Note : Les descriptions sont présentées dans la langue officielle dans laquelle elles ont été soumises.
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PROCEDE ET INSTALLATION DE SEPARATION D'UN GAZ CONTENANT DU METHANE ET DE
L'ETHANE A DEUX COLONNES FONCTIONNANT SUR DEUX PRESSIONS DIFFERENTES
La présente invention concerne de faÇon générale et
selon un premier aspéct les méthodes de séparation d'un
gaz d'alimentation sec comprenant majoritairement du
méthane, de l'éthane et du propane, typiquement du gaz
naturel, et dans un second aspect les installations
industrielles et les équipements permettant de mettre en
aeuvre ces procédês.
Plus précisément, l'invention concerne selon un
premier aspect un procédé de séparation d'un gaz
d'alimentation .sec, comprenant majôritairement du
méthane, de l'éthane et du propane, en un premier produit
relativement plus volatil, dit gaz traité, et un second
produit relativement moins volatil dénommé coupe C2 plus,
comprenant .
(i) une opération de refroidissement du gaz
d'alimentation en un gaz refroidi,
(iï) une opération de séparation et de traitement du gaz
refroidi issu de l'opération (i), ce gaz refroidi étant
sêparé en un premier flux. de pied essentiellement liquîde
et un premier flux de tête essentiellement gazeux, le
premier flux de pied étant ensuite au moins partiellement
détendu pour former un premier flux de pied refroidi, le
premier flux de tête étant séparé en un flux principal et
un flux secondaire, le flux principal étant détendu dans
une turbine pour former un flux principal détendu, et le
flux secondaire étant refroidi dans un êchangeur puis
détendu pour former un flux secondaire détendu,
(iii) une opération de distillation dans un dispositif de
distillation produisant un second flux de tête et un
second flux de pied, le dispositif de distillation étant
alimenté par au moins une partie du flux principal
détendu, par au moins une partie du flux de pied
refroidi, et par au moins une partie du flux secondaire
détendu, le flux de pied refroidi étant à une température
relativement moins froide que le flux principal détendu
et le flux secondaire détendu étant à une température
relativement plus froide que le flux principal détendu,
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le second flux de tête refroidissant le flux .secondaire
dans :1'~échangeur puis, après réchauffage et une pluralité
d'étapes de compression et de refroidissement,.
constituant le premier produit, le second flux de pied
après compression ,et réchauffage constituant le second
produit.
Selon un second aspect, l'invention concerne une
installation de séparation d'un gaz d'alimentation sec,
comprenant majoritairement du méthane, de l'éthane et du
propane, ~en un premier produit, dit gaz traité,
relativement plus volatil, et un second produit dénommé
coupe C2~plus relativement moins,volatil, comprenant .
(i) des moyens pour le refroidissement du gaz
d'alimentation en , un gaz refroidi,
(ii) des moyens pour la séparation et de traitement du
gaz refroidi issu de l'étape (i), ce gaz refroidi étant
séparë en un premier flux de pied essentiellement liquide
et un premier flux de tête essentiellement gazeux, le.
premier flux -de pied étant ensuite au moins partiellement
dêtendu pour former un premier flux de pied refroidi, le
premier flux de tête étant séparé en un flux principal et
un. flux secondaire, le flux principal étant détendu dans
une turbine pour former un flux principal dëtendu, et le
flux secondaire étant refroidi dans un échangeur puis
détendu poûr former un flux secondaire dêtendu,.
(iii) un dispositif de distillation produisant un second
flux de tête et un second flux de pied, le dispositif de
distillation étant alimenté par au moins une partie du
flux principal dêtendu, par au moins une partie du flux
de pied refroidi, et par au moins une partie du. flux
secondaire détendu, le flux de pied refroidi étant à une
température relativement moins froide que le flux
principal détendu et le flux secondaire détendu étant à
une température relativement plus froide que le flux
principal détendu, le second flux de tête refroidissant
le flux secondaire dans l'échangeur puis, après
réchauffage et une pluralité d'étapes de compression et
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de refroidissement, constituant le premier produit, le
second, flux de piéd après compression et réchauffage
constituant le second prôduit.
Ce procédé et l'installation qui. le met en a~uvre
sont connus de l'art antérieur, en particulier par le
brevet US 4 157 904. Ce brevet révèle plusieurs procédés
et leurs installations correspondantes présentant les
caractérïstiques décrites ci-dessua, ces procédés
prévoyants en plus de mélanger une partie du premier flux
de pied au flux secondaire avant refroidissement, détente
et alimentation dans le dispositif de distillation.
Le dispositif de distillation utilisé par ces
procédés est constitué d'une colonne à distiller. Le flux
secondaire est introduit en tête de colonne et joue le
rôle de reflux et le flux principal est introduit à un
étage intermëdiaire. Le premïer flux de pied refroidi est
introduit à un étage inférieur au flux principal.
Le haut de la colonne, entre l'étage d'introduction
du flux principal et l'étage d'introduction du flux
secondaire, joue lé rôle de zone d'extraction des
hydrocarbures en C2 et plus du flux principal, et le bas
de la colonne, en dessous de l'étage d'introduction du
flux principal, joue le rôle de zone d'êlimination du
méthane.
Les réndements d'extraction de l'éthane et du
propane peuvent être augmentés en abaissant le profil de
température de la colonne. Ceci est coûteux en énergie si
on augmente simplement la puissance du cycle , de
rêfrigération utilisé pour refroidir ~le gaz
d'alimentation.
Une aua re façon d'abaisser ce profïl est de
dêtendre plus fortement les flux alimentant la colonne à
distiller, ce qui refroidit ces flux mais diminue
également la pression de fonctionnement de la colonne. La
puissance nécessaire pour recomprimer le premier produit
va donc augmenter.
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' Le brevet ~U~S .4 157 904 propose des schémas
permettant d'abaisser .ce profil en optimisant le
rendement énergétique, principalement en mélangeant: une.
partie du premier flux de pied au flux secondaire avant
refroidissement, ~ détente ~ et alz.mentati.on dans le
dispositif de distillation, ce qui, du fait des
caractéristiqués physico-chimiques de ces flux, permet
d'atteindre des températures d'alimentation de la colonne
â distiller plus basses, sana pénaliser la pression de
fonctionnement.
En revanche, le reflux, constitué par le mélange
d'une partie du premier flux de pied et du flux
secondaire, est plus riche en hydrocarbures C2 et plus
que le flux secondaire seul, ce qui pénalise l'extraction
des hydrocarbures en C2 et plus du flux principal dans la
zone haute de la colonne.
Dans çe contexte, la présente invention vise à
dptimiser à. la fois le rendement d'extraction de l'éthane
et du propane et le rendement énergétique du procédé et
de l'installation correspondante.
A cette fin, l'invention, selon un premier aspect,
.par ailleurs conforme à la définition générique qu'en
donne le préambule ci-dessus, est essentiellement
caractërïsé en ce que le dispositif de distillation du
procédé de sëparation comprend au moins des premiêre et
seconde colonnes à distiller fonctionnant à des pwess~_ons
différentes<
Dans un mode de réalisation possible du procédé
selon l'invention, les premiêre et seconde colonnes à
distiller zonctionnent à des pressions respectives P1 et
la différence entre P1 et P2 étant comprise entre 5
et 25 bars
Selon urz des aspects avantageux. du procédé selon
l'invention, la pre,~sion de fonctionnement P1 de la
premiêre colonne à distiller peut être comprise entre 30
e'y ~~ bar 7
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Sel-on un des aspects . avantageux du procédé selon
' 1~'~inventïon, la pressi~ôn de fonctionnement P2 de la
seconde col-onne â distiller peut être comprise entre 15
et 30 bars.
5 Selon un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, la seconde colonne à distiller peut produire
un quatrième flux de tête et un quatrième flux de pied,
le qiaatrième flux de pied constituant le second flux de
pied produit par le dispositif de distillation, au moins
une partie du quatrième flux de tête alimentant après
compression et liquéfaction au moins partielle un étage
de tête de la première colonne â distiller.
Selon un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, la premiëre colonne à distiller peut
~.5 produire un troisième flux de tête et un troisiême flux
de pied, le troisième flux de tête constituant le second
flux dé tête produit par le dispositif de distillation,
la première colonne à distiller étant alimentée à un
étage infërieur par au moins une partie du flux principal
détendu et à un étage intermédiaire par au moins une
partie d.u flux secondaire détendu.
Selon un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, la seconde colonne à distiller peut être
. alimentée à un étage supérieur par au moins une partie du
troisiëme flûx de pied produit par 1a premiêre colonne à
distiller, et à un étage intermédiaire par au moins une
partie du premier flux de pied refroidi.
Selon ,un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, la seconde colonne à distiller peut
comprendre au moins un rebouilleur.
Selon un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, le quatrième flux de .tête peut céder une
partie de son potentiel frigorifique dans l'échangeur
avant compression.
Selon un des aspects avantageux du procédé selon
l'invention, le quatrième flux de. tète après compression
peut subir une pluralité d'étapes, de refroidissement,
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dont au moins une dans, l'échangeur, puis une détente,
avant d'alimenter la première colonne à distiller.
L'invention, selôn un second aspect, par ailleurs
conforme à la définition. générique qu'en donne le
prêambule ci-dessus, est essentiellement caractérisée en
ce.que le dispositif de distillation de l'installation de
séparation comprend au moins ,des première et seconde
colonnes à distiller fonctïonnant à des pressions
différentes.
Dans un mode de réalisation possible de
l'installation selon~l'invention, les première et seconde
colonnes à dïstiller fonctionnent â des pressions
respectives P1 et P2, la différence entre P1 et P2 étant
comprise entre 5 et 25 bars.
Selon un des aspects avantageux de l'installation
selon l'invention, la pression de fonctionnement P1 de la
première colonne â distiller peut être comprise entre 30
et 45 bars.
Selon un des aspects ,avantageux de l'installation
selon l'invention, la pression de fonctionnement P2 de la
seconde colonne à distiller peut être comprise entre 15
et ~3 0 bars .
Selon un des aspects avantageux de l'installation
selon l'invention, la seconde colonne à distiller peut
produire un quatrième flux de tête et un quatrième flux
de pied, le quatriême flux de pied constituant le second
flux de pied produit par le dispositif de distillation,
au moins une partie du quatrième flux de tête alimentant
après compression et liquéfaction au moins partielle un
étage de tête de la premïëre colonnë à distiller.
-- Selon un des aspects avantageux de l'installation
selon l'invention, la prëmière colonne à distiller peut
produire un troisième flux de tête et un troisième flux
de pied, le troisième flux de tête constituant le second
flux de tête produit par le disp~sitif de distillation,
la première colonne à distiller étant alimentée â un
étage ïnférieur par au moins une partie du flux. principal
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détendu et à un 'étage intermédiaire par au moins une
partie-du flux secôndaire détendu. '
Selon un des aspects avantageux. de l'installation
selon l'invention, la seconde colonne à distiller peut
être alimentée à un étage supérieur par au moins une
partie du troisième flux de pied produit par 1a première
colonne â. distiller, et à um étage interrnêdiaire par au
moins une partie du premier flux de pied refroidi.
Selon un des aspects avantageux de l'installation
~10 selon l'invention, la seconde colonne à distiller peut
comprendre au moins un rebouilleur.
Selon un des aspects avantageux de l'installation
selon l'invention, le quatrième flux de tête peut cèder
une partie de son potentiel frigorifique dans l'échangeur
avant compression.
Selon un des aspects avantageux de L'installation
selon l'invention, le quatrième flux de tête après
compression peut subir une pluralité d'étapes de
refroidissement, dont au moins une dans l'échangeur, puis
une détente, avant d'alimenter la première colonne à
distiller.
D'autres caractéristiques et avantages de
l'invention ressortiront clairement ~de la description qui
en est faite ci-après, à tïtre indicatif et nullement
limitatif, én références aux figures annexées, parmi
lesquelles .
- la figure 1 représente un schéma de principe
d'une installation de séparation de gaz selon l'art
antérieur
- la figure 2 représente un schéma de principe
d'une installation de séparation de gaz selon
l'invention.
On décrira d'abord un procédé de séparation
classique selon l'art antérieur, en rëférence à la fïgure
.3 5 1 .
Les valeurs de débits, de températures, de
pressions et de compositions indiquées dans la
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description ci-dessous sont des valeurs obtenues par
simulation -numérique du~ procédé dans un mode de
réalisation représenté à la figure 1.
Ce procédé .est alimenté par un flux 'de gaz
d'alimentation 1, typiquement du gaz naturel, contenant
majoritairement du méthane, de l'êthane et du propane. Ce
gaz arrive sec, et présente typiquement les
caractéristiques, suivantes . pression 73 bars absolus,
température 40°C, débit 30000 kgmol/h.
0 Les débits molaires approximatifs en kgmol/h des
principaux, composants du gaz d'alimentations sont
indiqués dans le tableau ci-dessous.
Nz COz Mthane Ethane Propane i-Butane
1.200 300 25800 1650 600 120
n-Butane i-Pentane n-Pentane n-Hexane n-Heptane
_
'120 60 60 _
30
30
Le procêdé génère deux produits: un premier produit
17, dit gaz traité, constitué principalement de méthane
et appauvri en hydrocarbures en C2 et plus relativement
au gaz d'alimentation 1, notamment en éthane et en
propane, et un second produit 34, dénommé coupe C2 plus,
constitué principalement d'éthane et de propane, et
contenant la plus grande partie des hydrocarbures en C2
et plus apportês par le gaz d'alimentation 1.
Le gaz d'alimentation 1 subit une première
opération de refroidissement à une température de moins
50°C dans un échangeur cryogénique E1, pour donner un
flux de gaz refroidi 2. Une fraction du gaz est condensé
pendant cette opëration, environ 10~, les composants les
moins volatils se condensant en plus grande proportion
que les composants les plus volatils.
Ce gaz refroidi 2 subit ensuite une deuxiême
opération de séparation et de traitement. Le flux de gaz
refroidi 2 est séparé dans un ballon séparateur B1 en un
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premier flux ~de tête 3 relâtivément appauvri en
hydrocarbures en C2 et, plus, et un .premïer flux de pied 4
relativement enrichi en hydrocarbures en C2 et plus.
Le premier flux de tête 3 est essentiellement
gazeux, et le premier flux de pied est essentiellement
liquide et leurs débits respectifs sont d'environ 27000
et 3000 kgmol/h.
Le premier flux de pied 4 subit ensuite une détente
à une pression de 25 bars absolus, qui entraîne un
refroidissement à moins 80°C et une vaporisation
partielle d'environ 45% du liquide, pour former un
premier flux de pied refroidi 10.
Le premier flux de tête 3 est divisé en un flux
principal S et un flux secondaire 6, de débits respectïfs
20000 et 7000 kgmol/h. Le flux principal 5 est dêtendu à
une pression de 25 bars absolus dans une turbine T1
couplée â un campresseur K1 pour former un flux principal
détendu 7. Cette détente s'accompagne d'un
refroidissement à moins 92°C et d'une condensation
partielle de 20~ environ du gaz.'
Le flux secondaire 6 est refroidi et liquéfié dans
un second échangeur cryogénique E2 à moins 99°C pour
former un flux 8, ce flux 8 rêsultant étant ensuite
dêtendu â 25 bars absolus en un flux secondaire détendu
9. Cette détente s'accompagne d'un refroidissement à
moins 103°C et d'une vaporisation partielle de 6% environ
du liquide.
Les différents flux produits par l'opération de.
séparation et de traitemént subissent ensuite une
distillation dans un dispositif de distillation. C3,
typiquement une colonne à distiller dans l'art antérïeur.
Le flux principal détendu 7 alimente le dispositif
de distillation C3 à un étage intermédiaire, le flux
secondaire dêtendu 9 alïmentant le dïspositif de
distillation C3 à un êtage de tête et~ constituant un
reflux.
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~~Le premier flux de pied refroidi 10 alimente le-
dispositif de distillation C3. à un étage intermédiaire
situé sous l'étage d'alimentation du flux principal
détendu 7. .
5 Le dispositif de distillation C3 fonctionne sous 25
bars absolus et est typiquement ~ équipé de deux
rebouilleurs, constitués par des zones de l'écïiangeur
cryogénique E1 dans le mode dé réalisation illustré sur
la figure 1.
10 Le premier rebouilleur est alimenté par .un flux 18
de dêbit 7000 kgmol/h envixon et de température moins
. 56°C, soutiré à un étage S1 situé sous l'étage
d'alimentation du premier flux de pied refroidi 10, le
flux réchauffé constituant un flux 19 de température
moins 19°C qui alimente un étage .S2 sïtué à un niveau
inférieur à~l'étage S1.
Le second rebouilleur est alimenté par un flux 20.
de débit 4000 kgmol/h et de température 5°C, soutiré à un
étage S3 situé à un niveau inférieur à l'étage S2, le
flux réchauffé constituant un flux 21 de température 14°C
qui alimente un étage S4 itué à un niveau inférieur à
l'étage S3.
Le dispositif de. distillatiôn C3 produit un second
flux de tête 11 essentiellement gazeux et un second flux
de pied 22 éssentiellement liquide de débits respectifs
27200 kgmol/h et 2800 kgmol/h.
Le second flux de tête 11 est relativement appauvri
'en hydrocarbures en C2 et plus, et le second flux de pied
22 est relativement enrichi én hydrocarbures en C2 et
plus.
Le second flux de pied 22, de température 14~°C et
de pression 25 bars absolus, .après compression à 35 bars
absolus par une pompè P1 en un flux 33 et réchauffement à
32°C dans l'échangeur E1 constitue le second produit 34.
Les opérations de traitement subséquentes du second
courant 34, non couvertes par la présente invention et
donc non dêcrites, imposent un rapport entre les
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hydrocarbures en C1 et les hydrocarbures en C2 voisin dé
0.01 en moles dans ce.second~courant 34.
Le second 'flux de tête 11 cède une partie de son
potentiel calorifique au flux secondaire .~ dans
l'échangeur cryogénique E2 pour former .un flux 12 de
température moins 73°C, puis subit une secondé étape de
réchauffement à 33°C dans l'échangeur cryogénique E1 pour
former un flux 13. .
Ce flux 13 est comprimé â 30 bars absolus dans le
compresseur K1 couplé â la turbine T1 en un flux 14, et
refroidi à 40°C en un flux 15 par un échangeur E3.
Ce flux 15 subit une seconde compressiow â 75 bars
absolus en un flux 16 par un compresseur K2, qui peut par
exemple être couplé à une turbine à gaz GT, puis refroidi
â 45°C par l'échangeur E4 et constitue le premier produit
17.
Suïvant les conditions de fonctionnement, un cycle
de réfrigération apporte à l'échangeur cryogénique E1 la
puissance frigorifique complémentaire nécessaire pour
refroidir le gaz d'alimentation 1.
Ce cycle n'est pas utile dans les conditions de
fonctionnement dëcrites ci-dessus, mais on en donne
néanmoins ci-aprês la description.
Un flux 51 de propane gazeux est comprimé à 14 bars
absolus par ~un compresseur K4, typiquement équipé d'un
moteur électrique, pour produire un flux 52, puis
refroidi à 40°C par un échangeur E5' en en flux 53
liquide.
Le flux 53 est refroidi à moins 20°C dans
l'échangeur cryogénique El et pour former 1e flux 54. puis
détendu à 4 bars absolus en un flux 55.
Le flux 55 est vaporisë dans l'échangeur
cryogénique E1 pour former le flux 51, de tempêrature
moins 6°C.
Les débits par composants des principaux flux du
procédé sont indiqués dans le tableau ci-dessous, en
kgmol/h .
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Flux . _." CO2 Mthane Ethane Propane
190 17600 960 270
66 6170 340 95
49 2080 360 230
17 77 25800 120 5
34 220 15 1530 590
Le procédë selon l'invention va maintenant être
. décrit en référence à la figure 2, Seules les parties qui
5 se différencient de l'art antérieur seront détaillées.
Les flux jouant un rôle identique à celui joué dans le
procédë selon l'art antérieur gardent la. même référence.
Le procédé est alimenté par un flux de gaz
d'alimentation 1 présentant les mêmes caractéristiques
10 que celui décrit~plus haut.
Les opérations de refroidissement du 1 gaz
d'alimentation 1 et de séparatïon et de traitement du gaz
refroidi 2 sont identiques â celles de l'art antérieur.
Seules les conditiôns opératoires changent, comme on le
dëcrira ci-dessous.
Le premier flux de pied 4 est détendu à. 20 bars
absolus, ce qui amêne la température du premier flux de
pied refroidi 10 à moins 86°C.
Les débits respectifs des flux principal 5 et
secondaire 6 sont de 26000 et 1000 kgmol/h. Le flux
principal 5 est détendu à 38.5 bars absolus, ce qui amène
la température du flux principal détendu 7 à moins 77°C.
Lé flux secondaire 6 est refroidi dans l'échangeur
cryogênique E2~ à moins 91°C et détendu à 38.5 bars
absolus, ce qui amène la température du flux secondaire
détendu 9 à moins 92°C.
Le dispositif de distillation C3 comprend des
premières et secondes colonnes à distiller C1 et C2
fonctionnant sous des pressions respectives P1 et P2 de
38.5 et 20 bars absolus.
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La première colonne â dïstiller C1 prod~a.it un
troisième flux de têtè .11 et un troisième flux de pied
23, 'de débits respectifs 27300 et 8000 kgmol/h, et la
seconde colonne à distiller C2 produit un qu;atriéme flux
de tête 25 et un quatrième flux de pied 22, de dêbits
respectifs 8310 et 2730 kgmol/h.
La seconde colonne à distiller C2 est alimentée par
r le premier flux de pied refroidi 10 â un étage
intermédiaire, et par un troisiême flux de pied détendu
24 .à un. étage supérieur. Le troisième flux de pied
détendu 24 est produit en détendant â 20 bars absolus et
moins 98 °C le troisiême flux de pied 23 , qui sort à 38 . 5
bars absolus et moins 78°C de la première colonne à
distiller C1.
Le quatrième flux de pied 22 sort â 20 bars absolus
et 5°C.
Le ,quatrième flux de tête 25, de température moins
97°C et de pression 20 bars absolus, cède une partie de
son potentiel frigorifique dans l'échangeur cryogénique
E2 pour former un flux 26 à. moins 60°C.
Ce flux 26 est ensuite réchauffé dans l'échangeur
cryogénique E1 en un flux 27 à 38°C puis comprimé à. 50
bars et 128°C par un compresseur K3 pour former un flux
28. Le compresseur IC3 est typiquement équipé d'un moteur
électrique. ' .
Le flux 28 est ensuite refroidi à 40°C par un
échangeur E6 pour donner un flux 29, subit une déLUtième
étape de refroidissement ,dans 1°échangeur cr~rogênique E1
en un flux 30 â mai.rzs 50°C, ce flux 30 subissant une
troisiéme étape de refro~.dissement dans l'échangeur
cryogénique E2 en un flux 31 à mains 91°C.
Le f lux 31, a'orès clét ente
i_ èZ _~ g . 5 'liai. ~ cl.bçCJ121_ °t
mri_1'15 92°!~', ferme Ltn f .~Ll2a'. ~~ qui alimente un ='toge de
téte de la premïêre colonne â distiller C1.
~ La premiàre colonr~.e â distiller CI est êga~.ement
alimentée ;~a~- le flu~~ principal dätendu 7 â un étac~.e
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inférieur, et .par le flux secondaire dêtendu 9, ~à un
étage intermédiaire.
Le troisième flux de tête 11 sort de la première
colonne de distillation C1 à moins 89°C et 38.5 bars
âbsolus et subit un traitement identique au traitement
dêcrit pour l'art antérieur-.
Le flux 11 est réchauffé à moins 69°C pour former
~.le flux 12, le flux 12 étant réchauffé à 38°C pour former
le flux 13.
Ce flux 13 subit deux compressions successives par
les compresseurs Kl et K2 à 44 bars absolus et 51°C puis
75 bars .absolus et'96°C, chaque compression étant suivie
d'un refroidissement respectivement à 40°C et 45°C.
Le quatrième ~ flux de pied 22 est comprimé et
réchauffé à 35°C et 35 bars.
On notera que les premier et second produits 17 et
34 sont produits dans les mêmes conditions de température
et de pression que pour le procédê selon l'art antérieur,
ce qui autorise une comparaison des bïlans énergétiques.
La seconde colonne à distiller C2 est équipée de
deux rebouilleurs, constitués par dès zones de
l'échangeur cryogénique E1 dans le mode de réalisation
illustré sur la figure 2.
Le premier rebouilleur est alimenté par le flux 18,
de débit 5700 kgmol/h environ et de température moïns
55°C, soutiré à un étage S1 situé sous l'étage
d'alimentation du premier flux de pied refroidi 10, 1e
flux réchauffé constituant le flux 19 de température
moins 20°C qui alimente un étage S2 situé à un niveau
inférieur à l'étage S1.
Le second rebouilleur~est alimenté par le flux 20
de débit 3600 kgmol/h et de température moins 3°C,
soutiré à un étage S3 situé à un niveau inférieur à
l'étage S2, le flux réchauffé constituant le flux 21 de
température 5°C qui alimente un étage S4 situé à un
niveau inférieur à l'étage S3.
CA 02464709 2004-04-23
WO 03/038358 PCT/FR02/03490
Les débit s.par composants. des principaux flux du
procédé sont indiqués dans le tableau ci-dessous, en
kgmol/h .
Flux COz Mthane Ethane Propane
7 250 22900 1240 350
9 880 48 14
10 ~44 2080 ~ 360 230
17 1.40 25800 120 1
23 170 5920 1290 370
48 7990 120 ~ 4
34 160 15 1530 600
5
ün autre cas de fonctionnement du procédé selon
l'invention va étre dêcrit ci-dessous, la pression de
fonctionnement P1 de la première colonne de distillation
C1 étant toujours de 38.5 bars absolus et la pression de
10 fonctionnement P2 de la seçonde colonne de distillation
C2 étant de 25-bars absolus.
Les caractéristiques des principaux flux sont
rassemblés dans le tableau ci-dessous.
Flux . Temprature Pression Dbit
total
7 Moins 77C 39bars abs 25500kgmol/h
Moins 90C 39bars abs 1500 kgmol/h
10 Moins 81C 25bars abs 3000 kgmol/h
~17 45C 75bars abs 27200kgmol/h
23 Moins 79C 39bars abs 9100 kgmol/h
25 Moins 92C 25bars abs 9400 kgmol/h
34 35C . 34bars abs 2760 kgmol/h
CA 02464709 2004-04-23
WO 03/038358 PCT/FR02/03490
ï6
Flux C0~ Mthane ~Ethane Propane
240 22400 1220 350
14 1320 72 20
44 2080 360 230
17 110 25800 110 1
23 200 '6910 1330 370
25 63 8980 150 6
34 I 190 ~ 15 1540 600
Dans ce cas ~de fonctionnement, le cycle de
réfrigération annexe est utilisé, le dêbit de propane
étant de 550 kgmol/h environ dans la boucle.
5 'La comparaison, des principales caractéristiques du
procédé selon l'art antérieur et des deux. cas de
fonctionnement du procédé selon l'invention montre que,
pour des ,taux d'extraction d'êthane et de propane
similaire, le procédé selon l'invention permet un gain de
10 puissance considérable, et donc des économies.
Art Invention Invention
antrieur Premier cas Second cas
Pression de C1 bar ~ 25* 38.5 38.5
Pression de C2 bar 25* 20 25
Diffrence de
pression entre bar 0 18.5 13.5
Cl et C2
Dbit flux 6 kgmol/h 7000 1000 1500
Taux de % 92.8 92.7 93.3
rcpration
thane
Taux de 99.2 99.8 99.8
rcupration
propane
Puissance K2 kW 27444 14937 14916
Puissance K3 kW 0 7663 6681
Puissance K4 kW 0 0 500
Puissance kW 27444 22600 22097
totale
* Pression du dispositif de distillation C3
CA 02464709 2004-04-23
WO 03/038358 . PCT/FR02/03490
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L'économie de puissance réalisée âvec le procédé
selon l'invention est de l'ordre de 5000 kW par rapport à
l'art antérieur pour les débits~considérés.
D'autres variantes de réalisation sont inclues dans
la présente invention.
La pression de fonctionnement P1 de la colonne â
distiller C1 peut varier de 30 à 45 bars et la pression
de fonctionnement P2 de la colonne à distiller C2 peut
varier de 15 à 30 bars. Le rendement énergétique est
meilleur quand la diff-érence éntre P1 et P2 est comprise
entre 5 et 25 bars.
Le fait d'utiliser une première colonne à distiller
C1 â une pression P1 plus élevée permet de faire des
économies pour la compression finale du premier produit
17, ces économies contrebalançant largement le coût de la
compression intermédiaire du quatrième flux de tête 25.
Par ailleurs, le procédé bénéficie pour ses
performances de séparation du fait que le quatrième flux
de tête 25, utilisé comme reflux dans la première colonne
à distiller C,1, est três appauvri en hydrocarbures en C2
et plus, comme le montre le tableau suivant .
Art Invention Inventon
antrieur Premier cas Second cas
Teneur en
thane du ~ mole - 1.46 1.60
quatrime flux
de tte
Teneur en
thane du % mole 4.8 * 4.8 4.8
premier flux de
tte
* utilisé comme reflux de tête
