MXPA06003364A

MXPA06003364A - Procesamiento de gas natural licuado.

Info

Publication number: MXPA06003364A
Application number: MXPA06003364A
Authority: MX
Inventors: Hank M Hudson
Original assignee: Ortloff Engineers Ltd
Priority date: 2003-09-30
Filing date: 2004-07-01
Publication date: 2006-06-08
Also published as: CA2536214A1; KR20060096494A; JP4498360B2; CN100406832C; CN1942726A; WO2005035692A3; CA2536214C; EP1668096A2; US7155931B2; WO2005035692A2; NZ545269A; BRPI0414929A; KR101118803B1; AR045615A1; US20050066686A1; JP2007508516A

Abstract

La presente invencion se refiere a un proceso y aparato para la recuperacion de etano, etileno, propano, propileno, e hidrocarburos mas pesados de una corriente de gas natural licuado (LNG). La corriente de alimentacion de LNG es dirigida en una relacion de intercambio de calor con una corriente de destilacion mas caliente que surge de las etapas de fraccionamiento de una columna de destilacion, por lo cual la corriente de alimentacion de LNG es calentada parcialmente y la corriente de destilacion es condensada parcialmente. La corriente de destilacion condensada parcialmente es separada para proporcionar el gas residual volatil y una corriente de reflujo, despues de lo cual la corriente de reflujo es suministrada a la columna en una posicion de alimentacion de la columna superior. Una porcion de la corriente de alimentacion de LNG calentada parcialmente es suministrada a la columna en un punto de alimentacion de la columna media superior, y la porcion restante es calentada adicionalmente para evaporarla total o parcialmente y despues de esto suministrada la columna en una posicion de alimentacion de la columna media inferior. Las cantidades y temperaturas de las alimentaciones a la columna son eficaces para mantener la temperatura de la parte superior de la columna a una temperatura por la cual la porcion mayor de los componentes deseados es recuperada en el producto liquido de los fondos de la columna.

Description

PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL LICUADO Campo de la Invención Esta invención se refiere a un proceso para la separación de etano e hidrocarburos más pesados o propano e hidrocarburos más pesados del gas natural licuado, referido aquí posteriormente como LNG (por sus siglas en inglés) , para proporcionar una corriente de gas residual rico en metano, volátil y una corriente de líquidos del gas natural menos volátiles (NGL) (por sus siglas en inglés) o gas de petróleo licuado (LPG) (por sus siglas en inglés) . Antecedentes de la Invención Como una alternativa al transporte en tuberías, el gas natural en sitios remotos algunas veces es licuado y transportado en buques cisternas para LNG especiales hasta las terminales de almacenamiento y recepción de LNG apropiadas. El LNG puede ser re-evaporado entonces y utilizado como un combustible gaseoso del mismo modo que el gas natural . Aunque el LNG usualmente tiene una proporción principal de metano, es decir, el metano comprende al menos 50 % en mol de LNG, también contiene cantidades relativamente más pequeñas de hidrocarburos más pesados tales como etano, propano, butanos, y semejantes, así como nitrógeno. Frecuentemente es necesario separar algo o la totalidad de los hidrocarburos más pesados del metano en el LNG de modo Ref.169692 que el combustible gaseoso que resulta de la evaporación del LNG se conforme a las especificaciones de la tubería paral valor de calentamiento. Además, frecuentemente también es deseable separar los hidrocarburos más pesados del metano a causa de que estos hidrocarburos tienen un valor más elevado coo productos líquidos (para su uso como materias primas petroquímicas, como un ejemplo) que su valor como combustible. Aunque existen muchos procesos que pueden ser utilizados para separar el etano y los hidrocarburos más pesados del LNG, estos procesos frecuentemente deben comprometerse entre una recuperación elevada, costos de utilizada bajos, y simplicidad de proceso (por consiguiente inversión de capital baja). En la patente U.S. No. 2,952,984 Marshall describe un proceso de LNG capaz de una recuperación muy elevada de etano por medio del uso de una columna de destilación con reflujo. Markbreiter describe en la patente U.S. No. 3,837,172 un proceso más simple que utiliza un dispositivo de contacto sin reflujo, limitada a recuperaciones de etano o propano inferiores. ámbo et al describe en la patente U.S. No. 5,114,451 un proceso de LNG capaz de recuperación muy elevada de propano o muy elevada de etano utilizando un compresor para proporcionar reflujo a la columna de destilación. Breve Descripción de la Invención La presente invención está relacionada generalmente con la recuperación de etileno, etano, propileno, propano, e hidrocarburos más pesados de tales corrientes de LNG. La misma utiliza un arreglo de proceso novedoso para permitir la recuperación elevada de etano o la recuperación elevada de propano manteniendo el equipo de procesamiento simple y la inversión de capital baja. Además, la presente invención ofrece una reducción en los servicios (de energía y calor) requeridas para procesar el LNG para dar un costo de operación inferior que los procesos del arte previo. Un análisis típico de una corriente de LNG que va a ser procesada de acuerdo con esta invención podría ser, en porcentaje molar aproximado, de 86.7 % de metano, 8.9 % de etano y otros componentes de C2, 2.9 % de propano y otros componentes de C3 y 1 % de butanos más, con el resto que está compuesto de nitrógeno. Para un mejor entendimiento de la presente invención, se hace referencia a los siguientes ejemplos y figuras. Con referencia a las figuras: Breve Descripción de las figuras La figura 1, figura 2, y figura 3 son diagramas de flujo de las instalaciones de procesamiento de LNG del arte previo de acuerdo con la patente de los Estados Unidos de América No. 3,837,172; La figura 4, figura 5 y figura 6 son diagramas de flujo de las instalaciones de procesamiento de LNG del arte previo de acuerdo con la patente de los Estados Unidos de América No. 2,952,984; La figura 7, figura 8 y figura 9 son diagramas de flujo de las instalaciones de procesamiento de IÍNG del arte previo de acuerdo con la patente de los Estados Unidos de América No. 5,114,451; La figura 10 es un diagrama de flujo de una instalación de procesamiento de LNG de acuerdo con la presente invención; La figura 11, figura 12, figura 13, figura 14, figura 15, figura 16, figura 17 y figura 18 son diagramas de flujo que ilustran los medios alternativos de aplicación de la presente invención a una instalación de procesamiento de LNG; y La figura 19 y figura 20 son diagramas de sistemas de fraccionamiento alternativos que pueden ser empleados en el proceso de la presente invención. Descripción Detallada de la Invención En la siguiente explicación de las figuras anteriores, se proporcionan tablas que resumen las velocidades de flujo calculadas para las condiciones de proceso representativas. En las tablas que aparecen aquí, los valores para las velocidades de flujo (en moles por hora) han sido redondeadas al número entero más cercano por razones de conveniencia. Las velocidades de la corriente total mostradas en las tablas incluyen todos los componentes diferentes de hidrocarburos y por consiguiente son generalmente más grandes que la suma de las velocidades de flujo de la corriente para los componentes de hidrocarburos . Las temperaturas indicadas son valores aproximados redondeados al grado más cercano. También se debe señalar que los cálculos de diseño del proceso efectuados paral propósito de comparación del proceso mostrado en las figuras están basados en la suposición de que ninguna fuga de calor de (o hacia) el entorno hacia (o desde) el proceso. La calidad de los materiales aislantes disponibles comercialmente hace esto una suposición muy razonable y una que es hecha típicamente por aquellos expertos en el arte. Por razones de conveniencia, los parámetros del proceso son reportados tanto en unidades británicas tradicionales como en las unidades del sistema internacional de unidades (SI) . Las velocidades de flujo molar dadas en las tablas pueden ser interpretadas ya sea como libras mol por hora o kilogramos mol por hora. Los consumos de energía reportados como caballos de vapor (HP) y/o unidades térmicas británicas por hora (MBTU/h) corresponden a las velocidades de flujo molar establecidas en libras mol por hora. Los consumos de energía reportados como kilowatts (kW) corresponden a las velocidades de flujo moler establecidas en kilogramos mol por hora. Refiriéndose ahora a la figura 1, para propósitos de comparación, se empieza con un ejemplo de una instalación de procesamiento de LNG de acuerdo con la patente U.S. No. 3,837,172, adaptada para producir un producto de NGL que contiene la mayoría de los componentes de C2 y componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación. El LNG que va a ser procesado (corriente 41) desde el tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159°C (-255°F) . La bomba 11 eleva la presión de LNG de manera , suficiente de modo que pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y por consiguiente hasta la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41a que sale de la bomba es dividida en dos porciones, las corrientes 42 y 43. La primera porción, la corriente 42 es expandida hasta la presión de operación (aproximadamente 2,723 kPa(a) (395 psia) ) de la torre de fraccionamiento 16 por la válvula 12 y es suministrada a la torre como la alimentación de la columna superior . La segunda porción, la corriente 43 es calentada previo a la introducción a la torre de fraccionamiento 16 de modo que la totalidad o una porción de la misma que es evaporada, reduzca la cantidad de líquido que fluye descendentemente hasta la torre de fraccionamiento 16 y permitiendo el uso de una columna de diámetro más pequeño. En el ejemplo mostrado en la figura 1, la corriente 43 es calentada primero a -145°C (-229°F) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento del producto líquido de la columna (corriente 47) . La corriente calentada parcialmente 43a es calentada entonces adicionalmente hasta -1°C (30 °F) (corriente 43b) en el intereamblador de calor 14, utilizando una fuente de nivel bajo de calor de servicio, tal como el agua de mar utilizada en este ejemplo. Después de la expansión a la presión operativa de la torre de enfriamiento 16 por la válvula 15, la corriente resultante 43c fluye hasta un punto de alimentación de la columna intermedia a -3°C (27 °F) . La torre de fraccionamiento 16, referida comúnmente como un desmetanizador, es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de platos espaciados verticalmente, uno o más lechos empacados, o alguna combinación de platos y empacado. Los platos y/o el empacado proporcionan el contacto necesario entre los líquidos que caen descendentemente en la columna y los vapores que se elevan hacia arriba. Como se muestra en la figura 1, la torre de fraccionamiento puede consistir de dos secciones. La sección de absorción (rectificación) 16a contiene los platos y/o el empacado para proporcionar el contacto necesario entre los vapores que se elevan hacia arriba y el líquido frío que cae descendiendo para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados; la sección de separación inferior (desmetanización) 16b contiene los platos y/o el empaque para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que caen hacia abajo y los vapores que viajan hacia arriba. La sección de desmetanización también incluye uno o más hervidores (tales como el hervidor 22) los cuales calientan y evaporan una porción de los líquidos que fluyen descendentemente sobre la columna para proporcionar los vapores de separación que fluyen hacia arriba en la columna. Estos vapores separan el metano de los líquidos, de modo que el producto líquido del fondo (corriente 47) esté substancialmente desprovisto de metano y comprendido de la mayoría de los componentes de C2 y los hidrocarburos más pesados contenidos en la corriente de alimentación de LNG. (A causa del nivel de temperatura requerido en el hervidor de la columna, una fuente de nivel elevado de calor utilitario es requerida típicamente para proporcionar la entrada de calor al hervidor, tal como el medio de calentamiento utilizado en este ejemplo) . La corriente de producto líquido 47 sale del fondo de la torre a 22°C (71 °F) , basado en una especificación típica de una relación de metano a etano de 0.005:1 en una base en volumen en el producto del fondo. Después de enfriamiento a -7°C (19°F) en el intercambiador de calor 13 como se describió previamente, el producto líquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o hacia procesamiento adicional . El vapor de la parte superior del desmetanizador, la corriente 46, es el gas residual rico en metano, que deja la columna a -96°C (-141°F) . Después de ser calentado a -40°C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 de modo que la metalurgia convencional pueda ser utilizada en el compresor 28, la corriente 46a se introduce el compresor 28 (provisto de energía por una fuente de energía suplementaria) y es comprimido hasta la presión de la línea de ventas (corriente 46b) . Después del enfriamiento a 10 °C (50 °F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 46c) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9,067 kPa(a) (1315 psia) ) para distribución subsiguiente. La división relativa del LNG en las corrientes 42 y 43 es ajustada típicamente para mantener el nivel de recuperación deseado de los componentes de C2 deseados y los componentes de hidrocarburos más pesados en el producto líquido del fondo (corriente 47) . Aumentando la división a la corriente 42 que alimenta la parte superior de la torre de fraccionamiento 16 se incrementará el nivel de recuperación, hasta que sea alcanzado un punto en donde la composición del vapor de la parte superior del desmetanizador (corriente 46) está en equilibrio con la composición del LNG (es decir, la composición del líquido en la corriente 42a) . Una vez que este punto ha sido alcanzado, el incremento adicional de la división a la corriente 42 no elevará la recuperación de ninguna manera, sino que simplemente incrementará la cantidad de calor de servicio de alto nivel requerido en el hervidor 22 a causa de que una cantidad menor del LNG es dividida hasta la corriente 43 y calentada con el calor de servicio de nivel bajo en el intercambiador de calor 14. (El calor de servio de alto nivel es normalmente más costoso que el calor de servicio de nivel bajo, de modo que un costo operativo inferior es logrado usualmente cuando el uso del calor de nivel bajo es maximizado y el uso del calor de nivel elevado es minimizado) . Para las condiciones de proceso mostradas en la figura 1, la cantidad de LNG dividida hacia la corriente 42 ha sido ajustada para que sea sólo ligeramente menor que esta cantidad máxima, de modo que el proceso del arte previo pueda lograr su recuperación máxima sin incrementar indebidamente la carga de calor en el hervidor 22. Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 1 es descrito en la siguiente tabla: Tabla I (FIG. 1) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Comente Metano Etano Propano Butanos+ Total 41 9,524 977 322 109 10,979 42 4,286 440 145 49 4,941 43 5,238 537 177 60 6,038 46 9,513 54 4 0 9,618 47 11 923 318 109 1,361 Recuperaciones* Etano 94.43 °/o Propano 99.03 % Butanos+ 99.78 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 276 HP [454 kW] Compresor de gas residual 5,267 HP [8,659 kW] Totales 5,543 HP [9,113 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 34,900 MBTU/h [22,546 kW] Calor de servicio de Nivel Elevado Hervidor del desmetanizador 8,280 MBTU/h [5,349 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Este proceso del arte previo también puede ser adaptado para producir un producto de LNG que contiene la mayoría de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación como se muestra en la figura 2 . El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 2 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 1 descrito previamente . Las únicas diferencias significativas son que la entrada de calor del hervidor 22 ha sido incrementada para separar los componentes de C2 del producto liquido (corriente 47) y la presión operativa de la torre de fraccionamiento 16 ha sido elevada ligeramente. La corriente del producto líquido 47 sale del fondo de la torre de fraccionamiento 16 (referida comúnmente como un desmetanizador cuando se produce un producto de LPG) a 87 °C (189°F) , basado en una especificación típica de una relación de etano a propano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo. Después de enfriamiento ha 52 °C (125 °F) en el intercambiador de calor 13, el producto líquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional . El vapor de la parte superior del desetanizador (corriente 46) deja la columna a -68 °C (-90 °F) , es calentado a -40 °C (-40 °F) en el intercambíador de calor 29 (corriente 46a) , y es comprimido por el compresor 28 hasta la presión de la línea para la venta (corriente 46b) . Después del enfriamiento a 28 °C (83 °F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 46c) fluye hasta la tubería de gas .para las ventas a 9,067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente. Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía por el proceso ilustrado en la figura 2 se describe en la siguiente tabla: Tabla II (FIG. 2) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Si un nivel de recuperación ligeramente inferior es aceptable, este proceso del arte previo puede producir un producto de LPG utilizando menos potencia y calor de servicio de nivel elevado como se muestra en la figura 3. El esquema de procesamiento del proceso de la figura 3 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 2 descrito previamente. La única diferencia significativa es que la división relativa entre las corrientes 42 y 43 ha sido ajustada para minimizar la carga del hervidor 22 mientras que se proporciona la recuperación deseada de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados . Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía para el proceso listado en la figura 3 es descrito en la siguiente tabla : Tabla 3 (FIG. 3) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Corriente Metano Etano Propano Butano Total 41 9,524 977 322 109 10,979 42 3,604 370 122 41 4,155 43 5,920 607 200 68 6,824 46 9,524 971 16 1 10,559 47 0 6 306 108 420 Recuperaciones* Propano 95.00 % Butanos+ 99.04 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 302 HP [496 kW] Compresor de gas residual 5,034 HP [8,276 kW] Totales 5,336 HP [8,772 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 40,247 MBTU/h [26,000 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 11,827 MBTU/h [7,640 kW] *(Basado en velocidades de flujo no redondeadas) La figura 4 muestra un proceso del arte previo alternativo de acuerdo con la patente U.S. No. 2,952,984 que puede lograr niveles de recuperación más elevados que el proceso del arte previo utilizado en la figura 1. El proceso de la figura 4, adaptado aquí para producir un producto de NGL que contiene la mayoría de los componentes de C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación, ha sido aplicado a la misma composición de LNG y las condiciones como se describieron previamente para la figura 1. En la estimulación del proceso de la figura 4, el LNG que va a ser procesado (corriente 41) desde el tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159 °C (-255 °F) . La bomba 11 eleva la presión de LNG de manera suficiente para que pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y por consiguiente hasta la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41a que sale de la bomba es calentada primero a -137 °C (-213 °F) en el condensador de reflujo 17 porque el ·. mismo proporciona enfriamiento al vapor de la parte superior (corriente 46) desde la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41b calentada parcialmente es calentada entonces a -129 °C (-200 °F) (corriente 41c) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento de producto líquido desde la columna (corriente 47) , y luego se calienta adicionalmente a -94 °C (-137 °F) (corriente 41d) en el intercambiador de calor 14 utilizando calor de servicio de nivel bajo. Después de la expansión a la presión operativa (2,758 kPa(a) (400 psia) ) de la torre de fraccionamiento 16 por la válvula 15, la corriente 41e fluye a un punto de alimentación de la columna media en su punto de burbujeo, aproximadamente -94 °C (-137 °F) . La corriente superior 46 deja la sección superior de la torre de fraccionamiento 16 a -99 °C .(-146 °F) y fluye hastal condensador de reflujo 17 en donde la misma es enfriada a -99°C (-147 °F) y condensada parcialmente por el intercambio de calor con el LNG frío (corriente 41a) como se describió previamente. La corriente condensada parcialmente 46a se introduce al separador de flujo 18 en donde el líquido condensado (corriente 49) es separado del vapor no condensado (corriente 48) . La corriente del liquido 49 del separador de flujo 18 es bombeada por la bomba de reflujo 19 a una presión ligeramente arriba de la presión operativa del desmetanizador 16 y la corriente 49a es suministrada entonces como la alimentación de la columna superior fria (reflujo) al desmetanizador 16. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes de C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que se elevan en la sección de rectificación superior del desmetanizador 16. La corriente de producto líquido 47 sale del fondo de la torre de fraccionamiento 16 a 22 °C (71 °F) , basado en una relación de metano con respecto al etano de 0.005:1 en una base en volumen en el producto del fondo. Después del enfriamiento a -8°C (-18 °F) en el intercambiador de calor 13 como se describió previamente, el producto líquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional. El gas residual (corriente 48) que dejal separador de reflujo 18 a -99 °C (-147 °F) , es calentado a -40°C (-40 °F) en el intercambiador de calor transversal 29 (corriente 48a) , y es comprimido por el compresor 28 hasta la presión de la línea de ventas (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 6 °C (43 °F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9, 067 kPa (a) (1315 psia) para distribución subsiguiente. Un resumen de las velocidades de fluj o de las corrientes y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 4 se describe en la siguiente tabla : Tabla IV ( FIG . 4 ) Resumen de Fluj o de las corrientes - kg mol/h (Ib . mol/h) Recuperaciones* Etano 99.90 % Propano 100.00 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 287 HP [472 kW] Bomba de reflujo 9 HP [ 15 kW] Compresor de gas residual 5,248 HP [8,627 kW] Totales 5,544 HP [9,114 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 11,265 MBTU/h [7,277 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desmetanizador 30,968 MBTU/h . [20,005 kWl *(Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla IV anterior paral proceso del arte previo de la figura 4 con aquellos en la tabla I paral proceso del arte previo de la figura 1, se muestra que el proceso de la figura 4 puede lograr recuperaciones substancialmente más elévadas de etano, propano, y butanos+. Sin embargo, comparando los consumos de los servicios en la tabla IV con aquellos en la tabla I se muestra que el calor de servicio de alto nivel requerido paral proceso de la figura 4 es mucho más elevado que paral proceso de la figura 1 a causa de que el proceso de la figura 4 no permite el uso óptimo de calor de servicio de nivel bajo. Este proceso del arte previo también puede ser adaptado para producir un producto de LPG que contiene la mayoría de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación como se muestra en la figura 5. El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 5 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 4 descrito previamente. Las únicas diferencias significativas son que la entrada de calor del hervidor 22 ha sido incrementada para separar los componentes C2 del producto liquido (corriente 47) y la presión operativa de la torre de fraccionamiento 16 ha sido elevada ligeramente. La composición y las condiciones de LNG son las mismas que las descritas previamente para la figura 2.

La corriente de producto líquido 47 sale del fondo del desetanizador 16 a 88°C (190 °F) basado en una relación de etano con respecto al propano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo. Después del enfriamiento a 52 °C (125 °F) en el intercambiador de calor 13, el producto líquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional. El gas residual (corriente 48) que dejal separador de reflujo 18 a -70°C (~94°F), es calentado a -40 °C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a), y es comprimido por el compresor 28 hasta la presión de la línea de ventas (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 26 °C (79°F) en el intercambiador transversal 29, el producto del gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería del gas para la venta a 9,067 kPa(a) (1315 psia) para la distribución subsiguiente. Un resumen de las velocidades de flujo de la corriente y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 5 es descrito en la siguiente tabla: Tabla V (FIG. 5) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Recuperaciones* Propano 99.90 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 309 HP [508 kW] Bomba de reflujo 12 IIP [ 20 k ] Compresor de gas residual 5,106 HP [8,394 kW] Totales 5,427 HP [8,922 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 1,689 MBTU/h [1,091 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 49,883 MBTU/h [32,225 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Si un nivel de recuperación ligeramente inferior es aceptable, este proceso del arte previo puede producir un producto de LPG que utilice menos potencia y calor de servicio de nivel elevado como se muestra en la figura 6. El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 6 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 5 descrito previamente. La única diferencia significativa es que la temperatura de salida de la corriente 46a desde el condensador de reflujo 17 ha sido ajustada para minimizar la carga del hervidor 22 mientras que se proporciona la recuperación deseada de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados. La composición y las condiciones de LNG son las mismas que se describieron previamente para la figura 3. Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 6 es descrito en la siguiente tabla: Tabla VI (FIG. 6) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Recuperaciones* Propano 95.00 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 309 HP [508 k ] Bomba de reflujo 7 HP [12 kW] Compresor de gas residual 5,108 HP [8,397 kW] Totales 5,424 HP [8,917 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 8,230 MBTU/h [5,317 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 43,768 MBTU/h [28,274 kW] *(Basado en velocidades de flujo no redondeadas) La figura 7 muestra otro proceso del arte previo alternativo de acuerdo con la patente Ü.S. No. 5,114,451 que también puede lograr niveles de recuperación más elevados que el proceso del arte previo utilizado en la figura 1. El proceso de la figura 7 , adaptado aquí para producir un producto de NGL que contiene la mayoría de los componentes de C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación,- ha sido aplicado a la misma composición y condiciones de LNG como se describieron previamente para las figuras 1 y 4. En la simulación del proceso de la figura 7, el LNG que va a ser procesado (corriente 41) desde el tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159°C (~255°F) . La bomba 11 eleva la presión del LNG suficientemente de modo que el mismo pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y por consiguiente hasta la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41a que sale de la bomba es dividida en dos porciones, las corrientes 42 y 43. La segunda porción, la corriente 43, es calentada previo a la introducción a la torre de fraccionamiento 16 de modo que la totalidad o una porción de la misma sea evaporada, reduciendo la cantidad de líquido que, fluye descendentemente hasta la torre de fraccionamiento 16 y permitiendo el uso de una columna de diámetro más pequeño. En el ejemplo mostrado en la figura 7, la corriente 43 es calentada primero a -143 °C (-226°F) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento del producto líquido desde la columna (corriente 47) . La corriente 43a calentada parcialmente es calentada entonces adicionalmente a -1°C (30°F) (corriente 43b) en el intercambiador de calor 14 utilizando calor de servicio de nivel bajo. Después de la expansión a la presión operativa (aproximadamente 2,723 kPa(a) (395 psia) ) de la torre de fraccionamiento 16 por la válvula 15, la corriente 43c fluye hasta un punto de alimentación, de la columna media, inferior a -3°C (27°F) . La proporción de la alimentación total en la corriente 41a que fluye a la columna como la corriente 42 es controlada por la válvula 12, y es típicamente de 50% o menos de la alimentación total. La corriente 42a fluye desde la válvula 12 hastal intercambiador de calor 17 en donde la misma es calentada cuando la misma enfría, condensa substancialmente, y subenfría la corriente 49a. La corriente calentada 42b fluye entonces al desmetanizador 16 en un punto de alimentación de la columna media superior a -107°C (-160°F) . La corriente superior 46 de la torre dejal desmetanizador 16 a -99°C (-147°F) y es dividida en dos porciones. La porción principal, la corriente 48, es el gas residual rico en metano. El mismo es calentado a -40 °C (-40 °F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) y comprimido por el compresor 28 hasta la presión de la línea para la venta (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 6°C (43 °F) en el intercambiador transversal 29, el producto del gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería de gas para la venta á 9,067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente. La porción menor de la parte superior de la torre, la corriente 49, se introduce al compresor 26, el cual suministra un refuerzo modesto en la presión para superar las caídas de presión en el intercambiador de calor 17 y una válvula de control 27, así como la carga estática debida a la altura del desmetanizador 16. La corriente comprimida 49a es enfriada a -155°C (-247°F) para condensar y subenfriar substancialmente la misma (corriente 49b) por una porción de la alimentación de LNG (corriente 42a) en el intercambiador de calor 17 como se describió previamente . La corriente 49b fluye a través de la válvula 27 para reducir su presión de modo que la torre de fraccionamiento 16 y la corriente resultante 49c fluya hastal punto de alimentación superior del desmetanizador 16 para servir como refluj o para la torre .

La corriente del producto liquido 47 sale de la parte inferior de la torre de fraccionamiento 16 a 21°C (70°F) , con base en una relación de metano con respecto al etano de 0. 005 : 1 en una base en volumen en el producto del fondo. Después del enfriamiento a -8°C (18 °F) en el intercambiador de calor 13 como se describió previamente, el producto liquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional. Un resumen de las velocidades del fluj o de las corrientes y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 7 es descrito en la siguiente tabla : Tabla VII ( FIG . 7 ) Resumen de Fluj o de las corrientes - kg mol/h ( Ib . mol/h) Recuperaciones* Etano 99.88 % Propano 100.00 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 276 HP [454 kW] Compresor de reciclaje 48 HP [79 kW] Compresor de gas residual 5,249 HP [8,629 kW] Totales 5,573 HP [9,162 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 31, 489 MBTU/h [20,342 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desmetanizador 10,654 MBTU/h [6,883 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla VII anterior paral proceso del arte previo de la figura 7 con aquellos en la tabla I paral proceso del arte previo de la figura 1, se muestra que el proceso de la figura 7 puede lograr recuperaciones substancialmente más elevadas de etano, propano, y butanos+, esencialmente iguales que aquellos descritos por el proceso del arte previo de la figura 4 como se muestra en la tabla IV. Además, comparando los consumos de los servicios en la tabla VII con aquellos en la tabla IV se muestra que el calor de servicio de alto nivel requerido paral proceso de la figura 7 es mucho más pequeño que aquel para la figura 4. En efecto, el calor de servicio de alto nivel requerido paral proceso de la figura 7 es solo aproximadamente 29 % más elevado que el proceso de la figura 1. Este proceso del arte previo también puede ser adaptado para producir un producto de LPG que contiene la mayoría de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación como se muestra en la figura 8. El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 8 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 7 descrito previamente. Las únicas diferencias significativas son que la entrada de calor del hervidor 22 ha sido incrementada para separar los componentes de C2 del producto liquido (corriente 47) , la división relativa entre las corrientes 42 y 43 ha sido efectuada para minimizar la carga del hervidor 22 mientras que se proporciona la recuperación deseada de los componentes C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados, y la presión operativa de la torre de fraccionamiento 16 ha sido elevada ligeramente. La composición y condiciones de LNG son las mismas que las descritas previamente para las figuras 2 y 5.

La corriente de producto liquido 47 sale del fondo del. desetanizador 16 a 87 °C (189°F) , basado en una relación de etano a propano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo. Después del enfriamiento a 51°C (124 °F) en el intercambiador de calor 13, el producto liquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional. La corriente residual (corriente 48) a -70 °C (-93 °F) es calentada a -40 °C (-40 °F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) y comprimida por el compresor 28 hasta la presión de la linea para la venta (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 25°C (78°F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9.067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente . Un resumen de las velocidades del flujo de las corrientes y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 8 es descrito en la siguiente tabla: Tabla VIII (FIG. 8) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Recuperaciones* Propano 99.90 % ButanosH- 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 302 HP [496 kW] Compresor de reciclaje 104 HP [171 kW] Compresor de gas residual 5,033 HP [8,274 kW] Totales 5,439 HP [8,941 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 25,468 MBTU/h [16,452 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desmetanizador 25,808 MBTU/h [16,672 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Si un nivel de recuperación ligeramente inferior es aceptable, este proceso del arte previo puede producir un producto de LPG que utilice menos potencia y calor de servicio de nivel elevado como se muestra en la figura 9. El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 9 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 8 descrito previamente. Las únicas diferencias significativas son que la división relativa entre las corrientes 42 y 43 y la velocidad de flujo de la corriente de reciclaje 49 han sido ajustadas para minimizar la carga del hervidor 22 mientras que se proporciona la recuperación deseada de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados. La composición y condiciones de LNG son las mimas que las descritas previamente para las figuras 3 y 6. ün resumen de las velocidades del flujo de las corrientes y el consumo de energía paral proceso ilustrado en la figura 9 es descrito en la siguiente tabla: Tabla IX (FIG. 9) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Recuperaciones Propano 95.00 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 302 HP [496 kWI Compresor de reciclaje 61 HP [100 kW] Compresor de gas residual. 5,034 HP [8,276 kW] Totales 5,397 HP [8,872 KW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 34,868 MBTU/h [22,525 kWI Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desmetanizador 16,939 MBTU/h [10,943 kW] (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Descripción Detallada de la Invención Ejemplo 1 La figura 10 ilustra un diagrama de flujo de un proceso de acuerdo con la presente invención. La composición y condiciones de LNG consideradas en el proceso presentado en la figura 10 son las mismas que aquellas en las figuras 1, 4 y 7. En consecuencia, el proceso de la figura 10 puede ser comparado con aquel de los procesos 1, 4, y 7 para ilustrar las ventajas de la presente invención. En la simulación del proceso de la figura 10, el LNG que va a ser procesado (corriente 41) desde el tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159°C (-255°F) . La bomba 11 eleva la presión de LNG de manera suficiente de modo que pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y de allí a la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41a que sale de la bomba es calentado a -102°C (-152°F) en el condensador de reflujo 17 cuando la misma proporciona enfriamiento al vapor de la arte de arriba (corriente 46) desde la torre de fraccionamiento 16. La corriente 41b que sale del condensador de reflujo 17 es dividida en dos porciones, las corrientes 42 y 43. La primera porción, la corriente 42 es expandida a la presión operativa (aproximadamente 2,758 kPa(a) (400 psia) de la torre de fraccionamiento 16 por la válvula 12 y suministrada a la torre en un punto de alimentación de la columna media superior.

La segunda porción, corriente 43, es calentada previo a la introducción a la torre de fraccionamiento 16 de modo que la totalidad o una porción de la misma sea evaporada, reduciendo la cantidad del líquido que fluye descendiendo sobre la torre de fraccionamiento 16 y permitiendo el uso de una columna de diámetro más pequeño . En el ejemplo mostrado en la figura 10, la corriente 43 es calentada primero a -94°C (-137°F) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento del producto liquido desde de la columna (corriente 47) . La corriente 43a calentada parcialmente es calentada entonces adicionalmente a -1°C (30 °F) (corriente 43b) en el intercambiador de calor 14 utilizando calor de servicio de nivel bajo. Después de la expansión a la presión operativa de la torre de fraccionamiento 16 por la válvula 15, la corriente 43c fluye a un punto de alimentación de la columna media inferior a -3°C (27°F) . El desmetanizador en la torre de fraccionamiento 16 es una columna de destilación convencional que contiene una pluralidad de platos espaciados verticalmente, uno o más lechos empacados, o alguna combinación de platos y empacado. Como se muestra en la figura 10, la torre de fraccionamiento puede consistir de dos secciones. La sección absorbente superior (de rectificación) 16a contiene los platos y/o el empaque para proporcionar el contacto necesario entre los vapores que viajan hacia arriba y el líquido frío que viaja hacia abajo para condensar y absorber el etano y los componentes más pesados, la sección de separación inferior (desmetanización) 16b contiene los platos y/o empaque para proporcionar el contacto necesario entre los líquidos que viajan hacia abajo y los vapores que viajan hacia arriba. La sección de desmetanización también incluye uno o más hervidores (tales como el hervidor 22) el cual calienta y evapora una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo de la columna para proporcionar la separación de los vapores que fluyen hacia arriba de la columna. La corriente de producto líquido 47 sale de la parte inferior de la torre a 22°C (71°F) , basado en la relación de metano con respecto al etano de 0.005:1 en una base en volumen en el producto inferior. Después del enfriamiento a -8°C (18°F) en el intercambiador de calor 13 como se describió previamente, el producto líquido (corriente 47a) fluye hacial almacenamiento o a procesamiento adicional. La corriente de destilación superior 46 es extraída de la sección superior de la torre de fraccionamiento 16 a -99°C (-146°F) y fluye hastal condensador de reflujo 17 en donde el mismo es enfriado a -99°C (-147°F) y condensado parcialmente por el intercambio de calor con el LNG frío (corriente 41a) como se describe previamente. La corriente parcialmente condensada 46a se introduce al separador de reflujo 18 en donde el líquido condensado (corriente 49) es separado del vapor no condensado (corriente 48) . La corriente de líquido 49 del separador de reflujol8 es bombeada por la bomba de reflujo 19 a una presión ligeramente arriba de la presión operativa del desmetanizador 16 y la corriente 49a es suministrada entonces como la alimentación de las columna superior fría (reflujo) al desmetanizador 16. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes de C2 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que se elevan en la sección de rectificación superior del desmetanizador 16. El gas residual (corriente 48) que dejal separador de reflujo 18 a -99°C (-147°F) , es calentado a -40°C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) , y es comprimida por el compresor 28 hasta la presión de la línea para la venta (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 6°C (43 °F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9,067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente . Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 10 es descrito en la siguiente tabla: Tabla X (FIG. 10) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Recuperaciones1 Etano 99.90% Propano 100.00 % Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 287 HP [472 kW] Compresor de reciclaje 25 HP 41 kW] Compresor de gas residual 5,248 HP [8,628 kW] Totales 5,560 HP [9,141 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 32,493 MBTU/h [20,991 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desmetanizador 9,741 MBTU/h [6,293 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla X anterior paral proceso de la figura 10 con aquellos en la tabla I para los procesos del arte previo de la figura 1, se muestra que la presente invención puede lograr una eficiencia mucho más elevada de recuperación de líquidos que el proceso de la figura 1. Comparando los consumos de los servicios en la tabla X con aquellos en la tabla I se muestra que el requerimiento de potencia para la presente invención es esencialmente el mismo que aquel paral proceso de la figura 1, y que el calor de servicio de nivel elevado requerido para la presente invención es sólo ligeramente más elevado (aproximadamente 18 %) que aquel paral proceso de la figura 1.

Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla X con aquellos en las tablas IV y VIII para los procesos del arte previo de las figuras 4 y 7, se muestran que la presente invención iguala las eficiencias de recuperación de los líquidos de los procesos de las figuras 4 y 7. Comparando el consumo de los servicios en la tabla X con aquellos en las tablas IV y VII se muestra que el requerimiento de potencia para la presente invención es esencialmente el mismo que aquel para los procesos de las figuras 4 y 7, pero que el calor de servicio de alto nivel requerido para la presente invención es substancialmente inferior (aproximadamente 69 % inferior y 9 % inferior, respectivamente) que aquel para los procesos de las figu s 4 y 7.

Existen tres factores principales que se toman en cuenta para la eficiencia mejorada de la presente invención. En primer lugar, comparado con el proceso del arte previo de la figura 1, la presente invención no depende de la propia alimentación de LWG para que sirva directamente como el reflujo paral dispositivo de contacto 16. En lugar de esto, la recuperación inherente en el LNG frío es utilizada indirectamente en el condensador de reflujo 17 para generar una corriente de reflujo líquida (corriente 49) que contiene muy poco de los componentes de C2 y de los componentes de hidrocarburos más pesados que van a ser recuperados, conduciendo a una rectificación eficiente en la sección de absorción superior 16a de la torre de fraccionamiento 16 y evitando las limitaciones de equilibrio del proceso de la figura 1 del arte previo (de manera semejante a las etapas mostradas en el proceso del arte previo de la figura 4) . En segundo lugar, comparado con el proceso del arte previo de la figura 4, la división de la alimentación de LNG en dos porciones antes de la alimentación a la torre de fraccionamiento 16 permite el uso más eficiente del calor de servicio de nivel bajo, por lo cual se reduce la cantidad del calor de servicio de nivel elevado consumido por el hervidor 22. La porción relativamente más fría de la alimentación de LNG (corriente 42a en la figura 10) sirve como una segunda corriente de reflujo para la torre de f accionamiento 16, proporcionando la rectificación parcial de los vapores en la porción calentada (corriente 43c en la figura 10) de modo que el calentamiento y la evaporación de esta porción de la alimentación de LNG no incremente indebidamente la carga sobre el condensador de reflujo 17. En tercer lugar, comparado con el proceso del arte previo de la figura 7, utilizando la alimentación de LNG completa (corriente 41a en la figura 10) en el condensador de reflujo 17 en lugar de sólo una porción (corriente 42a en la figura 7) se permite la generación de más reflujo para la torre de fraccionamiento 16, como se puede observar comparando la corriente 49 en la tabla X con la corriente 49 en la tabla V. El flujo más elevado del reflujo permite que una cantidad mayor de la alimentación de LNG sea calentada utilizando el calor de servicio de nivel bajo en el intercambiador de calor 14 (compárese la corriente 43 en la tabla X con la corriente 43 en la tabla VII) , reduciendo la carga requerida en el hervidor 24 y minimizando la cantidad de calor de servicio de nivel elevado necesario para satisfacer la especificación paral producto líquido del fondo del desmetanizador. Ej emplo 2 La presente invención también puede ser adaptada para producir un producto de LPG que contiene la mayoría de los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados presentes en la corriente de alimentación como se muestra en la figura 11. La composición de LNG y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la figura 11 son las mismas que se describieron previamente para las figuras 2, 5, y 8. En consecuencia, el proceso de la figura 11 de la presente invención puede ser comparado con los procesos del arte previo exhibidos en las figuras 2, 5, y 8. El esquema de procesamiento paral proceso de la figura 11 es esencialmente el mismo que aquel utilizado paral proceso de la figura 10 descrito previamente. Las únicas diferencias significativas son que la entrada de calor del hervidor 22 ha sido incrementada para separar los componentes de C2 del producto líquido (corriente 47) y la presión operativa de la torre- de fraccionamiento 16 ha sido elevada ligeramente . La corriente de producto liquido 47 sale del fondo del desetanizador 16 a 87°C (189°F) , basado en una relación de etano con respecto al propano de 0.020:1 en una base molar en el producto del fondo. Después del enfriamiento a 51°C (124°F) en el intercambiador de calor 13, el producto líquido (corriente 47a) fluye hastal almacenamiento o a procesamiento adicional. El gas residual (corriente 48) que dejal separador de reflujo 18 a -70°C (-94°F), es calentada a -40°C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) , y es comprimida por el compresor 28 hasta la presión de la línea de venta (corriente 48b) . Después del enfriamiento a 26°C (79°F) en el intercambiador transversal 29, el producto de gas residual (corriente 48c) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9, 067 kPa (a) (1315 psia) para distribución subsiguiente. Un resumen de las velocidades de fluj o de las corrientes y de los consumos de energía paral proceso ilustrado en la figura 11 es descrito en la siguiente tabla . Tabla XI ( FIG . 11 ) Resumen de Fluj o de las corrientes - kg mol/h (Ib . mol/h) Recuperaciones Propano 99.90% Butanos+ 100.00 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 309 HP [508 kW] Compresor de reciclaje 16 HP [26 kW] Compresor de gas residual 5,106 HP [8,394 kW] Totales 5,431HP [8,928 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 28,486 MBTU h [18,402 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 23,077 MBTU/h [14,908 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla XI anterior paral proceso de la figura 11 con aquellos en la tabla II paral proceso del arte previo de la figura 2 , se muestra que la presente invención puede lograr una eficiencia de recuperación de líquidos mucho más elevada que el proceso de la figura 2. Comparando los consumos de servicios en la tabla XI con aquellos en la tabla II se muestra que el requerimiento de energía para la presente invención es esencialmente el mismo que paral proceso de la figura 2 , aunque el calor de servicio de nivel elevado requerido para la presente invención es significativamente más elevado (aproximadamente 40 %) que aquel paral proceso de la figura 2. Comparando los niveles de recuperación exhibidos en la tabla XI con aquellos en las tablas V y VIII para las figuras 5 y 8 de los procesos del arte previo se muestra que la presente invención iguala las eficiencias de recuperación de líquidos de los procesos de las figuras 5 y 8. Comparando los consumos de servicios en la tabla XI con aquellos en las tablas V y VIII se muestra que el requerimiento de energía para la presente invención es esencialmente el mismo que aquel para los procesos de las figuras 5 y 8, pero que el calor de servicio de alto nivel requerido para la presente invención es substancialmente inferior (aproximadamente 54 % inferior y 11 % inferior, respectivamente) que aquel para los procesos de las figuras 5 y 8.

Ejemplo 3 Si un nivel de recuperación ligeramente inferior es aceptable, otra modalidad de la presente invención puede ser utilizada para producir un producto de LPG utilizando una cantidad mucho menor de energía y calor de servicio de alto nivel. La figura 12 ilustra tal modalidad alternativa. La composición y las condiciones de LNG consideradas en el proceso presentado en la figura 12 son las mismas que aquellas en la figura 11, así como aquellas descritas previamente para las figuras 3, 6, y 9. En consecuencia, el proceso de la figura 12 de la presente invención puede ser comparado con la modalidad exhibida en la figura 11 y con los procesos del arte previo exhibidos en las figuras 3, 6, y 9. En la simulación del proceso de la figura 12, el LNG va a ser procesado (corriente 41) del tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159°C (-255°F) . La bomba 11 eleva la presión del LNG de manera suficiente de modo que el mismo pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y por consiguiente hasta la columna absorbedora 16. La corriente 41a que sale de la bomba es calentada primero a -69°C (-91°F) en el condensador de reflujo 17 cuando la misma proporciona enfriamiento al vapor que sale por la parte superior (corriente de destilación 46) extraído del dispositivo de contacto de la columna 16. La corriente 41b calentada parcialmente es calentada entonces a -67°C (-88°P) (corriente 41c) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento del producto líquido (corriente 47) desde la columna de separación por fraccionamiento 21, y luego se calienta adicionalmente a -1°C (30°P) (corriente 41b) en el intere mblador de calor 14 utilizando calor de servicio de nivel bajo. Después de la expansión a la presión operativa (aproximadamente 5,895 kPa(a) 855 psia) de la columna absorbedora 16 por la válvula 15, la corriente 41e fluye hasta un punto de alimentación de la columna inferior sobre la columna a -2°C (28°P) . La porción líquida (si es que exista alguna) de la corriente expandida 41e se mezcla con los líquidos que caen descendentemente desde la sección superior de la columna absorbedora 16 y la corriente de líquidos combinados 44 sale del fondo del dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16 a -8°C (17°F) . La porción de vapor de la corriente expandida 41e viaja hacia arriba a través de la columna absorbedora 16 y se pone en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo para condensar y absorber los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados . La corriente líquida combinada 44 desde el fondo de la columna absorbedora 16 es expandida de manera instantánea a una presión ligeramente más elevada que la presión operativa (2,965 kPa(a) 430 psia)) de la columna separadora 21 por la válvula de expansión 20, la columna de enfriamiento 44 a -24°C (-11°F) (corriente 44a) antes de que la misma se introduzca a la columna separadora por fraccionamiento 21 en un punto de alimentación de la columna superior. En la columna separadora 21, la corriente 44a es separada de sus componentes de metano y C2 por los vapores generados en el hervidor 22 para satisfacer la especificación de una relación de etano con respecto al propano de 0.020:1 en una base molar. La corriente del producto líquido 47 resultante sale del fondo de la columna separadora 21 a 88°C (191°F) y es enfriada a 52°C (126°P) en el intercambiador de calor 13 (corriente 47a) antes de que fluya al almacenamiento o a procesamiento adicional. El vapor que sale por la parte superior (corriente 45) de la columna separadora 21 sale de la columna a 11°C (52 °F) y se introduce al compresor de la parte superior 23 (impulsado por una fuente de potencia suplementaria) . El compresor superior 23 eleva la presión de la corriente 45a hasta una presión ligeramente más arriba que la presión operativa de la columna absorbedora 16 de modo que la corriente 45a puede ser suministrada a la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna inferior. La corriente 45a se introduce a la columna absorbedora 16 a 62 °C (144°F) , después de lo cual se eleva hacia arriba a través de la columna absorbedora 16 y se pone en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo para condensar y absorber los componentes C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados . La corriente de destilación superior 46 es extraída del dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16 a -53 °C (-63 °F) y fluye hastal condensador de reflujo 17 en donde la misma es enfriada a -61°C (-78°F) y condensada parcialmente por el intercambio de calor con el LNG frío (corriente 41a) como se describió previamente. La corriente 46a condensada parcialmente se introduce al separador de reflujo 18 en donde el líquido condensadó (corriente 49) es separado del vapor no condensadó (corriente 48) . La corriente líquida 49 del separador de reflujo 18 es bombeada por la bomba de reflujo 19 a una presión ligeramente arriba de la presión de operación de la columna absorbedora 16 y la corriente 49a es suministrada entonces como la alimentación de la columna superior fría (reflujo) a la columna absorbedora 16. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que se elevan en la columna absorbedora 16. El gas residual (corriente 48) que dej al separador de reflujo 18 a -61°C (-78°F) , es calentado a -40°C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) , y es comprimido por el compresor 28 hasta la presión de la línea para la venta (corriente 48b) . Después de enfriamiento a -38 °C (-37 °F) en el intercambiador transversal 29, la corriente 48c es calentada a -1°C (30 °F) utilizando el calor de servicio de nivel bajo en el intercambiador de calor 30 y el producto de gas residual (corriente 48b) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9,067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente. Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura se describe en la siguiente tabla : Tabla XII (FIG. 12) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 41 9,524 977 322 109 10,979 44 705 447 552 129 1,835 45 705 441 246 20 1,414 46 31,114 4,347 93 0 35,687 49 21,590 3,376 77 0 25,129 48 9,524 971 16 0 10,558 47 0 6 306 109 421 Recuperaciones* Propano 95.01% Butanos+ 99.98 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 616 HP [1,013 kW] Bomba de reflujo 117 HP [192 kW] Compresor de reciclaje 422 HP [694 kW] Compresor de gas residual 1,424 HP [2,341 kW] Totales 2,579 HP [4,240kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 32,436 MBTU/h [20,954 kW] Calentador de Gas Residual 12,541 MBTU/h [8,101 kW] Totales 44,977 MBTU/h [29,055 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 7,336 MBTU/h [4,739 kW] *(Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando la tabla XII anterior para la modalidad de la figura 12 de la presente invención con la tabla XI para la modalidad de la figura 11 de la presente invención se muestra que existe una reducción en la recuperación de los líquidos (desde 99.90 % de recuperación de propano y una recuperación de 100.00 % de butanos+ hasta una recuperación de propano de 95.01 % y una recuperación de 99.98 % de butanos+) para la modalidad de la figura 12. Sin embargo, los requerimientos de potencia y calor para la modalidad de la figura 12 son menores que una mitad de aquellos para la modalidad de la figura 11. La elección de cual modalidad utilizar para una aplicación particular será dictada generalmente por el valor monetario de los hidrocarburos más pesados en el producto de LPG contra su valor correspondiente como el combustible gaseoso en el producto de gas residual, y por el costo de la energía y el calor de servicio de alto nivel. Comparando los niveles en comparación exhibidos en la tabla XII con aquellos en las tablas III, VI, y IX para los procesos del arte previo de las figuras 3, 6, y 9, se muestra que la presente invención iguala las eficiencias de recuperación de líquidos de los procesos de las figuras 3, 6, y 9. Comparando los consumos de servicios en la tabla XII con aquellos en las tablas III, VI, y IX se muestra que el requerimiento de potencia para esta modalidad de la presente invención es significativamente menor (aproximadamente 52 % inferior) que aquella para los procesos de las figuras 3, 6, y 9/ porque es el calor de servicio de' alto nivel requerido (aproximadamente 38%, 83%, y 57% inferior, respectivamente, que aquel para los procesos de las figuras 3, 6, y 9) . Comparando esta modalidad de la presente invención con el proceso del arte previo exhibido en las figuras 3, 6, y 9 se debe señalar que aunque la presión operativa de la columna separadora de fraccionamiento 21 es la misma que aquella para la torre de f accionamiento 16 en los tres procesos del arte previo, la presión operativa del dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16 es significativamente más elevada (5,895 kPa(a) (855 psia) ) contra 2,965 kPa(a) (430 psia)). En consecuencia, el gas residual se introduce al compresor 28 a una presión más elevada en la modalidad de la figura 12 de la presente invención y menos caballos de vapor de compresión son necesarios por lo tanto para suministrar el gas residual a la presión de la tubería. Puesto que los procesos del arte previo efectúan la rectificación y separación en la misma torre (es decir, la sección de absorción 16a y la sección de separación 16b contenidas en la torre de fraccionamiento 16 en la figura 1) , las dos operaciones deben ser efectuadas necesariamente a la misma presión de manera esencial que en los procesos del arte previo. El consumo de energía de los procesos del arte previo podría ser reducido por la elevación de la presión de operación del desetanizador 16. Desafortunadamente, esto no se puede contemplar en este caso a causa del efecto perjudicial sobre el funcionamiento de la destilación en el desetanizador 16 que podría resultar de la presión de operación más elevada. Este efecto es manifestado por una transferencia pobre de la masa en el desetanizador 16 debido al comportamiento de fases de sus corrientes de vapor y líquido. Son de interés principal las propiedades físicas que afectan la eficiencia de la separación del vapor-líquido, especialmente la tensión superficial del liquido y la diferencia en las densidades de las dos fases. Como resultado, la presión operativa del desetanizador 16 no debe ser elevada arriba de los valores mostrados en las figuras 3, 6, y 9 de modo que no existan medios disponibles para reducir el consumo de potencia del compresor 28 utilizando los procesos del arte previo. Con el compresor superior 23 que suministra la fuerza motriz para provocar que los vapores superiores de la columna separadora 21 (corriente 45 en la figura 12) fluyan a la columna absorbedora 16, las presiones operativas de la operación de rectificación (columna absorbedora 16) y la operación de separación (columna separadora 21) ya no sean acoplados conjuntamente más como los mismos lo están en los procesos del arte previo. En el caso de la columna separadora 21, la presión puede ser seleccionada para asegurar buenas características de destilación, mientras que para la columna absorbedora 16 la presión puede ser seleccionada para utilizar el nivel de recuperación de los líquidos contra los requerimientos de potencia de compresión del gas residual. La reducción dramática en la carga del hervidor 22 para la modalidad de la figura 12 de la presente invención es el resultado de dos factores. En primer lugar, cuando la corriente liquida 44 desde el fondo de la columna absorbedora 16 es expandida instantáneamente hasta la presión de operación de la columna separadora 21, una porción significativa de los componentes de metano y C2 en esta corriente es evaporada. Estos vapores regresan a la columna absorbedora 16 en la corriente 45a para servir como vapores de separación para los líquidos que fluyen hacia abajo en la columna absorbedora, de modo que exista menos de los componentes de metano y C2 que van a ser separados de los líquidos en la columna separadora 21. En segundo lugar, el compresor superior 23 es en esencia una bomba de calor que sirve como un hervidor lateral para la columna absorbedora 16, puesto que el calor de la compresión es suministrado directamente al fondo de la columna absorbedora 16. Esto reduce adicionalmente la cantidad de los componentes de metano y C2 contenidos en la corriente 44 que debe ser separada de los líquidos en la columna separadora 21. Ejemplo 4 Un diseño ligeramente más complejo que mantiene la misma recuperación del componentes C3 con un consumo de potencia inferior puede ser logrado utilizando otra modalidad de la presente invención como se ilustra en el proceso de la figura 3. La composición y condiciones de LNG consideradas en el proceso presentado en la figura 13 son las mismas que aquellas en la figura 12. En consecuencia, la modalidad de la figura 13 puede ser comparada con la modalidad exhibida en la figura 12. En la simulación del proceso de la figura 13 , el LNG que va a ser procesado (corriente 41) desde el tanque de LNG 10 se introduce a la bomba 11 a -159°C (-255°F) . La bomba 11 eleva la presión del LNG suficientemente de modo que la misma pueda fluir a través de los intercambiadores de calor y por consiguiente hasta la columna absorbedora 16. La corriente 41a que sale de la bomba es calentada primero a -76°C (-104°F) en el condensador de reflujo 17 porque el mismo proporciona enfriamiento al vapor de la parte superior (corriente de destilación 46) extraído del dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16. La corriente 41b calentada parcialmente es calentada entonces a -67°C (-88°F) en el intercambiador de calor 13 por el enfriamiento de la corriente de la parte superior (corriente 45a) y el producto líquido (corriente 47) de la columna separadora por fraccionamiento 21, y luego se calienta adicionalmente a -1°C (-30°F) (corriente 41d) en el intercambiador de calor 14 utilizando el calor de servicio de nivel bajo. Después de la expansión a la presión operativa (aproximadamente 5,895 kPa(a) (855 psia) ) de la columna absorbedora 16 por la válvula 15, la corriente 41e fluye a un punto de alimentación de la columna inferior sobre la columna absorbedora 16 a -2°C (28 °F) . La porción líquida (si existe alguna) de la corriente expandida 41e se mezcla con los líquidos que caen descendiendo desde la sección superior de la columna absorbedora 16 y la corriente de líquidos combinados 44 sale del fondo de la columna absorbedora 16 a -15°C (5°F) . La porción de vapor de la corriente expandida 41e viaja hacia arriba a través de la columna absorbedora 16 y se pone en contacto con el líquido frío que cae hacia abajo para condensarse y absorber los componentes de C3 y los componentes de los hidrocarburos más pesados . La corriente líquida combinada 44 del fondo del dispositivo del contacto de la columna absorbedora 16 es expandida instantáneamente hasta una presión ligeramente arriba de la presión operativa (2,965 kPa(a) (430 psia) ) de la columna separadora 21 por la válvula de expansión 20, enfriando la corriente 44 a -31°C (-24°F) antes que la misma se introduzca a la columna separadora por fraccionamiento 21 en un punto de alimentación de la columna superior. En la columna separadora 21, la corriente 44a es separada de sus componentes de metano y C2 por los vapores generados en el hervidor 22 para satisfacer la especificación de una relación de etano con respecto al propano de 0.020:1 en una base molar. La corriente de producto líquido resultante 47 sale del fondo de la columna separadora 21 a 88°C (191°F) y es enfriada a 52°C (126°F) en el intercambiador de calor 13 (corriente 47a) antes de fluir al almacenamiento o a procesamiento adicional . El vapor de la parte superior (corriente 45) de la columna separadora 21 sale de la columna a 6°C (43 °F) y fluye hastal intercambiador transversal 24 en donde la misma es enfriada a -44°C (-47°F) y parcialmente condensada. La corriente 45a condensada parcialmente es enfriada adicionalmente a -73°C (-99°F) en el intercambiador de calor 13 como se describió anteriormente, condensando el resto de la corriente. La corriente liquida condensada 45b se introduce entonces a la bomba superior 25, lo cual eleva la presión de la corriente 45a a una presión ligeramente arriba de la presión operativa de la columna absorbedora 16. La corriente 45c regresa al intercambiador transversal 24 y es calentada a 3°C (38°F) y vaporizada parcialmente cuando la misma proporciona enfriamiento a la corriente 45. La corriente 45d parcialmente vaporizada es suministrada entonces a la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna inferior, después de lo cual su porción de vapor se eleva hacia arriba a través de la columna absorbedora 16 y se pone en contacto con el liquido frío que viaja descendentemente para condensar y absorber los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados. La porción líquida de la corriente 45d se mezcla con los líquidos que viajan hacia abajo desde la sección superior de la columna absorbedora 16 y llega a ser parte de la corriente líquida combinada 44 que dejal fondo de la columna absorbedora 16. La corriente de destilación superior 46 es extraída del dispositivo del contacto de la columna absorbedora 16 a -53 °C (-64°F) y fluye hastal condensador de reflujo 17 en donde la misma es enfriada a -61°C (-78°F) y condensada parcialmente por el intercambio de calor con LNG (corriente 41a) como se describió previamente. La corriente parcialmente condensada 41a se introduce al separador de reflujo 18 en donde el líquido condensado (corriente 49) es separado del vapor no condensado (corriente 48) . La corriente líquida 49 del separador de reflujo 18 es bombeada por la bomba de reflujo 19 a una presión ligeramente arriba de la presión operativa de la columna absorbedora 16 y la corriente 49a es suministrada entonces como la alimentación de la columna superior fría (reflujo) a la columna absorbedora 16. Este reflujo líquido frío absorbe y condensa los componentes de C3 y los componentes de hidrocarburos más pesados de los vapores que se elevan en la columna absorbedora 16. El gas residual (corriente 48) que dejal separador de reflujo 18 a -61°C (-78°F) , es calentada a -40°C (-40°F) en el intercambiador transversal 29 (corriente 48a) , y es comprimida por el compresor 28 hasta la presión de la linea para ventas (corriente 48b) . Después del enfriamiento a -38 °C (-37 °F) en el intercambiador de calor 29, la corriente 48c es calentada a -1°C (30°F) utilizando el calor de servicio de nivel bajo en el intercambiador de calor 30 y el producto del gas residual (corriente 48b) fluye hasta la tubería de gas para la venta a 9,067 kPa(a) (1315 psia) para distribución subsiguiente . Un resumen de las velocidades de flujo de las corrientes y el consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 3 es descrito en la siguiente tabla : Tabla XIII (FIG. 13) Resumen de Flujo de las corrientes - kg mol/h (Ib. mol/h) Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 41 9,524 977 322 109 10,979 44 850 534 545 127 2,058 45 850 528 239 18 1,637 46 28,574 3,952 83 0 32,732 49 19,050 2,981 67 0 22,174 48 9,524 971 16 0 10,558 47 0 6 306 109 421 Recuperaciones* Propano 95.05% Butanos+ 99.98 % Potencia Bomba de alimentación de LNG 616 HP [1,013 kW] Bomba de reflujo 103 HP [169 kW] Bomba para los vapores 74 HP [122 kW] Compresor de gas residual 1,424 HP [2,341 kW] Totales 2,217 HP [3,645 kW] Calor de servicio de nivel bajo Calentador de LNG 32, 453 MBTU/h [20,965 kW] Calentador de gas residual 12,535 MBTU/h [8,098 kW] Totales 44,988 MBTU/h [29,063 kW] Calor de servicio de Nivel elevado Hervidor del desetanizador 8,218 MBTU/h [5,309 kW] * (Basado en velocidades de flujo no redondeadas) Comparando la tabla XIII anterior para la modalidad de la figura 13 de la presente invención con la tabla XII para la modalidad de la figura 12 de la presente invención se muestra que la recuperación de líquidos es la misma para la modalidad de la figura 13. Puesto que la modalidad de la figura 13 utiliza una bomba (bomba de los vapores 25 en la figura 13) en lugar de un compresor (compresor de los vapores 23 en la figura 12) para dirigir el vapor de la parte superior desde la columna separadora por fraccionamiento 21 hastal dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16, una menor potencia es requerida por la modalidad de la figura 13. Sin embargo, puesto que la corriente resultante 45d suministrada a la columna absorbedora 16 no es evaporada totalmente, más liquido deja la columna absorbedora 16 en la corriente de los fondos 44 y debe ser separada de sus componentes de metano y C2 en la columna separadora 21, incrementando la carga en el hervidor 22 e incrementando la cantidad de calor de servicio de alto nivel requerido por la modalidad de la figura 13 de la presente invención comparado con la modalidad de la figura 2. La elección de cual modalidad utilizar para una aplicación particular generalmente será dictada por los costos relativos de la potencia contral calor de servicio de alto nivel y los costos de capital relativo de las bombas y los intercambiadores de calor contra los compresores . Otras modalidades En la modalidad de la figura 13 de la presente invención, el LNG calentado parcialmente que dejal condensador de reflujo 17 (corriente 41b) suministral enfriamiento final al vapor de la parte superior (corriente 45a) de la columna separadora por f accionamiento 21. En algunos casos, puede no existir un enfriamiento suficiente disponible en la corriente 41b para condensar totalmente el vapor de la parte superior. En esta circunstancia, una modalidad alternativa de la presente invención tal como aquella mostrada en la figura 14 podría ser empleada. La corriente de gas natural 41e licuado, calentada, es dirigida hacial dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16 en donde la corriente de destilación 46 y la corriente líquida 44 son formadas y separadas. La corriente de líquido 44 es dirigida hacia la columna es dirigida hacia la columna separadora por fraccionamiento 21 en donde la corriente es separada en la corriente de vapor 45 y la corriente de producto líquido 47. La corriente de vapor 45 es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente en un intercambiador transversal 24 y el intercambiador de calor 13. Un separador de la parte superior 26 puede ser utilizado para separar la corriente de la parte superior 45b condensada parcialmente en su fracción de vapor respectiva (corriente 50) y el fraccionamiento líquido (corriente 51) . La corriente líquida 51 se introduce a la bomba de la parte superior 25 y es bombeada a través del intercambiador transversal 24 para calentarla y evaporarla parcialmente (corriente ¦ 51b) . La corriente de vapor 50 es comprimida por el compresor de la parte superior 23 (con el calentamiento opcional antes de y/o el enfriamiento después de la compresión por medio de los intercambiadores de calor 31 y/o 32) para elevar su presión de modo que pueda ser combinada con la salida del intercambiador transversal 24 para formar la corriente combinada 45c que es suministrada después de esto a la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna inferior. Alternativamente, como se muestra por la línea punteada, algo o la totalidad del vapor comprimido (corriente 50c) puede ser suministrada por separado a la columna absorbedora 16 en un segundo punto de alimentación de la columna inferior. Algunas aplicaciones pueden favorecer el calentamiento del vapor previo a la compresión (como se muestra por el intercambiador de calor 31) mostrado con líneas punteadas, para permitir una metalurgia menos costosa en el compresor 23 o por otras razones. El enfriamiento de la salida del compresor de la parte superior 23 (corriente 50b) tal como el intercambiador de calor 32 mostrado con líneas punteadas, también puede ser favorecido bajo algunas circunstancias . Algunas circunstancias pueden favorecer el enfriamiento de la corriente de alta presión que dejal compresor superior 23, tal como con el intercambiador de calor 24 mostrado con líneas punteadas en la figura 15. También puede ser deseable calentar el vapor de la parte superior antes que el mismo se introduzca al compresor (para permitir una metalurgia menos costosa en el compresor, por ejemplo,), tal como con el intercambiador transversal 24 mostrado con líneas punteadas en la figura 16. La elección de que si se calienta la entrada al compresor superior y/o de enfriar . la salida desde el compresor de la parte superior dependerá de la composición del LNG, el nivel de recuperación del líquido deseado, las presiones operativas de la columna 16 y la columna separadora.21 y las temperaturas de proceso resultantes, y otros factores. Algunas circunstancias pueden favorecer el uso de una configuración de alimentación dividida para la alimentación de LNG (como se describió previamente en las figuras 10 y 11) cuando se utiliza las modalidades de dos columnas de la presente invención. Como se muestra en las figuras 15 a 18, la LNG calentada parcialmente (corriente 41b en las figuras 15 y 16 y la corriente 41c en las figuras 17 y 18) puede ser divida en dos porciones, las corrientes 42 y 43, con la primera porción en la corriente 42 suministrada para poner en contacto el dispositivo de la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna media superior sin un calentamiento adicional . Después del calentamiento adicional, la segunda porción en la corriente 43 puede ser suministrada entonces a la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna media inferior, de modo que los líquidos fríos presentes en la primera porción puedan proporcionar la rectificación parcial de los vapores en la segunda porción. La elección de que si se usa la configuración de alimentación dividida en lugar de las modalidades de dos columnas de la presente invención dependerá generalmente de la composición de LNG y del nivel de recuperación deseado del líquido. En la modalidad de la figura 17 que utiliza una configuración de alimentación dividida para la alimentación de LNG, la corriente líquida 44 es dirigida hacia la columna separadora por fraccionamiento 21 en donde la corriente es separada en la corriente de vapor 45 y la corriente de producto líquido 47. La corriente de vapor es enfriada en el intercambiador transversal 24 y el intercambiador de calor 33 para condensación substancial. La corriente 45b substancialmente condensada es bombeada a una presión más elevada por la bomba 25, calentada en el intercambiador transversal 24 para evaporar al menos una porción de la misma, y después de esto aplicada como la corriente 45d al dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de la columna inferior. En la modalidad de la figura 18 utilizando una configuración de alimentación dividida para la alimentación de LNG, la corriente de vapor 45 es enfriada en el intercambiador transversal 24 y el intercambiador de calor 33 suficientemente para condensarla parcialmente y después de esto separarla en el separador de la parte superior 26 en su fracción de vapor respectiva (corriente 50) la fracción líquida (corriente 51) . La corriente líquida 51 se introduce a la bomba de la parte superior 25 y es bombeada a través del intercambiador transversal 24 para calentarla y evaporarla parcialmente (corriente 51b) . La corriente de vapor 50 es comprimida por el compresor superior 23 (con el calentamiento opcional antes y/o enfriamiento después de la compresión por medio de los intercambiadores de calor 31 y/o 32) para elevar su presión de modo que la misma pueda ser combinada con la salida del intercambiador de calor transversal 24 para formar la corriente combinada 45c que después de esto es aplicada a la columna absorbedora 16 en un punto de alimentación de las columna inferior. Alternativamente, como es mostrado por la línea de trazos interrumpidos, algo o la totalidad del vapor comprimido (corriente 50c) puede ser suministrada a la columna absorbedora 16 en un segundo punto de alimentación de la columna inferior. Algunas aplicaciones pueden favorecer el calentamiento del vapor previo a la compresión (como se muestra por el intercambiador de calor 31 de trazos interrumpidos) para permitir una metalurgia menos costosa en el compresor superior 23 o por otras razones. El enfriamiento de la salida desde el compresor superior 23 (corriente 50b) , tal como en el intercambiador de calor 32 de trazos interrumpidos, también puede ser favorecido bajo algunas circunstancias.

El condensador de reflujo 17 puede estar localizado dentro de la torre arriba de la sección de rectificación de la torre de fraccionamiento 16 o la columna absorbedora 16 como se muestra en la figura 19. Esto elimina la necesidad del separador de reflujo 18 y la bomba de reflujo 19 mostrada en las figuras 10 a 18 a causa de que la corriente de destilación es tanto enfriada como separada entonces en la torre arriba de las etapas de fraccionamiento de la columna. Alternativamente, el uso de un deflegmador (tal como el deflegmador 27 en la figura 20) en lugar del condensador de reflujo 17 en las figuras 10 a 18 elimina la necesidad del separador de reflujo 18 y la bomba de reflujo 19 y también proporciona etapas de fraccionamiento concurrentes paral suplemento de aquellas en la sección superior de la columna. Si el deflegmador está colocado en una instalación a nivel del suelo, el mismo puede ser conectado a un separador de vapor-líquido y líquido conectado en el separador bombeado a la parte superior de la columna de destilación (ya sea la torre de fraccionamiento 16 o el dispositivo de contacto de la columna absorbedora 16) . La decisión en cuanto a si se incluye el condensador de reflujo dentro de la columna o de utilizar un deflegmador, usualmente depende del tamaño de la instalación y los requerimiento de la superficie del intercambiador de calor. También se debe señalar que las válvulas 12 y/o 15 podrían ser remplazadas con motores de expansión (turboexpansores) por lo cual se podría extraer trabajo de la reducción de presión de la corriente 42 en las figuras 10, 11, y 15 hasta 18, la corriente 43b en las figuras 10, 11, y 15 a 18, y/o la corriente 41d en las figuras 12 a 14. En este caso, el LNG (corriente 41) debe ser bombeado a una presión más elevada de modo que la extracción de trabajo sea factible. Este trabajo podría ser utilizado para proporcionar potencia para bombear la corriente de LNG, para la compresión del gas residual o el vapor da la parte superior de la columna separadora, o para generar electricidad. La elección entre el uso de las válvulas o motores de expansión dependerá de las circunstancias particulares de cada proyecto de procesamiento de LNG. En las figuras 10-20, los intercambiadores de calor individuales han sido mostrados para la mayoría de los servicios. Sin embargo, es posible combinar dos o más servicios de intercambiadores de calor en un intercambiador de calor común, tal como la combinación de intercambiadores de calor 13, 14, y 24 en la figura 14 en un intercambiador de calor común. En algunos casos, la circunstancias pueden favorecer la división de un servicio de intercambio de calor en intercambiadores múltiples . La decisión en cuanto a si se combinan los servicios de intercambio de calor o de utilizar más de un intercambiador de calor paral servicio indicado dependerá de un número de factores incluyendo, pero sin estar limitado a, la velocidad de flujo de LNG, el tamaño del intercambiador de calor, las temperaturas de la corriente, etc.

Se reconocerá que la cantidad relativa de la alimentación encontrada en cada ramificación de la alimentación de LNG divida a la torre de fraccionamiento 16 o la columna absorbedora 16 dependerá de varios factores, incluyendo la composición de LNG, la cantidad de calor que puede ser extraída económicamente de la alimentación, la presión de suministro del gas residual, y la cantidad de caballos de vapor disponibles. La mayor alimentación a la parte superior de la columna puede incrementar la recuperación mientras que se incrementa la carga en el hervidor 22 y por medio de esto incrementar los requerimientos de calor de servicio de alto nivel . Incrementando la alimentación inferior en la columna se reduce el consumo de calor de servicio de nivel elevado pero también puede reducir la recuperación del producto. Las localizaciones relativas de las alimentaciones de columna intermedia pueden variar dependiendo de la composición de LNG u otros factores tales como el nivel de recuperación deseado y la cantidad de vapor formado durante el calentamiento de las corrientes de alimentación. Además, dos o más de las corrientes de alimentación, o las porciones de las mismas, pueden ser combinadas dependiendo de las temperaturas y cantidades relativas de las corrientes individuales, y de la corriente combinada, luego alimentadas a una posición de alimentación de la columna intermedia.

Aunque se ha descrito lo que se cree que van a ser las modalidades preferidas de la invención, aquellos expertos en el arte reconocerán que otras modificaciones y modificaciones adicionales se pueden hacer a las mismas, por ejemplo para adaptar la invención a varias condiciones, tipo de alimentación, u otros requerimiento sin apartarse del espíritu de la presente invención como se define por las siguientes reivindicaciones . Se hace constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, es el que resulta claro de la presente descripción de la invención.

Claims

REIVINDICACIONES Habiéndose descrito la invención como antecede, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones .

1. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en un fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (ii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iii) la corriente de gas natural licuado es calentada para suministrar al menos una porción de enfriamiento de la corriente de destilación y después de esto dividida en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (iv) la primera corriente es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna media superior; (v) la segunda corriente es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en una posición de la alimentación de la columna media inferior; y (vi) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones al dispositivo de contacto son efectivas para mantener la temperatura de la parte superior del dispositivo de contacto a una temperatura por la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

2. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en un fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; la mej ora está caracterizada porque comprende : , ( i ) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto está provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente , y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de refluj o; (iü ) la corriente de refluj o es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada de manera suf iciente para evaporar al menos una porción de la misma , suministrando por esto al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (v) la corriente de gas natural licuado caliente es dirigida hacial dispositivo de contacto, por lo cual la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas; (vi ) la corriente líquida es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (vii) la corriente de vapor es comprimida a una presión mas elevada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; y (viii) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones al dispositivo de contacto y al dispositivo de contacto son efectivas para mantener la temperaturas superiores del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

3. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mej ora está caracterizada porque comprende : ( i ) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto , es provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado ; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada para suministrar al menos una porción de enfriamiento de la corriente de destilación y después de esto dividida en al menos una primera corriente y una segunda corriente ; (v) la primera corriente es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna intermedia ; (vi) la segunda corriente es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior, en donde la corriente de destilación y una corriente líquida son formadas y separadas ; (vii) la corriente de líquido es dirigida hacia la columna de fraccionamiento en donde la corriente es separada en un corriente de vapor y la fracción relativamente . menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos menos pesados;- (viii) la corriente de vapor es comprimida a una presión más elevada y después de eso suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; y (ix) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y la temperatura de las alimentaciones al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para mantener las temperaturas superiores del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

4. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en un fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto está provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada de manera suficiente para evaporar al menos una porción de la misma, suministrando por esto al menos una-porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (v) la corriente de gas natural licuado caliente es dirigida hacial dispositivo de contacto, por lo cual la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas ; (vi) la corriente líquida es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (vii) la corriente de vapor es enfriada hasta una condensación substancial; (viii) la corriente substancialmente condensada es bombeada a una presión más elevada, calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma, y después de esto suministrada, al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; (ix) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para inantener las temperaturas de la parte superior del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

5. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en un fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; la mej ora está caracterizada porque comprende : (i ) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto , es provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado ; (ii ) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto , es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada para suministrar al menos una porción de enfriamiento de la corriente de destilación y después de esto dividida en al menos una primera corriente y una segunda corriente ; (v) la primera corriente es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna intermedia; (vi) la segunda corriente es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior, en donde la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas ; (vii) la corriente de líquido es dirigida hacia la columna de fraccionamiento en donde la corriente es separada en un corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos menos pesados; (viii) la corriente de vapor es enfriada hasta una condensación substancial ; (ix) la corriente substancialmente condensada es bombeada a una presión más elevada, calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma, y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; y (x) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones con respecto al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para mantener la temperaturas de la parte de arriba del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales una porción principal de los componentes de los hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

6. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto está provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada de manera suficiente para evaporar al menos una porción de la misma, suministrando por esto al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (v) la corriente de gas natural licuado caliente es dirigida hacial dispositivo de contacto, por lo cual la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas ; (vi) la primera corriente del liquido es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (vii) la primera corriente de vapor es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente y después de esto separada para formar una segunda corriente de vapor y una segunda corriente liquida; (viii) la segunda corriente de vapor es comprimida a una presión más elevada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación inferior; (ix) la segunda corriente del líquido es bombeada a presión más elevada, calentada suficientemente para evaporar al menos una parte de la misma, y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; y (x) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para mantener las temperaturas de la parte superior del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos m s pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

7. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) . el gas natural licuado es fraccionado en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes- de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, es provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada para suministrar al menos una porción de enfriamiento de la corriente de destilación y después de esto dividida en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (v) la primera corriente es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna intermedia; (vi) la segunda corriente es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior, en donde la corriente de destilación y una primera corriente liquida son formadas y separadas; (vii) la primera corriente de liquido es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (viii) la primera corriente de vapor es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente y después de esto separada para formar una segunda corriente de vapor y una segunda corriente de liquido; (ix) la segunda corriente de vapor es comprimida a una presión más elevada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; (x) la segunda corriente de liquido es bombeada a la presión más elevada, calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma, y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xi) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para mantener las temperaturas de la parte superior del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

8. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, es provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo ' de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv> la corriente de gas natural licuado es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma, suministrando asi al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación. (v) la corriente de gas natural licuado es calentada y dirigida al dispositivo de contacto, en donde la corriente de destilación y la primer corriente de liquido se forman y son separadas ; (vi) la primera corriente de líquido es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (vii) la primera corriente de vapor es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente y después de esto separada para formar una segunda corriente de vapor y una segunda corriente de líquido; (viii) la segunda corriente de vapor es comprimida a una temperatura elevada; (ix) la segunda corriente de líquido es bombeada a una presión elevada y calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma; (x) la segunda corriente de vapor comprimida y la segunda corriente líquida bombeada, calentada, son combinadas para formar una corriente combinada y la corriente combinada es suministrada .después de esto al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior, y (xi) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas . de las alimentaciones al dispositivo de contacto y al dispositivo de contacto son efectivas para mantener las temperaturas de la parte superior del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

9. En un proceso mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene componentes de metano y de hidrocarburos más pesados, en tal proceso: (a) la corriente de gas natural licuado es suministrada a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) el gas natural licuado es fraccionado en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menor de substancias volátiles que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque comprende: (i) un dispositivo de contacto que opera a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, es provisto para fraccionar adicionalmente el gas natural licuado; (ii) una corriente de destilación es extraída de una región superior del dispositivo de contacto, es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente, y después de esto es separada para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo; (iii) la corriente de reflujo es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) la corriente de gas natural licuado es calentada para suministrar al menos una porción de enfriamiento de la corriente de destilación y después de esto dividida en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (v) la primera corriente es suministrada al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna intermedia; (vi) la segunda corriente es calentada suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior, en donde la corriente de destilación y una primera corriente líquida son formadas y separadas; (vii) la primera corriente de liquido es dirigida hacial dispositivo de contacto en donde la corriente es separada en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (viii) la primera corriente de vapor es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente y después de esto separada para formar una segunda corriente de vapor y una segunda corriente de líquido; (ix) la segunda corriente de vapor es comprimida a una presión más elevada; (x) la segunda corriente del liquido es bombeada a una presión más elevada y calentada de manera suficiente para evaporar al menos una porción de la misma; (xi) la segunda corriente de vapor comprimida y la segunda corriente de líquido, bombeada, calentada, son combinadas para formar una corriente combinada, y la corriente combinada es suministrada después de esto al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior; (xii) la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las alimentaciones con respecto al dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto son efectivas para mantener las temperaturas de la parte superior del dispositivo de contacto y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

10. La mejora de conformidad con la reivindicación 2, caracterizada porque la corriente de vapor comprimido es enfriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

11. La mejora de conformidad con la reivindicación 3, caracterizada porque la corriente de vapor comprimido es enfriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

12. La mejora de conformidad con la reivindicación 6, caracterizada porque la segunda corriente de vapor comprimido es enfriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

13. La mejora de conformidad con la reivindicación 7, caracterizada porgue la segunda corriente de vapor comprimido es enfriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

14. La mejora de conformidad con la reivindicación 8, caracterizada porgue la segunda corriente de vapor es enfriada y después de esto combinada con la segunda corriente de liguido bombeada, calentada, para formar la corriente combinad .

15. La mejora de conformidad con la reivindicación 9, caracterizada porque la segunda corriente de vapor es enfriada y después de esto combinada con la segunda corriente de líquido bombeada, calentada, para formar la corriente combinada .

16. La mejora de conformidad con la reivindicación 2, caracterizada porque la corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enfriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

17. La mejora de conformidad con la reivindicación 3, caracterizada porque la corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enriada y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

18. La mejora de conformidad con la reivindicación 6, caracterizada porque la segunda corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enfriada, y después de esto suministrada al dispositivo de contacto de alimentación de la columna inferior.

19. La mejora de conformidad con la reivindicación 7, caracterizada porque la segunda corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enfriada, y después de esto suministrada al dispositivo de contacto en un punto de alimentación de la columna inferior.

20. La mejora de conformidad con la reivindicación 8, caracterizada porque la segunda corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enfriada, y después de esto combinada con la segunda corriente de líquido bombeada, calentada, para formar la corriente combinada.

21. La mejora de conformidad con la reivindicación 9, caracterizada porque la segunda corriente de vapor es calentada, comprimida a una presión más elevada, enfriada, y después de esto combinada con la segunda corriente de líquido bombeada, calentada, para formar la corriente combinada.

22. La mejora de conformidad con la reivindicación 1, caracterizada porque la corriente de destilación es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente en un deflegmador y separada al mismo tiempo para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y la corriente de reflujo, después de lo cual la corriente de reflujo fluye desde el deflegmador hasta la etapa de fraccionamiento superior del dispositivo de contacto .

23. La mejora de conformidad con las reivindicaciones 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10, 11, 12, 13, 14, 15, 16, 17, 18, 19, 20, ó 21, caracterizada porque la corriente de destilación es enfriada suficientemente para condensarla parcialmente en un deflegmador y separada al mismo tiempo para formar la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y la corriente de reflujo, después de lo cual la corriente de reflujo fluye desde el deflegmador hasta la etapa de fraccionamiento superior del dispositivo de contacto.

24. En una aparato mejorado para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye: (i) medios de extracción conectados a una región superior del dispositivo de contacto para extraer una corriente de destilación; (ii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iii) medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación condensada parcialmente y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación están conectados además al dispositivo de contacto para suministrar la corriente de reflujo al dispositivo de contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (iv) primeros medios de intercambio de calor conectados adicionalmente a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, suministrando por esto al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (v) medios de división conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado, calentado, y dividirlo en la menos una primera corriente y una segunda corriente, los medios de división están conectados además al dispositivo de contacto para suministrar la primera corriente en un posición de alimentación de la columna media superior; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados a los medios de división para recibir la segunda corriente y calentarla suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma, los segundos medios de intercambio de calor son conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para suministrar la segunda corriente calentada en un posición de alimentación de la columna media inferior; y (vii) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a la columna del fraccionamiento para mantener la temperatura de la parte superior del dispositivo de contacto a una temperatura por la cual la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

25. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye : (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ii) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a' los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado caliente y calentarlo adicionalmente de manera suficiente para evaporar al menos una porción del mismo; (vii) los medios de contacto y separación conectados para recibir el gas natural licuado, caliente, adicional, después de lo cual la corriente de destilación y una corriente líquida son formadas y separadas; (viii) el dispositivo de contacto conectada para recibir la corriente líquida y separarla en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (ix) medios de compresión conectados al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada, los medios de compresión están conectados adicionalmente a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimido en un punto de alimentación de la columna inferior; y (x) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación con respecto a los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción mayor de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

26. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye : (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ii) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iü) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) medios de división conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado caliente y dividirlo en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (vii) segundos medios de intercambio de calor conectados a los medios de división para recibir la segunda corriente y calentarla suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma; (viii) los medios de contacto y separación conectados para recibir la primera corriente en una posición de alimentación de la columna media y la segunda corriente calentada en un punto de alimentación de la columna inferior, después de lo cual la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas; (ix) el dispositivo de contacto conectada para recibir la corriente del liquido y separarla en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (x) medios de compresión conectados al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada, los medios de compresión están conectados adicionalmente a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimido en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xi) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

27. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye : (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ü) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente ; (iv) medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambiador de calor conectados para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicional y suficientemente para evaporar al menos una porción del mismo; (vii) los medios de contacto y separación conectados para recibir el gas natural licuado calentado, adicional, después de lo cual la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas; (viii) el dispositivo de contacto conectada para recibir la corriente del líquido y separarla en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (ix) segundos medios de intercambio de calor conectados adicional ente al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y enfriarla hasta una condensación substancial; (x) medios de bombeo conectados a los segundos medios de intercambio de calor para recibir la corriente súbstancialmente condensada y bombearla a una presión más elevada; (xi) los segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente a los medios de bombeo para recibir la corriente substancialmente condensada, bombeada, y evaporar al menos una porción de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de vapor, los segundos medios de intercambio de calor están conectados adicionalmente a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente bombeada evaporada al menos parcialmente a los medios de contacto y medios de separación en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xii) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y al dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción mayor de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

28. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye: (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ii) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicionalmente; (vii) medios de división conectados a los segundos medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado, adicional, y dividirlo en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (viii) terceros medios de intercambio de calor conectados a los medios de división para recibir la segunda corriente y calentarla suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma; (ix) los medios de contacto y separación conectados para recibir la primera corriente en una posición de alimentación de la columna media y la segunda corriente calentada en un punto de alimentación de la columna inferior, después de lo cual, la corriente de destilación y una corriente liquida son formadas y separadas; (x) el dispositivo de contacto conectada para recibir la corriente líquida y separarla en una corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (xi) segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y enfriarla hasta una condensación substancial; (xii) medios de bombeo conectados a los segundos medios de intercambio de calor para recibir la corriente substancialmente condensada y bombearla a una presión más elevada; (xiii) los segundos medios de- intercambio de calor conectados adicionalmente a los medios de bombeo para recibir la corriente condensada substancialmente, bombeada, y evaporar al menos una porción de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de vapor, los segundos medios de intercambio de calor están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente bombeada evaporada al menos parcialmente a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xiv) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y al dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

29. En un aparato para la separación del gas natural · licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una porción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye: (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y -contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ii) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) primeros medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a los primeros medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicionalmente de manera suficiente para evaporar al menos una porción del mismo; (vii) los medios de contacto y separación conectados para recibir el gas nátural licuado calentado, adicional, después de lo cual la corriente de destilación y una primera corriente liquida son formadas y separadas; (viii) el dispositivo de contacto conectada para recibir la primera corriente líquida y separarla en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; (ix) segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para recibir la primera corriente de vapor y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (x) segundos medios de separación conectados para recibir la primera corriente de vapor condensada parcialmente y separarla en una segunda corriente de vapor y una segunda corriente líquida; (xi) medios de compresión conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada, los medios de compresión están conectados adicionalmente a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida en un punto de alimentación de la columna inferior; (xü) medios de bombeo conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente líquida y bombearla a una presión más elevada; (xiii) los segundos medios de intercambio de calor conectados además a los medios de bombeo para recibir la segunda corriente líquida bombeada y evaporar al menos una porción de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la primera corriente de vapor, los segundos medios de intercambio de calor están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente bombeada y evaporada al menos parcialmente a los medios de contacto y separación en una punto de alimentación de la columna inferior; y (xiv) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y de las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y al dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y del dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

30. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye: (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ü) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) primeros medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los primeros medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicionalmente; (vii) medios de división conectados a los segundos medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado, adicional, y dividirlo en al menos una primera corriente y una segunda corriente; (viii) terceros medios de intercambio de calor conectados a los medios de división para recibir la segunda corriente y calentarla suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma; (ix) los medios de contacto y separación conectados para recibir la primera corriente en una posición de alimentación de la columna media y la segunda corriente calentada en un punto de alimentación de la columna inferior, después de lo cual, la corriente de destilación y una primera corriente liquida son formadas y separadas; (x) el dispositivo de contacto conectada para recibir la primera corriente liquida y separarla en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; (xi) segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para recibir la primera corriente de vapor y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (xii) segundos medios de separación conectados para recibir la primera corriente de vapor condensada parcialmente y separarla en una segunda corriente de vapor y una segunda corriente de líquido; (xiii) medios de compresión conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada, los medios de compresión están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida en un punto de alimentación de la columna inferior; (xiv) medios de bombeo conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente liquida y bombearla a una presión más elevada; (xv) los segundos medios de intercambio de calor conectados además a los medios de bombeo para recibir la segunda corriente liquida bombeada y evaporar al menos una parte de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la primera corriente de vapor, los segundos medios de intercambio de calor son conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente bombeada evaporada al menos parcialmente a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xvi) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y el dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en la fracción relativamente menos volátil.

31. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye : (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ü) medios de extracción conectados a una región superior de los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (iii) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) primeros medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicionalmente de manera suficiente para evaporar al menos una porción del mismo; (vii) los medios de contacto y separación conectados para recibir el gas natural licuado calentado, adicional, después de lo cual la corriente de destilación y una primera corriente líquida son formadas y separadas; (viii) el dispositivo de contacto conectada para recibir la primera corriente liquida y separarla en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados; (ix) segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para recibir la primera corriente de vapor y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (x) segundos medios de separación conectados para recibir la primera corriente de vapor condensada parcialmente y separarla en una segunda corriente de vapor y una segunda corriente líquida; (xi) medios de compresión conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada; (xii) medios de bombeo conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente liquida y bombearla a una presión más elevada; (xiii) los segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente a los medios de bombeo para recibir la segunda corriente líquida bombeada y evaporar al menos una parte de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la primera corriente de vapor; (xiv) medios de combinación conectados a los medios de compresión y los segundos medios de intercambio de calor para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y la corriente bombeada evaporada al menos parcialmente y formar por medio de esto una corriente combinada, los medios de combinación están conectados adicionalmente a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente combinada a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xv) medios de control adaptados para regular la cantidad y la temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y al dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y del dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados sea recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

32. En un aparato para la separación del gas natural licuado que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, existiendo en el aparato: (a) medios de suministro para suministrar el gas natural licuado a un dispositivo de contacto en una o más corrientes de alimentación; y (b) un dispositivo de contacto conectada a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y fraccionarlo en una fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; la mejora está caracterizada porque el aparato incluye: (i) medios de separación y contacto que operan a una presión más elevada que la presión del dispositivo de contacto, los medios de separación y contacto incluyen medios de separación para separar los vapores y los líquidos resultantes después del contacto; (ii) medios de extracción conectados a una región superior de. los medios de separación y contacto para extraer una corriente de destilación; (ili) primeros medios de intercambio de calor conectados a los medios de extracción para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente; (iv) primeros medios de separación conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir la corriente de destilación parcialmente condensada y separarla en la fracción más volátil que contiene una porción principal del metano y una corriente de reflujo, los primeros medios de separación son conectados adicionalmente a los medios de separación y contacto para suministrar la corriente de reflujo a los medios de separación y contacto en una posición de alimentación de la columna superior; (v) primeros medios de intercambio de calor conectados además a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y calentarlo, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la corriente de destilación; (vi) segundos medios de intercambio de calor conectados a los primeros medios de intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado y calentarlo adicionalmente ; (vii) medios de división conectados a los segundos medios de , intercambio de calor para recibir el gas natural licuado calentado, adicional, y dividirlo en al menos una primera corriente y una segunda corriente ; (viii) terceros medios de intercambio de calor conectados a los medios de división para recibir la segunda corriente y calentarla suficientemente para evaporar al menos una porción de la misma; (ix) los medios de contacto y separación conectados para recibir la primera corriente en una posición de alimentación de la columna media y la segunda corriente calentada en un punto de alimentación de la columna inferior, después de lo cual la corriente de destilación y una primera corriente líquida son formadas y separadas; (x) el dispositivo de contacto conectada para recibir la primera corriente líquida y separarla en una primera corriente de vapor y la fracción relativamente menos volátil que contiene una porción principal de los componentes de hidrocarburos más pesados ; (xi) segundos medios de intercambio de calor conectados adicionalmente al dispositivo de contacto para recibir la primera corriente de vapor y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente ; (xü) segundos medios de separación conectados para recibir la primera corriente de vapor condensada parcialmente y separarla en una segunda corriente de vapor y una segunda corriente de líquido; (xiii) medios de compresión conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y comprimirla a una presión más elevada; (xiv) medios de bombeo conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente liquida y bombearla a una presión más elevada; (xv) los segundos medios de intercambio de calor conectados además a los medios de bombeo para recibir la segunda corriente liquida bombeada y evaporar al menos una parte de la misma, por lo cual se suministra al menos una porción del enfriamiento de la primera corriente de vapor; (xvi) medios de combinación conectados a los medios de compresión y a los segundos medios de intercambio de calor para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y la corriente bombeada evaporada al menos parcialmente y formar por medio de esto una corriente combinada, los medios de combinación están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente combinada a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior; y (xvii) medios de control adaptados para regular la cantidad y temperatura de la corriente de reflujo y las temperaturas de las corrientes de alimentación a los medios de contacto y separación y al dispositivo de contacto para mantener las temperaturas de la parte superior de los medios de contacto y separación y del dispositivo de contacto a temperaturas por las cuales la porción principal de los componentes de^ hidrocarburos más pesados sea recuperada en la fracción relativamente menos volátil .

33. La mejora de conformidad con la reivindicación 25, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

34. La mejora de conformidad con la reivindicación 26, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

35. La mejora de conformidad con la reivindicación 29, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior .

36. La mejora de conformidad con la reivindicación 30, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

37. La mejora de conformidad con la reivindicación 31, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de combinación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de combinación y formar por esto la corriente combinada.

38. La mejora de conformidad con la reivindicación 32, caracterizada porque los medios de enfriamiento están conectados a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de combinación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de combinación y formar por esto la corriente combinada.

39. La mejora de conformidad con la reivindicación 25, caracterizada porque los medios de calentamiento están conectados al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

40. La mejora de conformidad con la reivindicación 26, caracterizada porque los medios de calentamiento están conectados al dispositivo de contacto para recibir la corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

41. La mejora de conformidad con la reivindicación 29, caracterizada porque los medios de calentamiento están conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la segunda corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

42. La mejora de conformidad con la reivindicación 30, caracterizada porque los medios de calentamiento están conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la segunda corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de contacto y separación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de contacto y separación en un punto de alimentación de la columna inferior.

43. La mejora de conformidad con la reivindicación 31, caracterizada porque los medios de calentamiento están conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la segunda corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de combinación para suministrar la segunda corriente de vapor comprimida, enfriada, a los medios de combinación y formar por medio de esto la corriente combinada.

44. La mejora de conformidad con la reivindicación 32, caracterizada porgue los medios de calentamiento están conectados a los segundos medios de separación para recibir la segunda corriente de vapor y calentarla, los medios de compresión están conectados a los medios de calentamiento para recibir la segunda corriente de vapor caliente y comprimirla a una presión más elevada, y un medio de enfriamiento está conectado a los medios de compresión para recibir la segunda corriente de vapor calentada comprimida y enfriarla, los medios de enfriamiento están conectados además a los medios de combinación para suministrar la segunda corriente de. vapor comprimida, enfriada, a los medios de combinación y formar por medio de esto la corriente combinada .

45. La mejora de conformidad con la reivindicación 24, caracterizada porque: (i) un deflegmador está conectado a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y proporcionar el calentamiento del gas natural licuado, el deflegmador está conectado además al dispositivo de contacto para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente y separarla al mismo tiempo para formar la fracción del gas residual volátil y la corriente de reflujo, el deflegmador está conectado además al dispositivo de contacto para suministrar la corriente de reflujo como una alimentación superior a la misma, y (ii) los medios de división están conectados al deflegmador para recibir el gas natural licuado caliente.

46. La mejora de conformidad con las reivindicaciones 25, 27, 28, 29, 30, 31, 32, 33, 34, 35, 36, 37, 38, 39, 40, 41, 42, 43, ó 44, caracterizada porque : (i) un deflegmador está conectado a los medios de suministro para recibir el gas natural licuado y proporcionar el calentamiento del gas natural licuado, el deflegmador está conectado además a los medios de contacto y separación para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente y separarla al mismo tiempo para formar la fracción del gas residual volátil y la corriente de reflujo, el deflegmador está conectado además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de reflujo como una alimentación superior a la misma, y (ii) los segundos medios de intercambio de calor están conectados al deflegmador para recibir el gas natural licuado calentado.

47. La mejora de conformidad con la reivindicación 26, caracterizada porque: (i) un deflegmador está conectado a los medios de suminis ro , ara recibir el gas natural licuado y proporcionar el calentamiento del gas natural licuado, el deflegmador está conectado además a los medios de contacto y separación para recibir la corriente de destilación y enfriarla suficientemente para condensarla parcialmente y separarla al mismo tiempo para formar la fracción del gas residual volátil y la corriente de reflujo, el deflegmador está conectado además a los medios de contacto y separación para suministrar la corriente de reflujo como una alimentación superior a la misma, y (ii) los medios de división están conectados al deflegmador para recibir el gas natural licuado calentado.