового або повного охолонижній частині колони знижує енергетичні витрати, дження та значної конденсації потоку 36 на фіг 3але може знизити і рівень видобування продукту 5 та/або потоку 48 на фіг 5 додатково до охолоПеревагу віддають місцям подачі живлення в седження газового потоку або замість охолодження редній частині колони, зображеним на фіг 3 і 4, Крім того, можна використовувати будь-який потік для описаних робочих умов проведення процесів з температурою, холоднішою за температуру жиОднак ВІДНОСНІ місця подачі живлення в середній вильного потоку, що охолоджується Наприклад, частині колони можна міняти в залежності від можна відвести і використати для охолодження складу впускного газу або інших факторів наприбоковий ВІДВІД пари з метановідпнної колони До клад від заданих рівнів видобування та КІЛЬКОСТІ інших потенційних джерел охолодження віднорідини, утвореної під час охолодження впускного сяться (але не обмежуються цим) рідини із сепагазу Більш ТОГО, можна поєднувати два або більратора, утворені в результаті швидкого скидання шу КІЛЬКІСТЬ живильних потоків, або їхні частини в високого тиску, та системи механічного охолозалежності від відносних температур і кількостей дження Вибір джерела охолодження буде залежаокремих потоків, і цей об'єднаний потік потім подати від багатьох факторів, які включають (але не вати в місце живлення у середній частині колони обмежуються цим) склад впускного газу та умови, На фіг 3 і 4 показані варіанти, яким віддається розмір установки, розмір теплообмінника, темпеперевага, для зазначених складів та режиму тиску ратуру потенційного джерела охолодження тощо Хоча розширення окремого потоку показане в конСпеціалісти в цій галузі техніки також розуміють, кретних розширювальних пристроях, можна застощо для досягнення заданої температури (темпесовувати ІНШІ розширювальні засоби, де це доціратур) живильного газу можливе також застосульно Наприклад, умови можуть гарантувати вання будь-якої комбінації згаданих вище джерел робоче розширення значно конденсованої частини охолодження або способів охолодження живильного потоку (36а на фіг 3-5) або значно конденсованого потоку, що повертають для рециЗгідно З даним винаходом можна використати ркуляції (48Ь на фіг 5) зовнішнє охолодження додатково до охолодження, яке передається впускному газу від інших поНа фіг 3 і 4 показана ректифікаційна колона, токів, що беруть участь у процесі, зокрема у випащо через розмір установки складається з двох дку, коли впускний газ багатший за впускний газ, секцій (17 і 19) Рішення про конструювання рекзастосований у Прикладах 1 і 2 Використання і тифікаційної колони у вигляді єдиного резервуара розподіл рідин метановідпнної колони для тепло(наприклад, 17 на фіг 5) або у вигляді кількох реобміну, що відбувається під час процесу, конкретзервуарів залежатиме від ряду факторів, наприне розташування теплообмінників для охолодженклад від розміру установки, відстані до виробничоня впускного газу слід визначати для кожного го обладнання тощо конкретного застосування, так само, як і вибір поХоча були описані варіанти здійснення даного токів, що беруть участь у процесі, для конкретних винаходу, яки віддається перевага, спеціалістам теплообмінних функцій зрозуміло, що можливі видозміни, наприклад для того, щоб пристосувати даний винахід до різних Немає необхідності поєднувати всю рідину з умов, типів живлення та інших вимог, але в межах високим тиском (потік 35) на фіг 3-5 з частиною об'єму даного винаходу, суть якого визначається пари із сепаратора (потік 33), що тече в теплообформулою винаходу мінник 12 3 іншого боку, цей рідкий потік (або його частину) можна розширити, пропустивши через 25 46176 22 PSIA - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ 26 37 37о }-17g СЕКЦІЯ СЕПАРАЦІЇ РЕКТИФІКАЦІЙНА СЕКЦІЯ ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ ВПУСКНИЙ гдз / 8 S °r ^ РІДКИЙ ПРОДУКТ ФЇГ. 1 14 22 37е PSIA - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ РІДКИЙ ПРОДУКТ 60°F 56°F ФІГ. 2 27 28 46176 PSIA - ФУНТІВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ ЗАЛИШКОВИЙ ГАЗ РІДКИЙ ПРОДУКТ ФЮГ.З 14 22 PSiA - ФУНТВ НА КВАДРАТНИЙ ДЮЙМ 3?Є ЗАЯИШКОВИЙ ГАЗ ВПУСКНИЙ - і ГАЗ 6!3 РІДКИЙ ПРОДУКТ 45° F ФВГ. 29 ВПУСКНИЙ ГАЗ ЗО 46176 У РІДКИЙ ПЮДУКТ ФІГ. 5 31 32 46176 і її Г-51 і і її-. 52 •50 ФІГ. 6 33 46176 ФІГ 7 34 35 46176 ФІГ. 8 36 37 46176 38 ФІГ 9 ДП «Український інститут промислової власності» (Укрпатент) вул Сім'ї Хохлових, 15, м Київ, 04119, Україна (044) 456 - 20 - 90 ТОВ "Міжнародний науковий комітет" вул Артема, 77, м Київ, 04050, Україна (044)216-32-71