14.12.2018
218.016.a75b

ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ

Вид РИД

Изобретение

Юридическая информация Свернуть Развернуть
№ охранного документа
0002674807
Дата охранного документа
13.12.2018
Краткое описание РИД Свернуть Развернуть
Аннотация: Раскрыты способ и устройство для компактной установки для обработки для улучшения выделения C (или C) и тяжелых углеводородных компонентов из углеводородного газового потока. Предпочтительный способ разделения углеводородного газового потока обычно включает получение, по меньшей мере, по существу, конденсированного первого потока и охлажденного второго потока, расширение обоих потоков до низкого давления и подачу потоков в ректификационную колонну. В раскрытом способе и устройстве расширенный первый поток нагревают для того, чтобы образовать парообразную фракцию и жидкую фракцию. Парообразную фракцию объединяют с паром верхнего погона колонны, направляют в средства тепло- и массообмена внутри установки для обработки и охлаждают и частично конденсируют с помощью расширенного первого потока для того, чтобы образовать остаточный поток пара и конденсированный поток. Конденсированный поток объединяют с жидкой фракцией и подают в колонну в ее верхнюю точку подачи. 2 н. и 8 з.п. ф-лы, 8 ил.
Реферат Свернуть Развернуть

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ

Этилен, этан, пропилен, пропан и/или тяжелые углеводороды могут быть выделены из потоков различных газов, таких как природный газ, газ нефтепереработки и синтетический газ, полученных из других углеводородных материалов, таких как уголь, сырая нефть, лигроин, нефтеносный сланец, нефтеносный песок и лигнит. Природный газ, как правило, имеет большую долю метана и этана, т.e., метан и этан вместе содержат по меньшей мере 50 мольных процентов газа. Газ также содержит относительно меньшие количества тяжелых углеводородов, таких как пропан, бутаны, пентаны и тому подобное, а также водород, азот, двуокись углерода и/или другие газы.

Данное изобретение в целом связано с улучшением выделения этилена, этана, пропилена, пропана и тяжелых углеводородов из подобных газовых потоков. Типичный анализ газового потока, который должен быть обработан в соответствии с этим изобретением, может представлять собой, в мольных процентах, приблизительно, 90,3% метана, 4,0% этана и других C2 компонентов, 1,7% пропана и других C3 компонентов, 0,3% изобутана, 0,5% нормального бутана и 0,8% смеси изомеров пентана и более тяжелых углеводородов, с оставшейся частью, состоящей из азота и двуокиси углерода. Иногда также присутствуют серосодержащие газы.

Исторически циклические колебания цен и на природный газ, и на составные части его широких фракций легких углеводородов (ШФЛУ) в разы снизили величину прироста этана, этилена, пропана, пропилена и тяжелых компонентов в качестве жидких продуктов. Это привело к потребности в способах, которые могут относиться к более эффективным выделениям указанных продуктов, в способах, которые могут относиться к более эффективным выделениям с более низким капиталовложением, и в способах, которые могут быть легко адаптированы или скорректированы чтобы изменять выделение специфического компонента в широком диапазоне. Доступные способы отделения этих материалов включают те, которые основаны на охлаждении и рефрижерации газа, поглощении масла и поглощении холодного масла. Кроме того, криогенные способы стали популярными ввиду эксплуатационной готовности экономически выгодного оборудования, которое производит энергию при одновременном расширении и извлечении тепла из обрабатываемого газа. В зависимости от давления источника газа, богатства (содержание этана, этилена и тяжелых углеводородов) газа и желаемых конечных продуктов, могут быть применены каждый из этих способов или их комбинация.

Способ криогенного расширения в настоящее время, как правило, предпочитают в случае выделения широких фракций легких углеводородов, поскольку он обеспечивает максимальную простоту в легкости пуска, эксплуатационную гибкость, хорошую эффективность, безопасность и хорошую надежность. Патенты США №№ 3292380; 4061481; 4140504; 4157904; 4171964; 4185978; 4251249; 4278457; 4519824; 4617039; 4687499; 4689063; 4690702; 4854955; 4869740; 4889545; 5275005; 5555748; 5566554; 5568737; 5771712; 5799507; 5881569; 5890378; 5983664; 6182469; 6578379; 6712880; 6915662; 7191617; 7219513; 8590340; заменяющий патент США № 33408; и заявки, находящиеся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 11/430412; 11/839693; 12/206230; 12/689616; 12/717394; 12/750862; 12/772472; 12/781259; 12/868993; 12/869007; 12/869139; 12/979563; 13/048315; 13/051682; 13/052348; 13/052575; и 13/053792 описывают соответствующие способы (хотя описание данного изобретения в некоторых случаях основано на условиях обработки, отличных от тех, которые описаны в цитируемых патентах США и заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства).

В типичном способе выделения на основе криогенного расширения, сырьевой газовый поток под давлением охлаждают с помощью теплообмена с другими потоками способа и/или внешними источниками охлаждения, такими как холодильная система, основанная на компрессии пропана. В то время как газ охлаждается, жидкости могут конденсироваться и собираться в одном или более сепараторах в виде жидкостей под высоким давлением, содержащих некоторые из желаемых C2+ компонентов. В зависимости от богатства газа и количества образующихся жидкостей, жидкости под высоким давлением могут быть расширены при более низком давлении и фракционированы. Испарение, происходящее при расширении жидкостей, приводит к дополнительному охлаждению потока. При некоторых условиях, предварительное охлаждение жидкостей под высоким давлением перед расширением может быть желательным, чтобы дополнительно снизить температуру, получаемую от расширения. Расширенный поток, содержащий смесь жидкости и пара, фракционируют в дистилляционной колонне (деметанизаторе или деэтанизаторе). В колонне поток(и), охлажденный расширением, подвергается (подвергаются) дистиллированию для отделения остаточного метана, азота и других летучих газов, таких как пар, отводимый с верха колонны, желаемых C2 компонентов, C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в виде продукта кубовой жидкости, или для отделения остаточного метана, C2 компонентов, азота и других летучих газов в виде пара верхнего погона из желаемых C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в виде продукта кубовой жидкости.

Если сырьевой газ не полностью конденсируется (как правило это не так), то пар, оставшийся от частичной конденсации, может быть разделен на два потока. Одна часть пара проходит сквозь работающую расширительную машину, двигатель или расширительный клапан до более низкого давления, при котором дополнительные жидкости конденсируются в результате дополнительного охлаждения потока. Давление после расширения, по существу, является таким же, как давление, при котором функционирует ректификационная колонна. Объединенные парожидкостные фазы, получаемые в результате расширения, подают в качестве подачи в колонну.

Оставшуюся часть пара охлаждают до значительной конденсации с помощью теплообмена с другими технологическими потоками, например, холодным верхним погоном из ректификационной колонны. Некоторые или все из жидкостей под высоким давлением могут быть объединены с этой парообразной частью перед охлаждением. Получаемый охлажденный поток затем расширяют посредством соответствующего расширяющего устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором функционирует деметанизатор. При расширении, часть жидкости будет испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. Однократно расширенный поток затем подают в деметанизатор в качестве верхней подачи. Как правило, парообразную часть однократно расширенного потока и пар верхнего погона деметанизатора объединяют в верхнем отделении сепаратора в ректификационной колонне в виде остаточного получаемого газа метана. В альтернативном варианте, охлажденный и расширенный поток могут быть поданы в сепаратор для того, чтобы обеспечить потоки пара и жидкости. Пар объединяют с верхним погоном колонны и жидкость подают в колонну в качестве верхней подачи в колонну.

При идеальном функционировании подобного способа разделения, отходящий из способа остаточный газ будет содержать по существу весь метан в сырьевом газе и по существу ни одного из тяжелых углеводородных компонентов, а отходящая из деметанизатора кубовая фракция будет содержать по существу все тяжелые углеводородные компоненты практически без метана или более летучих компонентов. На практике, однако, подобное идеальное функционирование не достигается, так как обычный деметанизатор функционирует во многом как колонна для отгона легких фракций. Продукт способа, содержащий метан, следовательно, как правило, содержит пары, отходящие с верхней ректификационной секции колонны, вместе с парами, которые не подвергаются какому-либо этапу ректификации. Значительные потери C2, C3 и C4+ компонентов возникают из-за того, что верхняя подача жидкости содержит значительные количества указанных компонентов и тяжелых углеводородных компонентов, что приводит к соответствующим равновесным количествам C2 компонентов, C3 компонентов, C4 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов в парах, отходящих с верхней ректификационной секции деметанизатора. Потеря этих желательных компонентов может быть значительно снижена, если поднимающиеся пары могут быть приведены в контакт со значительным количеством жидкости (флегмы), способной абсорбировать C2 компоненты, C3 компоненты, C4 компоненты и тяжелые углеводородные компоненты из паров.

В последнее время, предпочтительные способы применения отделения углеводородов применяют в верхнем отделении абсорбера чтобы обеспечить дополнительную ректификацию поднимающихся паров. В случае многих из этих способов, источник потока флегмы для верхнего отделения ректификации представляет собой рециркулируемый поток остаточного газа, подаваемого под давлением. Рециркулируемый поток остаточного газа обычно охлаждают до существенной конденсации с помощью теплообмена с другими технологическими потоками, например, холодным верхним погоном из ректификационной колонны. Получаемый по существу конденсированный поток затем расширяют посредством соответствующего расширяющего устройства, такого как расширительный клапан, до давления, при котором функционирует деметанизатор. При расширении, часть жидкости будет обычно испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. Однократно расширенный поток затем подают в деметанизатор в качестве верхней подачи. Типичные схемы способа этого типа описаны в патентах США №№ 4889545; 5568737; и 5881569, в заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 12/717394 и 13/052348, и в Mowrey, E. Ross, "Efficient, High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber", Proceedings of the Eighty-First Annual Convention of the Gas Processors Association, Даллас, Техас, 11-13 марта, 2002. К сожалению, в дополнение к дополнительному отделению ректификации в деметанизаторе, указанные способы также требуют применения компрессора, чтобы обеспечить движущую силу для рециркуляции потока флегмы в деметанизаторе, добавляя и капитальные затраты, и эксплуатационные расходы оборудования, применяющего указанные способы.

Другой способ генерирования потока флегмы в верхнее отделение ректификации заключается в применении однократно расширенного по существу конденсированного потока для охлаждения и частичного конденсирования пара верхнего погона колонны с нагретым однократно расширенным потоком, который затем направляют в точку подачи в середине колонны в деметанизаторе. Жидкость, конденсированную из пара верхнего погона колонны, отделяют и подают в деметанизатор в качестве верхней подачи, тогда как неконденсированный пар выпускают в виде остаточного получаемого газа метана. Нагретый однократно расширенный поток испаряется лишь частично и поэтому содержит значительное количество жидкости, которое служит в виде дополнительной флегмы для деметанизатора, таким образом, чтобы верхняя подача флегмы затем может ректифицировать пары, отходящие из нижнего отделения колонны. Патент США № 4854955 представляет собой пример этого типа способа. К сожалению, этот тип способа требует отделения дополнительной ректификации плюс конденсатор флегмы, емкость и насосы для генерации потока флегмы в колонну, добавляя капитальные затраты оборудования, применяющего указанный способ.

Однако существует много газоперерабатывающих установок, которые были построены в США и других стран согласно патентам США №№ 4157904 и 4278457 (а также других способов), которые не имеют верхнего отделения абсорбера, для того, чтобы обеспечить дополнительную ректификацию поднимающихся паров и не могут быть легко изменены чтобы добавить этот признак. Кроме того, эти установки обычно не имеют ни избыточной прочности на сжатие для обеспечения рециркуляции потока флегмы, ни их колонны деметанизации или деэтанизации не имеют избыточную прочность при ректификации, для того, чтобы выдерживать увеличение скорости подачи, получаемое при добавлении нового потока флегмы. В результате, эти установки являются не столь эффективными при функционировании для выделения C2 компонентов и тяжелых компонентов из газа (обычно упоминаемого как "выделение этана") и являются особенно неэффективными в функционировании для выделения только C3 компонентов и тяжелых компонентов из газа (обычно упоминаемого как "удаление этана").

Данное изобретение представляет собой новые средства обеспечения дополнительной ректификации (подобно тому, который применяют в патенте США № 4854955 и заявках, находящихся одновременно на рассмотрении патентного ведомства, №№ 12/772472 и 13/053792), которые могут быть легко добавлены на существующих установках переработки газа для увеличения выделения желаемых C3 компонентов, не требуя дополнительной прочности на сжатие или прочности при ректификации. Величина прироста этого увеличенного выделения зачастую является значительной. Для примеров, приведенных ниже, добавочный доход от возможности дополнительного выделения выше соответствующего известного уровня техники находится в диапазоне US$ 575000 - US$ 1120000 [€ 430000 - € 835000] в год с применением средней величины прироста US$ 0,74-1,08 на галлон [€ 145-214 на м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами.

Данное изобретение также объединяет то, что до сих пор отдельные элементы оборудования находились в общем корпусе, таким образом снижая требования не только к площади земельного участка, но и к капитальным затратам при добавлении. Неожиданным образом заявителями было обнаружено, что более компактное расположение также значительно увеличивает выделение продукта при заданной потребляемой мощности, посредством чего увеличивая эффективность способа и снижая стоимость эксплуатации оборудования. Кроме того, более компактное расположение также устраняет большую часть трубопроводов, применяемых для соединения отдельных элементов оборудования в традиционных конструкциях установок, дополнительное снижение капитальных затрат, а также устранение связанных фланцевых соединений трубопроводов. Учитывая тот факт, что фланцы трубопроводов представляют собой потенциальный источник утечки углеводородов (которые являются летучими органическими соединениями, ЛОС, которые вносят вклад в парниковые газы и также могут быть прекурсорами образования озона в атмосфере), устранение этих фланцев снижает вероятность выбросов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.

В соответствии с данным изобретением было обнаружено, что могут быть получены выделения C2 свыше 89%. Аналогичным образом, в тех случаях, когда выделение C2 компонентов не является желательным, выделения C3 могут поддерживаться свыше 99%. Данное изобретение, хоть и применимо при более низких давлениях и более высоких температурах, является особенно предпочтительным при обработке сырьевых газов в диапазоне 400-1500 фунтов на кв. дюйм [2758-10342 кПа(абс.)] или выше при условиях, которые требуют температуры верхнего погона колонны для регенерации ШФЛУ в -50°F [-46°C] или ниже.

Для лучшего понимания данного изобретения приведена ссылка на следующие примеры и графические материалы. Ссылаясь на графические материалы:

На ФИГ.1, 2 и 3 проиллюстрированы блок-схемы установок по переработке природного газа известного уровня техники в соответствии с патентом США № 4157904 или 4278457;

На ФИГ.4, 5 и 6 проиллюстрированы блок-схемы установок по переработке природного газа, адаптированные для применения данного изобретение; и

На ФИГ.7 и 8 проиллюстрированы блок-схемы, иллюстрирующие альтернативные способы применения данного изобретения в установке по переработке природного газа.

В последующем объяснении вышеуказанных фигур, таблиц приводятся обобщения скоростей потока, рассчитанных для типичных условий способа. В таблицах, приведенных в данном документе, величины скоростей потока (в молях за час) для удобства были округлены до ближайшего целого числа. Суммарные скорости потока, показанные в таблицах, включают все неуглеводородные компоненты и, следовательно, являются, как правило, большими, чем суммарные скорости потока углеводородных компонентов. Указанные температуры являются приблизительными величинами, округленными до ближайшего градуса. Также следует отметить, что проектные расчеты по способу, выполненные для сравнения способов, приведенных на фигурах, основаны на предположении об отсутствии утечки тепла из (или в) окружающей среды к (или от) процессу. Качество коммерчески доступных изолирующих материалов делает это очень разумным допущением и его, как правило, делает специалист в данной области техники.

Для удобства, параметры способа приведены и в традиционных британских единицах, и в единицах Международной системе единиц (СИ). Молярные скорости потока, приведенные в таблицах, могут быть выражены либо в фунтах молей в час, либо в килограммах молей в час. Потребление электроэнергии, выраженное в лошадиных силах (л.с.) и/или тысячах британских тепловых единиц в час (МБТЕ/ч), соответствует заявленным молярным скоростям потока в фунтах молей в час. Потребление электроэнергии, выраженные в киловаттах (кВт), соответствуют заявленным молярным скоростям потока в килограммах моль в час.

ОПИСАНИЕ ИЗВЕСТНОГО УРОВНЯ ТЕХНИКИ

На ФИГ.1 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая конструкцию перерабатывающей установки для выделения C2+ компонентов из природного газа с применением известного уровня техники согласно патенту США № 4157904 или 4278457. В этом моделировании способа, входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31. При условии, что входной газ содержит концентрацию серосодержащих соединений, которые могли бы препятствовать потокам продукта, исходя из соответствия спецификациям, серосодержащие соединения удаляют с помощью соответствующей предварительной обработки сырьевого газа (не проиллюстрировано). Кроме того, сырьевой поток обычно подвергают дегидратации, чтобы предотвратить образование гидрата (льда) при криогенных условиях. Для этой цели обычно применяют твердый адсорбент.

Сырьевой поток 31 охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газом (поток 39a), жидкостями ребойлера деметанизатора при 44°F [7°C] (поток 41) и жидкостями из боковых ребойлеров деметанизатора при -49°F [-45°C] (поток 40). (В некоторых случаях может быть выгодным применение одного или более дополнительных внешних охлаждающих потоков, как показано пунктирной линией.) Поток 31a затем поступает в сепаратор 11 при -24°F [-31°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).

Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37. Жидкость (поток 33) из сепаратора 11 необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. (Поток 35 может содержать от 0% до 100% жидкости из сепаратора в потоке 33. Если поток 35 содержит любую часть жидкости из сепаратора, то способ на ФИГ. 1 является соответствующим патенту США № 4157904. В противном случае, способ на ФИГ. 1 является соответствующим патенту США № 4278457.) В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 1, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 31% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -134°F [-92°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 395 фунтов на кв. дюйм [2721 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 1, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -140°F [-96°C] и его подают в отделение сепаратора 17a в верхней зоне ректификационной колонны 17. Жидкости, отделенные в нем, становятся верхней подачей в отделение 17b для деметанизации.

Оставшиеся 69% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -95°F [-70°C]. Типичные коммерчески доступные экспандеры способны выделять порядка 80-85% работы теоретически доступными при идеальном изоэнтропическом расширении. Выделенная работа часто применяется для приведения в движение центробежного компрессора (такого как изделие 15), который может быть применен для повторного сжатия остаточного газа (поток 39b), например. Частично конденсированный расширенный поток 37a после этого подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.

Деметанизатор в колонне 17 представляет собой обычную дистилляционную колонну, содержащую множество расположенных вертикально с промежутками тарелок, один или более уплотненных слоев или некоторую комбинацию тарелок и уплотнительного состава. Как это часто бывает в установках для переработки природного газа, ректификационная колонна может состоять из двух отделений. Верхнее отделение 17a представляет собой сепаратор, в котором частично парообразную верхнюю подачу разделяют на ее соответствующие парообразные и жидкие части, и в котором пар, поднимающийся из нижнего дистилляционного отделения или отделения 17b для деметанизации, объединяют с парообразной частью верхней подачи, чтобы образовывать холодный пар верхнего погона деметанизатора (поток 39), который выходит из верхней части колонны. Нижнее отделение 17b для деметанизации содержит тарелки и/или уплотнительный состав и обеспечивает необходимый контакт между жидкостями, падающими вниз, и парами, поднимающимися вверх. Отделение 17b для деметанизации также содержит ребойлеры (такие как ребойлер и боковой ребойлер, описанный ранее, и дополнительный ребойлер 18), который нагревает и испаряет часть жидкостей, стекающих в колонне, чтобы обеспечить освобождение паров, поднимающихся в колонне, чтобы освободить жидкий продукт, поток 42, от метана и легких компонентов.

Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части колонны при 67°F [19°C], основываясь на типичной спецификации соотношения метан-этан 0,010:1 на основе молярной концентрации в кубовом продукте. Остаточный газ (поток 39 пара верхнего погона деметанизатора) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -139°F [-95°C] до -37°F [-38°C] (поток 39a), и в теплообменнике 10, где его нагревают до 91°F [33°C] (поток 39b). Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях. Первая секция представляет собой компрессор 15, приводимый в движение с помощью расширительной машины 14. Вторая секция представляет собой компрессор 19, приводимый в движение с помощью дополнительного источника энергии, который сжимает остаточный газ (поток 39d) до давления линии сбыта. После охлаждения до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)], достаточном для удовлетворения требований линии (обычно порядка давления на входе).

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 1, изложено в следующей таблице:

Таблица I
(ФИГ. 1)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12202 504 183 82 13281
33 196 42 50 147 445
34 3909 161 59 26 4255
36 4105 203 109 173 4700
37 8293 343 124 56 9026
39 12393 55 5 1 12636
42 5 491 228 228 1090

Выделения*
Этан 89,85%
Пропан 98,05%
Бутаны+ 99,71%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5569 л.с. [ 9155 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

На ФИГ. 2 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая один способ, в соответствии с которым может быть скорректирована конструкция перерабатывающей установки на ФИГ. 1 для функционирования с более низким уровнем выделения C2 компонента. Это является общим требованием, если относительные величины природных газообразных и жидких углеводородов являются переменными, что делает выделение C2 компонентов порой невыгодным. Способ, приведенный на ФИГ. 2, был применен по отношению к тому же составу сырьевого газа и условиям, что и описанный ранее в случае ФИГ. 1. Однако, при моделировании способа, приведенного на ФИГ. 2, условия эксплуатации способа были скорректированы для того, чтобы удалить почти все C2 компонентов в остаточном газе, нежели для того, чтобы выделить их в продукте кубовой жидкости из ректификационной колонны.

В этом моделировании способа, входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31 и его охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газовым потоком 39a. (Одним из следствий эксплуатации способа на ФИГ. 2 для удаления почти всех из C2 компонентов в остаточном газе является то, что температуры жидкостей, стекающих в ректификационной колонне 17, являются намного более высокими, так, что поток 40 из бокового ребойлера и поток 41 из ребойлера больше не может быть применен для охлаждения входного газа, и все тепло, затрачиваемое на испарение в колонне, должно быть подано с помощью дополнительного ребойлера 18.) Охлажденный поток 31a поступает в сепаратор 11 при 2°F [-17°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).

Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37, а жидкость (поток 33) необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 2, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 24% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -102°F [-75°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 398 фунтов на кв. дюйм [2747 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 2, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -137°F [-94°C] и его подают в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи.

Оставшиеся 76% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -71°F [-57°C], перед тем, как его подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.

Следует отметить, что при условии,что ректификационная колонна 17 функционирует для удаления C2 компонентов в остаточный газообразный продукт, как проиллюстрировано на ФИГ. 2, колонну обычно называют деэтанизатором и ее нижнее отделение 17b называют отделением для деэтанизации. Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части деэтанизатора 17 при 230°F [110°C], основываясь на типичной спецификации соотношения этан-пропан 0,020:1 на основе молярной концентрации в кубовом продукте. Остаточный газ (поток пара верхнего погона деэтанизатора 39) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -108°F [-78°C] до -36°F [-38°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 99°F [37°C] (поток 39b), поскольку он обеспечивает охлаждение таким образом, как описано ранее. Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях, компрессоре 15, приводимом в движение с помощью расширительной машины 14, и компрессоре 19, приводимом в движение с помощью дополнительного источника энергии. После того, как поток 39d охлаждают до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)].

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 2, изложено в следующей таблице:

Таблица II
(ФИГ. 2)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12304 526 208 117 13470
33 94 20 25 112 256
34 3040 130 51 29 3328
36 3134 150 76 141 3584
37 9264 396 157 88 10142
39 12398 542 15 2 13276
42 0 4 218 227 450
Выделения*
Пропан 93,60%
Бутаны+ 99,12%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

Для экономических показателей продукта в некоторых случаях является предпочтительным удаление только части C2 компонентов в остаточный газообразный продукт. На ФИГ. 3 проиллюстрирована блок-схема способа, показывающая один способ, в соответствии с которым может быть скорректирована конструкция перерабатывающей установки на ФИГ. 1 для функционирования со средним уровнем выделения C2 компонента. Способ, показанный на ФИГ. 3, был применен по отношению к тому же составу сырьевого газа и условиям, что и описанный ранее в случае ФИГ. 1 и 2. Однако при моделировании способа, приведенного на ФИГ. 3, условия эксплуатации способа были скорректированы для того, чтобы выделить около половины C2 компонентов в продукте кубовой жидкости из ректификационной колонны по сравнению с количеством C2 компонентов, выделенных с помощью способа на ФИГ. 1.

В этом моделировании способа входной газ поступает в установку при 100°F [38°C] и 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)] в виде потока 31 и его охлаждают в теплообменнике 10 с помощью теплообмена с холодным остаточным газовым потоком 39a и жидкостями из боковых ребойлеров деметанизатора при 63°F [17°C] (поток 40). (При уровне выделения C2 компонента способа на ФИГ. 3, поток 40 из бокового ребойлера является все еще достаточно холодным для того, чтобы быть применимым для охлаждения входного газа, снижая количество тепла, затрачиваемого на испарение в колонне, которое должно быть подано с помощью дополнительного ребойлера 18.) Охлажденный поток 31a поступает в сепаратор 11 при 8°F [-14°C] и 900 фунтов на кв. дюйм [6203 кПа(абс.)], где пар (поток 32) отделяют от конденсированной жидкости (поток 33).

Пар (поток 32) из сепаратора 11 разделяют на два потока, 34 и 37, а жидкость (поток 33) необязательно разделяют на два потока, 35 и 38. В случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 3, поток 35 содержит 100% общего количества жидкости из сепаратора. Поток 34, содержащий около 27% общего количества пара из сепаратора, объединяют с потоком 35, и объединенный поток 36 пропускают сквозь теплообменник 12 при теплообмене с холодным остаточным газом (поток 39), где его охлаждают до существенной конденсации. Получаемый по существу конденсированный поток 36a при -120°F [-85°C] затем однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до рабочего давления (приблизительно 384 фунтов на кв. дюйм [2644 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока испаряется, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 3, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -141°F [-96°C] и его подают в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи.

Оставшиеся 73% пара из сепаратора 11 (поток 37) поступают в работающую расширительную машину 14, в которой механическую энергию извлекают из этой части подачи при высоком давлении. Машина 14 расширяет пар по существу изоэнтропически до рабочего давления колонны, с рабочим охлаждением расширением расширенного потока 37a до температуры приблизительно -69°F [-56°C], перед тем, как его подают в качестве подачи в ректификационную колонну 17 в верхнюю точку подачи в середине колонны. Оставшуюся жидкость из сепаратора в потоке 38 (если это необходимо) расширяют до рабочего давления ректификационной колонны 17 с помощью расширительного клапана 16, охлаждая поток 38a перед тем, как его подают в ректификационную колонну 17 в нижнюю точку подачи в середине колонны.

Поток 42 жидкого продукта выходит из нижней части колонны при 130°F [54°C]. Остаточный газ (поток пара верхнего погона деэтанизатора 39) проходит в обратном направлении к поступающему сырьевому газу в теплообменнике 12, где его нагревают от -122°F [-86°C] до -29°F [-34°C] (поток 39a) и в теплообменнике 10, где его нагревают до 86°F [30°C] (поток 39b), поскольку он обеспечивает охлаждение таким образом, как описано ранее. Остаточный газ затем повторно сжимают в двух секциях, компрессоре 15, приводимом в движение с помощью расширительной машины 14, и компрессоре 19, приводимом в движение с помощью дополнительного источника энергии. После того, как поток 39d охлаждают до 110°F [43°C] в выпускном охладителе 20, остаточный газообразный продукт (поток 39e) протекает по трубопроводу линии сбыта газа при 915 фунтов на кв. дюйм [6307 кПа(абс.)].

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 3, изложено в следующей таблице:

Таблица III
(ФИГ. 3)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12316 529 211 124 13496
33 82 17 22 105 230
34 3351 144 57 34 3671
36 3433 161 79 139 3901
37 8965 385 154 90 9825
39 12398 300 8 1 13025
42 0 246 225 228 701

Выделения*
Этан 45,00%
Пропан 96,51%
Бутаны+ 99,56%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5564 л.с. [ 9147 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

ОПИСАНИЕИЗОБРЕТЕНИЯ

Пример 1

В тех случаях, когда уровень выделения C2 компонента в жидком продукте должен быть снижен (как в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 2, описанном ранее, к примеру), данное изобретение дает значительные преимущества в эффективности по сравнению с известным в уровне техники способом, приведенном на ФИГ. 2. На ФИГ. 4 проиллюстрирована блок-схема способа известного уровня техники, приведенного на ФИГ. 2, который был адаптирован для применения данного изобретения. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, были скорректированы таким образом, как показано, чтобы снизить содержание этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 2. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ. 4, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 2. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 4, можно сравнить со способом, приведенным на ФИГ. 2, для иллюстрации преимуществ по данному изобретению.

Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 4, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 2. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 4, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 402 фунтов на кв. дюйм [2774 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 4, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -138°F [-94°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. Эти средства тепло и массо обмена могут состоять из теплообменника радиаторного типа и трубчатого теплообменника, пластинчатого теплообменника, теплообменника алюминиевого паяного типа или теплообменного устройства другого типа, в том числе многоходовых и/или многофункциональных теплообменников. Средства тепло и массо обмена сконфигурированы для того, чтобы обеспечить теплообмен между объединенным потоком пара, который течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена, и однократно расширенным по существу конденсированным потоком 36b, стекающим вниз, таким образом, что объединенный поток пара охлаждается, тогда как нагревается расширенный поток. По мере того, как объединенный поток пара охлаждают, часть его является конденсированной и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх сквозь средства тепло и массо обмена. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.

Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и существуют средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a при -105°F [-76°C]. Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона ,чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью насоса 21, таким образом, что поток 152a при -102°F [-75°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -117°F [-83°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 2.

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 4, изложено в следующей таблице:

Таблица IV
(ФИГ. 4)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12318 529 212 125 13499
33 80 17 21 104 227
34 3570 153 61 36 3912
36 3650 170 82 140 4139
37 8748 376 151 89 9587
39 9525 856 31 4 10699
152 777 485 112 144 1578
151 12398 541 1 0 13260
42 0 5 232 229 466
Выделения*
Пропан 99,65%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

Сравнение Таблиц II и IV показывает, что по сравнению с известным уровнем техники, данное изобретение улучшает выделение пропана с 93,60% до 99,65% и выделение бутана+ с 99,12% до 100,00%. Экономический эффект от этих улучшенных выделений является значительным. Применяя среднюю величину прироста $ 1,08/галлон [€ 214/м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами, улучшенные выделения представляют более чем US$ 1120000 [€ 835000] дополнительного годового дохода для оператора установки. Сравнение Таблиц II и IV дополнительно показывает, что указанные увеличенные выходы продукта достигают с применением такой же мощности, что и в известном уровне техники. С точки зрения эффективности выделения (определяется количеством C3 компонентов и тяжелых компонентов, выделенных на единицу мощности), данное изобретение представляет более чем 3% усовершенствование по сравнению с известным уровнем техники из способа, приведенного на ФИГ. 2.

Усовершенствование эффективности выделения, предлагаемые данным изобретением, свыше известного уровня техники из способа, приведенного на ФИГ. 2, существует в первую очередь из-за непрямого охлаждения пара колонны, обеспечиваемого с помощью однократно расширенного потока 36b в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки, а не прямого-контактного охлаждения, который характеризует поток 36b в способе известного уровня техники на ФИГ. 2. Хотя поток 36b является достаточно холодным, он не является идеальным потоком флегмы, потому что он содержит значительные концентрации C3 компонентов и C4+ компонентов, которые деэтанизатор 17 должен захватывать, что приводит к потерям этих желательных компонентов, вследствие равновесных эффектов в верхней части колонны 17 в случае способа известного уровня техники на ФИГ. 2. В случае данного изобретения, показанного на ФИГ. 4, однако, не существует никаких преодолеваемых равновесных эффектов, потому что нет прямого контакта между однократно расширенным потоком 36b и объединенным потоком пара, который должен быть ректифицирован.

Данное изобретение имеет дополнительное преимущество применения средств тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a для одновременного охлаждения объединенного потока пара и конденсирования из него тяжелых углеводородных компонентов, обеспечивая более эффективную ректификацию, чем с применением флегмы в обычной дистилляционной колонне. В результате, больше C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов могут быть удалены из объединенного потока пара с применением охлаждения, доступного в расширенном потоке 36b, чем это возможно с применением обычного массообменного оборудования и обычного теплообменного оборудования.

Данное изобретение предлагает два других преимущества по сравнению с известным уровнем техники, в дополнение к увеличению эффективности переработки. Во-первых, компактное расположение установки 117 для обработки по данному изобретению заменяет три отдельных элемента оборудования в известном уровне техники патента США № 4854955 (теплообменник 23, верхнее абсорбирующее отделение в верхней части дистилляционной колонны 24 и емкость для флегмы 26 на ФИГ. 4 патента США № 4854955) одним элементом оборудования (установкой 117 для обработки на ФИГ. 4 по данному изобретению). Это снижает требования к площади земельного участка и устраняет соединительный трубопровод, уменьшая капитальные затраты на модификации обрабатывающей установки для применения данного изобретения. Во-вторых, устранение соединительного трубопровода означает, что обрабатывающая установка, модифицированная для того, чтобы применять данное изобретение, имеет гораздо меньше фланцевых соединений, по сравнению с предшествующим уровнем техники в патенте США № 4854955, снижая число потенциальных источников утечки в установке. Углеводороды представляют собой летучие органические соединения (ЛОС), некоторые из которых классифицируются как парниковые газы, а некоторые из которых могут быть прекурсорами образования озона в атмосфере, что означает, что данное изобретение снижает вероятность утечек в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.

Одним дополнительным преимуществом по данному изобретению является то, насколько легко оно может быть включено в существующую установку по переработке газа для достижения превосходной производительности, описанной выше. Как продемонстрировано на ФИГ. 4, в существующей установке необходимы только два соединения (обычно упоминаемые как "врезки"): для однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b (представленного пунктирной линией между потоком 36b и потоком 152a, который выводится из эксплуатации) и для потока 39 пара верхнего погона колонны (представленного пунктирной линией между потоком 39 и потоком 151, который выводится из эксплуатации). Существующая установка может продолжать функционировать, в то время как новую установку 117 для обработки устанавливают возле ректификационной колонны 17, только с короткой остановкой установки после завершения установки, чтобы сделать новые врезки в эти две существующие линии. Установка может быть затем перезапущена, со всем оставшимся в эксплуатации оборудованием, функционирующим точно таким же образом, как и раньше, за исключением того, что выделение продукта теперь является более высоким без увеличения мощности компримирования остаточного газа.

Пример 2

Данное изобретение также предлагает преимущества при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является удаление только части C2 компонентов в остаточный газообразный продукт. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, могут быть изменены таким образом, как иллюстрировано на ФИГ. 5 для увеличения содержания этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 3. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ. 5, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 3. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 5, может быть сравним со способом, приведенным на ФИГ. 3, для дополнительной иллюстрации преимуществ по данному изобретению.

Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 5, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 3. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 5, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 390 фунтов на кв. дюйм [2691 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 5, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -141°F [-96°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. По мере того, как объединенный поток пара течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена и охлаждается, часть его конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует, чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.

Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и в ректификационном отделении 117a при -136°F [-93°C] существуют средства тепло и массо обмена. Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона для того, чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью насоса 21, таким образом, что поток 152a при -133°F [-92°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -128°F [-89°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 3.

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 5, изложено в следующей таблице:

Таблица V
(ФИГ. 5)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12317 529 212 124 13497
33 81 17 21 105 229
34 3632 156 63 37 3980
36 3713 173 84 142 4209
37 8685 373 149 87 9517
39 10689 425 12 1 11435
152 2004 298 95 143 2627
151 12398 300 1 0 13017
42 0 246 232 229 709

Выделения*
Этан 45,00%
Пропан 99,65%
Бутаны+ 100,00%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5565 л.с. [ 9149 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

Сравнение Таблиц III и V показывает, что по сравнению с известным уровнем техники, данное изобретение улучшает выделение пропана с 96,51% до 99,65% и выделение бутана+ с 99,56% до 100,00%. Экономический эффект от этих улучшенных выделений является значительным. Применяя среднюю величину прироста $ 0,74/галлон [€ 145/м3] в случае углеводородных жидкостей, по сравнению с соответствующими углеводородными газами, улучшенные выделения представляют более чем US$ 575000 [€ 430000] дополнительного годового дохода для оператора установки. Сравнение Таблиц III и V дополнительно показывает, что указанные увеличенные выходы продукта достигают с применением такой же мощности, что и в известном уровне техники. С точки зрения эффективности выделения (определяется количеством C3 компонентов и тяжелых компонентов, выделенных на единицу мощности), данное изобретение представляет более чем 2% усовершенствование по сравнению с известным уровнем техники из способа, приведенного на ФИГ. 3.

Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, обеспечивает те же самые преимущества, связанные с эффективностью переработки и компактным расположением установки 117 для обработки, что и вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 4. Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, преодолевает ограничения, связанные с равновесным зарасширенным потоком 36b в известном уровне техники из способа, приведенного на ФИГ. 3, для удаления тяжелых компонентов из пара верхнего погона колонны посредством непрямого охлаждения и одновременного массообмена в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки. Вариант реализации изобретения, приведенный на ФИГ. 5, также заменяет три отдельных элемента оборудования в известном уровне техники способа патента США № 4854955 одним элементом оборудования (установкой 117 для обработки на ФИГ. 5). Это снижает требования к площади земельного участка и устраняет соединительный трубопровод, уменьшая капитальные затраты для модификации существующей обрабатывающей установки для применения этого варианта реализации изобретения по данному изобретению, одновременно с этим также уменьшая потенциал утечек углеводородов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде.

Пример 3

Данное изобретение также может функционировать, чтобы выделить максимальное количество C2 компонентов в жидком продукте. Условия эксплуатации способа, приведенного на ФИГ. 4, могут быть изменены таким образом, как проиллюстрировано на ФИГ. 6, для увеличения содержание этана жидкого продукта до такого же уровня, что и в способе известного уровня техники, приведенном на ФИГ. 1. Композиция сырьевого газа и условия, рассматриваемые в способе, представленном на ФИГ  6, являются такими же, как и таковые на ФИГ. 1. Соответственно, способ, приведенный на ФИГ. 6, можно сравнить со способом, приведенным на ФИГ. 1.

Большинство условий способа, показанных в случае способа, приведенного на ФИГ. 6, являются почти такими же, как и соответствующие условия способа в случае способа, приведенного на ФИГ. 1. Основными отличиями являются положение однократно расширенного по существу конденсированного потока 36b и потока 39 пара верхнего погона колонны. В способе, приведенном на ФИГ. 6, по существу конденсированный поток 36a однократно расширяют сквозь расширительный клапан 13 до давления немного выше рабочего давления (приблизительно 396 фунтов на кв. дюйм [2731 кПа(абс.)]) ректификационной колонны 17. При расширении часть потока может испаряться, что приводит к охлаждению всего потока. В способе, проиллюстрированном на ФИГ. 6, расширенный поток 36b, отходящий из расширительного клапана 13, достигает температуры -140°F [-96°C] перед тем, как его направляют в средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки. По мере того, как объединенный поток пара течет вверх сквозь одноходовые средства тепло и массо обмена и охлаждается, часть его конденсируется и стекает вниз, тогда как оставшийся объединенный поток пара продолжает течь вверх. Средства тепло и массо обмена обеспечивают постоянный контакт между конденсированной жидкостью и объединенным потоком пара таким образом, что он также функционирует, чтобы обеспечить массообмен между парообразной и жидкой фазами, посредством чего обеспечивая ректификацию объединенного потока пара. Конденсированную жидкость из нижней части средств тепло и массо обмена направляют в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки.

Однократно расширенный поток 36b дополнительно испаряют, поскольку это обеспечивает охлаждение и частичную конденсацию объединенного потока пара, и существуют средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a при -141°F [-96°C]. (Следует отметить, что температура потока 36b при его нагревании падает незначительно, ввиду перепада давления за счет применения средств тепло и массо обмена и получаемого испарения некоторого количества жидкого метана, содержащегося в потоке.) Нагретый однократно расширенный поток выпускают в отделение 117b сепаратора установки 117 для обработки и отделяют его соответствующие парообразные и жидкие фазы. Парообразную фазу объединяют с потоком 39 пара верхнего погона для того, чтобы образовать объединенный поток пара, который поступает в средства тепло и массо обмена в ректификационном отделении 117a, как описано ранее, а жидкую фазу объединяют с конденсированной жидкостью из нижней части средств тепло и массо обмена для того, чтобы образовать объединенный поток 152 жидкости. Объединенный поток 152 жидкости покидает нижнюю часть установки 117 для обработки и его нагнетают до более высокого давления с помощью средства накачки 21, таким образом, что поток 152a при -141°F [-96°C] может поступать в ректификационную колонну 17 в верхней точке подачи. Количество и температура указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, являются эффективными для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости, причем средства контроля адаптированы для регулирования количества и температуры указанного объединенного потока жидкости, подаваемого в указанную дистилляционную колонну, для поддержания температуры верхнего погона указанной дистилляционной колонны при которой основные части компонентов в указанной относительно менее летучей фракции выделяют в указанный поток кубовой жидкости.

Пар, остающийся от охлажденного объединенного потока пара, покидает средства тепло и массо обмена внутри ректификационного отделения 117a установки 117 для обработки при -139°F [-95°C] в качестве холодного остаточного газового потока 151, который затем нагревают и сжимают таким образом, как описано ранее в случае потока 39 в способе, приведенном на ФИГ. 1.

Краткое описание скоростей течения потока и потребления энергии в случае способа, проиллюстрированного на ФИГ. 6, изложено в следующей таблице:

Таблица VI
(ФИГ. 6)
Краткое описание течения потока - фунтов моль/ч. [кг моль/ч.]
Поток Mетан Этан Пропан Бутаны+ Общее количество
31 12398 546 233 229 13726
32 12200 503 183 82 13278
33 198 43 50 147 448
34 3784 156 57 25 4118
36 3982 199 107 172 4566
37 8416 347 126 57 9160
39 12265 55 5 1 12508
152 3854 198 107 172 4432
151 12393 56 5 1 12642
42 5 490 228 228 1084

Выделения*
Этан 89,79%
Пропан 98,03%
Бутаны+ 99,71%
Мощность
Сжатие остаточного газа 5569 л.с. [ 9155 кВт]
* (На основании неокругленной скорости потока)

Сравнение Таблиц I и VI показывает, что данное изобретение достигает по существу те же самые уровни выделения, что и в известном уровне техники, тогда как способ функционирует для того, чтобы выделить максимальное количество C2 компонентов. При функционировании таким образом, температурный напор в случае непрямого охлаждения и одновременного массообмена в ректификационном отделении 117a установки 117 для обработки является очень низким, поскольку температура потока 39 верхнего погона колонны является почти такой же, как и температура однократно расширенного потока 36b, снижая эффективность ректификационного отделения 117a. Хотя при функционировании данного изобретения таким образом и нет никакого усовершенствования выделений компонентов по сравнению с известным уровнем техники, какое-либо их понижение также отсутствует. Это означает, что нет никакого ухудшения, при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является функционирование установки для выделения максимального количества C2 компонентов в жидком продукте, но установка обладает всеми преимуществами, описанными ранее в примерах 1 и 2, при условии, что для экономических показателей продукта предпочтительным является функционирование установки для удаления некоторых или всех из C2 компонентов в остаточный газообразный продукт.

Другие варианты реализации изобретения

Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать также установке гидравлического насоса внутри установки для обработки для дополнительного снижения количества элементов оборудования и требований к площади земельного участка. Подобный вариант реализации изобретения показан на ФИГ. 7 с насосом 121, установленным внутри установки 117 для обработки, как показано, чтобы направить объединенный поток жидкости из отделения 117b сепаратора к верхней точки подачи колонны 17 посредством трубопровода 152. И насос, и его приводное устройство могут быть установлены внутри установки для обработки, если применяют погружной насос или герметичный насос, или внутри установки для обработки может быть установлен только сам насос (с применением магнитно-связанного приводного устройства для насоса, к примеру). Для того или иного варианта, вероятность утечек углеводородов в атмосферу, которые могут нанести ущерб окружающей среде, уменьшается еще больше.

Некоторые обстоятельства могут благоприятствовать размещению установки для обработки при более высоком поднятии, чем верхняя точка подачи на ректификационной колонне 17. В таких случаях, это может быть возможным в случае объединенного потока 152 жидкости, чтобы течь к точке верхней подачи на ректификационной колонне 17 с помощью гравитационного напора, как продемонстрировано на ФИГ. 8, устраняя необходимость в насосе 21/121, показанном на ФИГ. 4, всех 7 вариантов реализации изобретения.

В данном изобретении предложено улучшенное выделение C3 компонентов и тяжелых углеводородных компонентов на величине потребления энергоресурсов, необходимых для работы способа. Усовершенствование потребления энергоресурсов, необходимых для работы способа, может появиться в виде сниженных потребляемых мощностей для компрессии или рекомпрессии, сниженных потребляемых мощностей для внешнего охлаждения, сниженных потребляемых мощностей для дополнительного нагревания или их комбинации.

Тогда как в данном документе были описаны, как полагают, предпочтительные варианты реализации изобретения, специалисту в данной области техники будет понятно, что в них могут быть внесены другие и дополнительные модификации, например, чтобы приспособить изобретение к различным условиям, видам сырья или другим требованиям без отхода от объема данного изобретения, как определено в формуле изобретения.


ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ОБРАБОТКА ГАЗООБРАЗНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Источник поступления информации: Роспатент

Показаны записи 1-1 из 1.
20.02.2016
№216.014.cd7c

Переработка углеводородного газа

Предлагаются способ и установка для удаления диоксида углерода из потока углеводородного газа. Газовый поток охлаждают, расширяют до промежуточного давления и подают в ректификационную колонну в точку ввода питания в верхней части колонны. Паровой поток верхнего погона ректификационной колонны...
Тип: Изобретение
Номер охранного документа: 0002575457
Дата охранного документа: 20.02.2016
Показаны записи 1-1 из 1.
20.02.2016
№216.014.cd7c

Переработка углеводородного газа

Предлагаются способ и установка для удаления диоксида углерода из потока углеводородного газа. Газовый поток охлаждают, расширяют до промежуточного давления и подают в ректификационную колонну в точку ввода питания в верхней части колонны. Паровой поток верхнего погона ректификационной колонны...
Тип: Изобретение
Номер охранного документа: 0002575457
Дата охранного документа: 20.02.2016

Похожие РИД в системе