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EP2452140B1 - Procédé de production d'un courant riche en méthane et d'un courant riche en hydrocarbures en c2+, et installation associée - Google Patents

Procédé de production d'un courant riche en méthane et d'un courant riche en hydrocarbures en c2+, et installation associée Download PDF

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Publication number
EP2452140B1
EP2452140B1 EP10742221.4A EP10742221A EP2452140B1 EP 2452140 B1 EP2452140 B1 EP 2452140B1 EP 10742221 A EP10742221 A EP 10742221A EP 2452140 B1 EP2452140 B1 EP 2452140B1
Authority
EP
European Patent Office
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flow
fraction
pressure reduction
column
turbine
Prior art date
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Active
Application number
EP10742221.4A
Other languages
German (de)
English (en)
Other versions
EP2452140A2 (fr
Inventor
Vanessa Gahier
Julie Gouriou
Loïc BARTHE
Sandra Thiebault
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Technip Energies France SAS
Original Assignee
Technip France SAS
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Technip France SAS filed Critical Technip France SAS
Publication of EP2452140A2 publication Critical patent/EP2452140A2/fr
Application granted granted Critical
Publication of EP2452140B1 publication Critical patent/EP2452140B1/fr
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    • F25J2290/80—Retrofitting, revamping or debottlenecking of existing plant

Definitions

  • the present invention relates to a method and a plant for producing a methane-rich stream and a C 2 + hydrocarbon-rich stream from a hydrocarbon-containing feed stream, according to claims 1 and 12 respectively. .
  • Such a method or apparatus is intended for extracting C 2 + hydrocarbons, such as, in particular, ethylene, ethane, propylene, propane and heavier hydrocarbons, in particular from natural gas, refinery gas or synthetic gas obtained from other hydrocarbon sources such as coal, crude oil, naphtha.
  • C 2 + hydrocarbons such as, in particular, ethylene, ethane, propylene, propane and heavier hydrocarbons, in particular from natural gas, refinery gas or synthetic gas obtained from other hydrocarbon sources such as coal, crude oil, naphtha.
  • Natural gas generally contains a majority of methane and ethane constituting at least 50 mol% of the gas. It also contains in a more negligible quantity heavier hydrocarbons, such as propane, butane, pentane. In some cases, it also contains helium, hydrogen, nitrogen and carbon dioxide.
  • cryogenic expansion methods are used.
  • a portion of the hydrocarbon feed stream is used for the secondary reboilers of a methane separation column.
  • the light stream obtained at the top of the separator is divided into a first column feed fraction, which is condensed before being sent to the top feed of the distillation column and to a second fraction which is sent to a feed.
  • dynamic expansion turbine before being reintroduced into the distillation column.
  • An object of the invention is therefore to obtain a production process which makes it possible to separate a feed stream containing hydrocarbons in a stream rich in C 2 + hydrocarbons and in a stream rich in methane, very economically, compact and very efficient.
  • the subject of the invention is a method according to claim 1.
  • the invention further relates to a plant for producing a methane-rich stream and a stream rich in C 2 + hydrocarbons from a hydrocarbon-containing feed stream according to claim 12.
  • the percentages mentioned are molar percentages and the pressures are given in absolute bar.
  • the efficiency of each compressor is chosen to be 82% polytropic and the efficiency of each turbine is 85% adiabatic.
  • the distillation columns described use trays but they can also use loose packing or structured. A combination of trays and packing is also possible.
  • the additional turbines described involve compressors but they can also lead to variable frequency electrical generators whose electricity produced can be used in the network via a frequency converter. Currents with a temperature above ambient are described as being cooled by aero refrigerants. Alternatively, it is possible to use water exchangers for example freshwater or seawater.
  • the Figure 1 illustrates a first plant 10 for producing a stream 12 rich in methane and a section 14 rich in C 2 + hydrocarbons, from a gas stream 16 supply.
  • the gaseous stream 16 is a stream of natural gas, a stream of refinery gas, or a stream of synthetic gas obtained from a hydrocarbon source such as coal, crude oil, naphtha.
  • stream 16 is a stream of dehydrated natural gas.
  • the method and the installation 10 are advantageously applied to the construction of a new unit for recovering methane and ethane.
  • the plant 10 comprises, from upstream to downstream, a first heat exchanger 20, a first separator tank 22, a second separator tank 24, and a first dynamic expansion turbine 26, capable of producing work during the expansion of a current passing through the turbine.
  • the plant further comprises a second heat exchanger 28, a first distillation column 30, a first compressor 32 coupled to the first dynamic expansion turbine 26, a first refrigerant 34, a second compressor 36, a second refrigerant 38, and a bottom pump of column 40.
  • a first production method, implemented in the installation 10 will now be described.
  • the feed stream 16 of a dehydrated natural gas comprises in moles, 2.06% of nitrogen, 83.97% of methane, 6.31% of ethane, 3.66% of propane, 0.70% isobutane, 1.50% n-butane, 0.45% isopentane, 0.83% n-pentane and 0.51% carbon dioxide.
  • the feed stream 16 therefore has more generally in moles between 5% and 15% of C 2 + hydrocarbons to extract and between 75% and 90% of methane.
  • dehydrated gas means a gas whose water content is as low as possible and is especially less than 1 ppm.
  • the feed stream 16 has a pressure greater than 35 bars and a temperature close to ambient temperature and in particular substantially equal to 30 ° C.
  • the flow rate of the feed stream is 15,000 kmol / hour.
  • the feed stream 16 is introduced in its entirety into the first heat exchanger 20 where it is cooled and partially condensed to form a fraction 42 of cooled feed stream.
  • the temperature of the fraction 42 is below -10 ° C. and is in particular equal to -26 ° C. Then, the cooled fraction 42 is introduced into the first separating flask 22.
  • the liquid content of the cooled fraction 42 is less than 50 mol%.
  • a light head stream 44 and a liquid bottom stream 45 are withdrawn from the first separator tank 22.
  • the gas stream 44 is divided into a minor column feed fraction 46 and a majority turbine feed fraction 48. .
  • the ratio of the molar flow rate of the majority fraction 48 to the minor fraction 46 is greater than 2.
  • the column feed fraction 46 is introduced into the second exchanger 28 to be fully liquefied and subcooled. It forms a cooled column feed fraction 49. This fraction 49 is expanded in a first static expansion valve 50 to form a expanded fraction 52 introduced into reflux in the first distillation column 30.
  • the temperature of the expanded fraction 52 obtained after passing through the valve 50 is below -70 ° C. and is in particular equal to -109 ° C.
  • the pressure of the expanded fraction 52 is also substantially equal to the operating pressure of the column 30 which is less than 40 bar and in particular between 10 bar and 30 bar, advantageously equal to 20 bar.
  • the fraction 52 is introduced into an upper part of the column 30 at a level N1, situated for example at the fifth stage starting from the top of the column 30.
  • the turbine feed fraction 48 is introduced into the first dynamic expansion turbine 26. It undergoes a dynamic expansion to a pressure close to the operating pressure of the column 30 to form a relaxed feed fraction 54 which has a temperature below -50 ° C.
  • the expanded fraction 54 is sent into the second heat exchanger 28 to be cooled and form an additional cooled reflux flow 56.
  • the expansion of the feed fraction 48 in the first turbine 26 makes it possible to recover 4584 kW of energy which cool the fraction 48.
  • the stream 54 which is an effluent from a dynamic expansion turbine 26 is cooled and is at least partially liquefied to form a first cooled reflux stream 56.
  • the temperature of the cooled reflux stream 56 is below -60 ° C.
  • the liquid content of the cooled reflux stream 56 is greater than 5 mol%.
  • the cooled reflux stream 56 is introduced into an average portion of the column 30 located below the top, at a level N 2 corresponding to the tenth stage from the top of the column 30.
  • the liquid stream 45 recovered at the bottom of the first separator tank 22 is expanded in a second static expansion valve 58, then is reheated in the first heat exchanger 20 and is partially vaporized to form a depressed heavy stream 60.
  • the pressure of the expanded heavy stream 60 is less than 50 bars and is notably substantially equal to 20.7 bars.
  • the temperature of the expanded heavy stream 60 is greater than -50 ° C. and is in particular substantially equal to -20 ° C.
  • the expanded heavy stream 60 is then introduced into the second separator tank 24 to be separated into a gaseous fraction of the head 62 and a liquid foot fraction 64.
  • the liquid foot fraction 64 is then expanded substantially to the operating pressure of the column 30 through a third static expansion valve 66.
  • the expanded liquid fraction 68 issuing from the third valve 66 is introduced under reflux in an average part of the first column 30, at a level N3 situated below the level N2, advantageously at the fourteenth stage, starting from the top of the first column 30.
  • the gaseous fraction head 62 is introduced into the second heat exchanger 28 to be cooled and fully liquefied. It is then expanded in a fourth static expansion valve 70 and forms a relaxed fraction 72.
  • the temperature of the expanded fraction 72 is below -70 ° C and is in particular equal to -106.9 ° C. Its pressure is substantially equal to the pressure of the column 30.
  • the expanded fraction 72 is introduced under reflux in an upper part of the column 30 situated at a level N5 placed between the level N1 and the level N2, advantageously at the fifth stage starting from the top of the column 30.
  • the temperature of the liquid fraction relaxed 68 is below 0 ° C and is especially equal to -20.4 ° C.
  • a first reboiling current 74 is withdrawn near the bottom of the column 30 at a temperature greater than -3 ° C. and in particular substantially equal to 12.08 ° C., at a level N6 advantageously located at the twenty-first stage. from the top of column 30.
  • the first stream 74 is brought to the first heat exchanger 20 where it is heated to a temperature above 3 ° C and in particular equal to 18.88 ° C before being returned to a level N7 corresponding to the twenty-second floor from the top of column 30.
  • a second reboiling stream 76 is taken at a level N8 above the N6 level and below the N3 level, advantageously at the eighteenth stage from the top of the column.
  • the second reboiling stream 76 is introduced into the first heat exchanger 20 to be heated to a temperature above -8 ° C and in particular equal to 7.23 ° C. It is then returned to the column 30 at a level N9 located below the level N8 and above the level N6, advantageously at the nineteenth stage starting from the top of the column 30.
  • a third reboiling current 78 is taken at a level N10 located below the level N3 and above the level N8, advantageously at the fifteenth stage starting from the top of the column 30.
  • the third reboiling current 78 is then brought to first heat exchanger 20 where it is heated to a temperature above -30 ° C and in particular equal to -15.6 ° C before being returned to a level N11 of the column 30 located below the level N10 and located above the N8 level, advantageously at the sixteenth stage from the top of the column 30.
  • a fourth reboiling current 80 is taken from an average part of the column 30 at a level N12 located below the level N2 and above the level N3, and advantageously at the twelfth stage starting from the top of the column 30.
  • This fourth reboiling stream 80 is fed to the second heat exchanger 28 where it is heated by heat exchange with the effluent 54 of the turbine 26 to a temperature above -50 ° C. It thus exchanges a thermal power which makes it possible to supply a portion of the frigories necessary for the formation of the cooled reflux current 56.
  • the fourth stream 80 is then reintroduced into the column 30 at a level N13 situated below the level N12 and above the level N3, advantageously at the thirteenth stage, starting from the top of the column 30.
  • currents 52, 72 and 96 are introduced into the upper part of column 30 which extends from a height greater than 35% of the height of column 30, while currents 56 and 68 are introduced. in an average part which extends under the high part.
  • the column 30 produces at the bottom a liquid stream 82 of the bottom of the column.
  • the bottom stream 82 has a temperature above 4 ° C and in particular equal to 18.9 ° C.
  • the bottom stream 82 contains in mol 1,45% of carbon dioxide, 0% of nitrogen, 0,46% of methane, 45,83% of ethane, 26,80% of propane, 5,18 % i-butane, 10.96% n-butane, 3.26% i-pentane, 6.07% n-pentane.
  • the stream 82 has a C1 / C2 ratio of less than 3 mol%, for example equal to 1%.
  • It contains more than 95%, advantageously more than 99 mol% of the ethane contained in the feed stream 16 and contains substantially 100 mol% of the C 3 + hydrocarbons contained in the feed stream 16.
  • the column bottom stream 82 is pumped into the pump 40 to form the C 2 + hydrocarbon rich section 14.
  • It can be advantageously heated by placing in heat exchange relation with at least a fraction of the feed stream 16 to a temperature below its bubble temperature, to maintain it in liquid form.
  • the column 30 produces at the top a gaseous stream 84 of column head rich in methane.
  • the stream 84 has a temperature below -70 ° C and in particular substantially equal to -108.9 ° C. It has a pressure substantially equal to the pressure of the column 30, for example equal to 19.0 bar.
  • the overhead stream 84 is successively introduced into the second heat exchanger 28, then into the first heat exchanger 20 to be reheated and form a heated head stream 86 rich in methane.
  • Current 86 has a temperature above -10 ° C and in particular equal to 27.5 ° C.
  • the current 86 is introduced successively into the first compressor 32 driven by the main turbine 26 to be compressed at a pressure substantially equal to 40 bars, before being introduced into the first air cooler 34 to be cooled to a minimum temperature below 60 ° C, in particular equal to 40 ° C.
  • the partially compressed stream 88 thus obtained is introduced into the second compressor 36 and then into the second refrigerant 38 to form a compressed head stream 90.
  • the current 90 thus has a pressure greater than 35 bar and in particular substantially equal to 63.1 bar.
  • the cooled overhead stream 90 essentially forms the methane-rich stream 12 produced by the process.
  • composition is advantageously 97.19 mol% of methane, 2.39 mol% of nitrogen and 0.06 mol% of ethane. It comprises more than 99% of the methane contained in the feed stream 16 and less than 5% of the C 2 + hydrocarbons contained in the feed stream 16.
  • a withdrawal stream 92 is taken from the compressed top stream 90.
  • the stream 92 has a non-zero molar flow rate of between 0% and 35% of the molar flow rate of the compressed head stream 90 upstream of the sample, the remainder of the stream of compressed head 90 forming the current 12.
  • the withdrawal stream 92 is successively cooled in the first exchanger 20, then in the second exchanger 28, before being expanded in a fifth static expansion valve 94.
  • the temperature of the expanded draw stream 96 prior to introduction into the column 30 is below -70 ° C and is preferably at -111.4 ° C.
  • the energy consumption of the process, constituted by the drive energy of the second compressor 36 is 13630 kW against 14494 kW with a method according to US6,578,379 in which the same charge rate to be treated is used.
  • the method thus makes it possible to obtain a significant reduction in the power consumed, while maintaining a high selectivity for the extraction of ethane.
  • a second installation 110 according to the invention is represented on the Figure 2 .
  • This installation 110 is intended for the implementation of a second method according to the invention.
  • the second installation 110 comprises a second dynamic expansion turbine 112 coupled to a third compressor 114.
  • the feed stream 16 is divided into a first feed stream fraction 115 and a second feed stream fraction 116.
  • the ratio of the molar flow rate of the first fraction 115 to the second fraction 116 is, for example, greater than 2 and is in particular between 2 and 15.
  • the first fraction 115 is directed to the first heat exchanger 20 to form the cooled fraction 42.
  • the second fraction 116 is directed towards the second dynamic expansion turbine 112 to be dynamically expanded to a pressure below 40 bar, advantageously substantially equal to the pressure of the column 30.
  • the second fraction of relaxed feed 118 recovered at the outlet of the second expansion turbine 112 thus has a temperature below 0 ° C and in particular equal to -24 ° C.
  • the thermal expansion in the turbine 112 makes it possible to recover 1364 kW to cool the flow.
  • the fraction 118 is then introduced into the second heat exchanger 28 to be cooled and at least partially liquefied.
  • the cooled fraction 120 issuing from the second heat exchanger 28 forms a second cooled reflux stream which is introduced into the column 30 at a higher level N15 situated between the level N2 and the level N5, advantageously at the sixth stage starting from the top of the column 30. .
  • the temperature of the second cooled reflux stream 120 is, for example, less than -70 ° C. and is especially equal to -104.8 ° C.
  • the second cooled reflux stream 120 is formed from an effluent 118 of a dynamic expansion turbine 112, this effluent 118 being cooled in the second heat exchanger 28 before being introduced into the column 30. .
  • the second fraction 116 is taken from the exchanger 20 to be partly cooled and partially liquefied.
  • the second fraction 116 is then introduced into an upstream separator tank 122.
  • the second fraction 116 is separated in the balloon 122 into a second liquid foot fraction 124 and into a second gaseous head fraction 126.
  • the second foot fraction 124 is expanded in a sixth static expansion valve 128 to a pressure of less than 40 bar and substantially equal to the pressure of the column 30. It thus forms a second relaxed liquid fraction 130 which is introduced to a N16 level of the column 30 located between the N11 level and the N8 level, preferably the fifteenth stage from the top of the column 30.
  • the second head fraction 126 is introduced into the second dynamic expansion turbine 112 to form the second expanded feed fraction 118.
  • the ratio of the molar rate of the second bottom fraction 124 to the second top fraction 126 is less than 0.2.
  • the heated overhead stream 86 is separated at the outlet of the first heat exchanger 20 into a first heated head stream portion 121A sent to the first compressor 32 and a second heated head stream portion 121B to the third compressor 114.
  • the fraction 121B is compressed in the third compressor 114 to a pressure greater than 15 bar.
  • the compressed fraction 121C obtained at the outlet of the third compressor 114 is mixed with the compressed fraction 121D obtained at the outlet of the first compressor 32, before their introduction into the first refrigerant 34.
  • This parallel arrangement of the compressors 32, 114 makes it possible to overcome the failure of one or the other of the compressors, without having to completely stop the installation.
  • the overall consumption of the process is further reduced compared to the first method according to the invention, to be about 13392 kW.
  • the second compressor 36 comprises two compression stages separated by an air cooler. The arrangement thus obtained allows an additional power saving of 884 kW.
  • a third installation according to the invention 140 is represented on the Figure 3 .
  • This third installation is intended for the implementation of a third method according to the invention.
  • the stream 54 coming from the first expansion turbine 26 is sent directly under reflux in the column 30, at the level N2, without being cooled, in particular in the second heat exchanger 28.
  • a fourth installation 150 according to the invention is represented on the Figure 4 .
  • This fourth installation 150 is intended for the implementation of a fourth method according to the invention.
  • the fourth method advantageously applies to a feed stream 16 having heavy hydrocarbons which tend to congeal at low temperature.
  • These heavy hydrocarbons are for example C 6 + .
  • the concentration of C 6 + hydrocarbons is greater than 0.3 mol% in the feed stream 16.
  • An example of a feed stream 16 for carrying out the fourth process according to the invention comprises in mole 2.06% nitrogen, 83.97% methane, 6.31% ethane, 3.66% propane, 0.7% isobutane, 1.5% n-butane, 0.45% isopentane, 0.51% n-pentane, 0.19% n-hexane, 0.10% n-heptane, 0.03% n-octane, and 0.51% carbon dioxide.
  • the fourth installation 150 comprises a downstream separator tank 152 placed at the outlet of the second expansion turbine 112.
  • the fourth method according to the invention differs from the third method according to the invention in that the second cooled feed fraction 118 and partially liquefied is introduced into the downstream flask 152.
  • This fraction 118 is separated in the downstream flask 152 into a third liquid foot stream 154 and into a third gaseous head stream 156.
  • the third liquid foot stream 154 is introduced into a sixth static expansion valve 128 to be expanded and form a third relaxed foot stream 158.
  • the third relaxed foot stream 158 has a temperature above 0 ° C and in particular equal to -23.3 ° C. It has a pressure substantially equal to the pressure of the column 30.
  • the third relaxed foot stream 158 is introduced into the column 30 at a level N16 located between the level N11 and the level N8, substantially at the thirteenth stage from the top of the column 30.
  • the third overhead stream 156 which forms part of the effluent 118 from the second dynamic expansion turbine 112 is introduced into the second exchanger 28 to be cooled and partially liquefied, before forming a third cooled reflux stream 160 .
  • the temperature of the third cooled reflux stream 160 is below -70 ° C. This cooled reflux stream 160 is introduced into the column 30 at the N15 level.
  • the fourth method according to the invention advantageously makes it possible to treat fillers comprising compounds which solidify at a very low temperature, while maintaining an excellent extraction yield and a very low energy consumption.
  • a fifth installation 170 is shown on the Figure 5 .
  • This fifth installation 170 is intended for the implementation of a fifth method.
  • the fifth installation 170 differs from the first installation 10 in that it comprises a valve 172 for bypassing part of the withdrawal stream 92 to divert this portion upstream of the first dynamic expansion turbine 26.
  • the second compressor 36 further comprises two compression stages 36A, 36B separated by an air cooler 38A.
  • the implementation of the fifth method differs from the implementation of the first method in that a makeup cooling stream 174 is taken from the draw stream 25 obtained after passing through the first heat exchanger 20.
  • the molar flow rate of the stream 174 at the molar flow rate of the withdrawal stream 25 before sampling is between 5 and 50%.
  • the fifth method has a feed stream 16 whose C 2 + hydrocarbon content is advantageously greater than 15%.
  • composition of stream 16 for carrying out the fifth process according to the invention comprises in mole 0.35% nitrogen, 80.03% methane, 11.33% ethane, 3.60% of propane, 1.64% isobutane, 2.00% of n-butane, 0.24% isopentane, 0.19% n-pentane, 0.19% n-hexane, 0.10% n-heptane, 0.03% n-octane, and 0 , 30% carbon dioxide.
  • the temperature of the bottom C 2 + cut of the distillation column 30 being substantially equal to -0.5 ° C, it is advantageously heated.
  • the auxiliary cooling current 174 is taken downstream of the first exchanger 20 and upstream of the second exchanger 28.
  • the current 174 is introduced into the expansion valve 172 to be expanded to a pressure equivalent to that of the feed gas and form a relaxed auxiliary cooling stream 176.
  • the stream 176 is reintroduced into the fraction.
  • the combination 178 of the currents 48 and 176 makes it possible to recover 5500 kW of energy to cool the effluent 54.
  • the partially compressed stream 88 is introduced into the first compression stage 36A to be compressed and then into the air cooler 38A, before entering the second compression stage 36B.
  • a sixth installation is represented on the Figure 6 .
  • This sixth installation 180 differs from the fifth installation 150 by the presence of a downstream dynamic expansion turbine 182 coupled to a downstream compressor 184.
  • an auxiliary expansion current 186 is taken from the compressed top stream 90 from the refrigerant 38 in parallel with the withdrawal stream 92.
  • the auxiliary expansion current 186 is conveyed to the downstream dynamic expansion turbine 182 to be expanded at a pressure below 40 bar and substantially equal to 15.3 bar.
  • the expanded auxiliary expansion stream 188 coming from the turbine 182 is then reintroduced into the head stream 190, upstream of the first heat exchanger 20 and downstream of the second heat exchanger 28.
  • the current 86 coming from the first heat exchanger 20 is separated into a first recompression fraction 121A which is sent to the first compressor 32 and to a second compression fraction 121B which is sent to the downstream compressor 184.
  • the ratio of the melt flow rate of the auxiliary flash stream 186 to the compressed top stream 90 from the coolant 38 is less than 30% and is substantially between 10 and 30%.
  • the installation 180 comprises a second bypass valve 192 able to send a portion of the stream 54 to the column 30 without being cooled, in particular in the second heat exchanger 28.
  • a fraction of the stream 54 can therefore be withdrawn and pass through the valve 192 before being reintroduced into the fraction 56.
  • a seventh installation 200 according to the invention is represented on the Figure 7 .
  • the seventh installation comprises, as in the fourth installation 150, a downstream separator tank 152 which receives the second relaxed feed fraction 118 after passing through the second expansion turbine 112.
  • the third overhead stream 156 passes into the second exchanger 28 to be cooled and partially liquefied and form a cooled reflux stream 160.
  • the foot stream 154 from the downstream flask 152 is expanded in the sixth static expansion valve 128 to form a relaxed stream 158 which is introduced into a lower part of the column 30.
  • the installation comprises a bypass provided with a valve 192 which makes it possible to pass a portion of the effluent 54 from the first turbine 26 directly into the column 30 without passing through the second exchanger 28.
  • the seventh method is moreover implemented in a manner analogous to that of the fifth method according to the invention.
  • FIG. 8 An eighth installation 210 according to the invention according to the invention is represented on the Figure 8 .
  • This eighth installation 210 is intended for the implementation of an eighth method according to the invention.
  • the eighth installation 210 is advantageously intended to increase the capacity of an installation of the type described in the patent US6,578,379 and comprising the first heat exchanger 20, the first separator tank 22, the second separator tank 24, the distillation column 30, the first compressor 32 coupled to the first expansion turbine 26 and the second compressor 36.
  • the eighth installation 210 further comprises a second dynamic expansion turbine 112 and a third compressor 114, a downstream flask 152 for collecting the effluent from the second dynamic expansion turbine 112.
  • the installation 210 further comprises an upstream heat exchanger 212, a downstream heat exchanger 214, an auxiliary distillation column 216 provided with a bottom auxiliary pump 218.
  • the eighth facility 210 also includes a fourth compressor 220 interposed between two air coolers 222A, 222B.
  • the eighth method according to the invention differs from the fourth method according to the invention in that the feed stream 16 is further separated into a third fraction of feed stream 224 which is introduced into the upstream heat exchanger 212, before to form with the first fraction 115 from the exchanger 20 the first fraction 42 cooled.
  • the ratio of the molar flow rate of the third fraction 224 to the molar flow rate of the feed stream 16 is greater than 5%.
  • the third overhead stream 156 from the downstream flask 152 is introduced into the downstream heat exchanger 214 to be cooled to a temperature below -70 ° C and form the cooled third overhead stream 160.
  • the cooled third overhead stream 160 is introduced into the auxiliary column 216 at a lower stage E1.
  • Column 216 has a number of theoretical stages less than the number of theoretical stages of column 30. This stage number is advantageously between 1 and 7. Auxiliary column 216 operates at a pressure substantially equal to that of the column. 30.
  • the relaxed foot stream 158 obtained after expansion of the foot stream 154 in the valve 128 and the liquid foot fraction 68 obtained after expansion of the bottom fraction 64 in the valve 66 are mixed upstream of the column 30 to be introduced in the same point in the column 30.
  • the two mixed streams 226 are introduced into the column 30 at a level N3 advantageously corresponding to the twelfth stage from the top of the column 30.
  • the overhead vapor fraction 62 from the second separator tank 24 is introduced, after passing through the valve 70, to an average stage E2 of the auxiliary column 216 located above the stage E1.
  • a first portion 227 of the fraction 52 expanded in the valve 50 is introduced into the auxiliary column 216 at a stage E3 located above the level E2.
  • a second portion 228 of the fraction 52 is introduced directly into the column 30 at the level N1.
  • Auxiliary column 216 produces a 230 methane-rich head auxiliary stream 230 and a foot auxiliary current 232.
  • the auxiliary head stream 230 is mixed with the methane-rich head stream 84 produced by the distillation column 30.
  • the foot stream 232 is pumped by the auxiliary pump 218 to form a cooled reflux stream 234 which is introduced into the column 30 at the level N5.
  • the stream 234 thus constitutes a cooled reflux stream which is obtained from a portion of an effluent 118 of a dynamic expansion turbine 112, after separation of this effluent.
  • the mixture 235 of the overhead streams 84 and 230 is separated into a first major fraction 236 of the overhead stream and a second minor fraction 238 of the overhead stream.
  • the ratio of the molar flow rate of the majority fraction 236 to the minor fraction 238 is greater than 1.5.
  • the majority fraction 236 is introduced successively into the second heat exchanger 28, then into the first heat exchanger 20, in order to form the heated head stream 86 introduced into the first compressor 32.
  • the second overhead stream fraction 238 is passed through the downstream heat exchanger 214 countercurrently to the third overhead stream 156 to warm to a temperature above -50 ° C and form a second heated fraction 240 .
  • the second heated fraction 240 is then separated into a return stream 242, and a compression stream 244.
  • the return current 242 is reintroduced into the first head stream fraction 236, downstream of the second heat exchanger 28 and upstream of the first heat exchanger 20 to partially form the heated head stream 86.
  • the recompression stream 244 is then introduced into the upstream exchanger 212 to cool the third fraction of the feed stream 224.
  • the stream 244 warms to a temperature above -10 ° C to form a warmed recompression stream 246 .
  • a first portion 248 of the recompression stream 246 is mixed with the first fraction of the overhead stream 236 downstream of the first heat exchanger 20 to form the heated overhead stream 86.
  • a second portion 250 of the recompression stream 246 is introduced into the third compressor 114, then into the refrigerant 222A, before being recompressed in the fourth compressor 220 and introduced into the refrigerant 222B.
  • the second compressed portion 252 from the refrigerant 222B has a temperature below 60 ° C and in particular substantially equal to 40 ° C and a pressure greater than 35 bar and in particular equal to 63.1 bar.
  • This first compressed portion 252 is mixed with the compressed top stream 90 downstream of the tapping point of the draw stream 92 to form the methane-rich stream 12.
  • the heat exchanger 28 does not receive reboiling current from the column 30.
  • an auxiliary cooling stream 174 is taken in the withdrawal stream 92 upstream of the exchanger 28 as in the fifth process.
  • the eighth installation 210 and the eighth method according to the invention therefore make it possible to increase the capacity of a plant of the state of the art to increase the flow rate of the supply stream 16, without having to modify the existing equipment.
  • the installation and in particular by keeping the heat exchangers 20, 28, the column 30, the compressors 32, 36 and the turbine 26 identical and using the entries already present on the column 30.
  • Examples of temperature, pressure, and molar flow of the various streams are given in Table 13 below, for a feed comprising in mole 2.06% nitrogen, 83.97% methane, 6.31% of ethane, 3.66% propane, 0.71% isobutane, 1.49% n-butane, 0.44% iso-pentane, 0.5% n-pentane, 0.19% % n-hexane, 0.10% n-heptane, 0.03% n-octane, and 0.5% carbon dioxide.
  • Table 14 below illustrates the progressive increase in the flow rate of the feed stream 16.
  • the recovery of the C2 + in the stream 14 is greater than 99% and substantially equal to 99.1%.
  • the power of the compressor 36 is kept constant at 14896 kW.
  • Feed rate Power of the turbine 26 Flow to the turbine 112 Power of the turbine 112 Power of compressor 220 Pressure of column 30 % kW kgmol / h kW kW bara 100 4382 0 0 0 18.0 109 4160 2000 1086 529 18.0 115 4095 3300 1832 1415 17.4 120 4131 3950 2256 2588 16.7
  • the pressure of the column 30 is slightly decreased.
  • the presence of the new compressor 220 keeps the power of the second compressor 36 the same, despite the increase in flow.
  • the capacity of the first expansion turbine 26 has been kept constant.
  • the turbine 112 is used to process the addition of capacity.
  • auxiliary column 216 also prevents clogging of the column 30 during the flow increase.
  • auxiliary tank 152 also avoids the problem of freezing the heavy contents in the feed stream.
  • the eighth installation 210 makes it possible to treat a feed stream 16 containing more C 2 + hydrocarbons.
  • Such a stream has, for example, a composition comprising in mole, 1% nitrogen, 86.25% methane, 5.78% ethane, 2.99% propane, 0.71% isobutane, 49% of n-butane, 1.28% of C 5 + hydrocarbons and 0.5% of carbon dioxide, which is the initial charge which will subsequently be increased in C 2 + , according to Table 15 below.
  • the enriched composition has more than 1 mol% of C 5 + hydrocarbons.
  • the eighth installation according to the invention makes it possible to retain an ethane recovery greater than 99%, in particular equal to 99.2%, a temperature and a pressure of the feed stream 16 substantially the same.
  • the losses of charges allocated in the equipment, the efficiency of the trays in the column 30 and the position of the withdrawals, the maximum methane specification of the bottom stream 82 of the column 30, the efficiencies of the turbines and the compressors, the power of the second compressor 36 and the existing turbine 26 and the heat exchange coefficients of the existing exchangers 20 and 28 are kept identical.
  • the recovery of C 2 + in stream 12 is greater than 99 mol%, preferably equal to 99.2 mol%.
  • the power of the compressor 36 is kept constant at 13790 kW.
  • the pressure of the column 30 decreases slightly with the increase of the C 2 + content , from 19.0 bars, to 18.6 bars and then to 17.8 bars.
  • TABLE 15 Cutting speed 14 rich in C 2 + Power of the turbine 26 Flow to the turbine 112 Power of the turbine 112 Power of compressor 220 kgmol / h kW kgmol / h kW kW 1872 4111 0 0 0 1970 4024 950 502 0 2051 3829 1840 1005 383
  • the new compressor 220 thus makes it possible to obtain a treated gas rich in methane 12 under the same conditions as in the state of the art.
  • the installation comprises a second dynamic expansion turbine 112, as shown in FIGS. Figures 2 , 3 , 4 , 7 or 8 .
  • the feed stream 16 is then separated into a first fraction 115 of the feed stream and a second fraction 116 of the feed stream, which travels as described above with reference to Figures 2 , 3 , 4 , 7 or 8 .

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Description

  • La présente invention concerne un procédé et une installation de production d'un courant riche en méthane et d'un courant riche en hydrocarbures en C2 + à partir d'un courant d'alimentation contenant des hydrocarbures, selon les revendications 1 et 12 respectivement.
  • Un tel procédé respectivement appareil est destiné à extraire des hydrocarbures en C2 +, comme notamment l'éthylène, l'éthane, le propylène, le propane et des hydrocarbures plus lourds, à partir notamment de gaz naturel, de gaz de raffinerie ou de gaz synthétique obtenu à partir d'autres sources hydrocarbonées telles que le charbon, l'huile brute, le naphta.
  • Le gaz naturel contient généralement une majorité de méthane et d'éthane constituant au moins 50% en moles du gaz. Il contient également en quantité plus négligeable des hydrocarbures plus lourds, tels que le propane, le butane, le pentane. Dans certains cas, il contient également de l'hélium, de l'hydrogène, de l'azote et du dioxyde de carbone.
  • Il est nécessaire de séparer les hydrocarbures lourds du gaz naturel pour répondre à au moins deux impératifs.
  • Tout d'abord, économiquement, les hydrocarbures en C2 +, et notamment l'éthane, le propane et le butane peuvent être valorisés. En outre, la demande en liquides de gaz naturel en tant que charge pour l'industrie pétrochimique augmente continûment et devrait continuer à augmenter dans les prochaines années.
  • En outre, pour des raisons de procédé, il est souhaitable de séparer les hydrocarbures lourds afin d'éviter qu'ils ne condensent au cours du transport et/ou de la manipulation des gaz. Ceci permet d'éviter des incidents tels que l'arrivée de bouchons liquides dans les installations de transport ou de traitement conçues pour des effluents gazeux.
  • Pour séparer les hydrocarbures en C2 + du gaz naturel, il est connu d'utiliser un procédé d'absorption à l'huile qui permet de récupérer jusqu'à 90% du propane et jusqu'à environ 40% de l'éthane.
  • Pour atteindre des taux de récupération plus élevés, les procédés d'expansion cryogénique sont utilisés.
  • Dans un procédé d'expansion cryogénique connu, une partie du courant d'alimentation contenant les hydrocarbures est utilisée pour les rebouilleurs secondaires d'une colonne de séparation du méthane.
  • Puis, les différents effluents, après condensation partielle, sont combinés pour alimenter un séparateur gaz-liquide.
  • Comme décrit dans US 6,578,379 ou US 5,555,748 , le courant léger obtenu en tête du séparateur est divisé en une première fraction d'alimentation de colonne, qui est condensée avant d'être envoyée vers l'alimentation de tête de la colonne de distillation et en une seconde fraction qui est envoyée vers une turbine de détente dynamique avant d'être réintroduite dans la colonne de distillation.
  • De plus, comme décrit dans US 6,578,379 , dans un deuxième séparateur de phase le courant lourd de pied après détente et vaporisation partielle est séparé dans une fraction gazeuse de tête et une fraction liquide de pied qui, après refroidissement et condensation au moins partielle respectivement après détente sont introduites dans la colonne de distillation. En revanche, ce procédé ne montre pas l'utilisation d'une deuxième turbine afin de détendre dynamiquement une fraction du courant d'alimentation séparée du dernier en amont du séparateur.
  • Ces procédés présentent l'avantage d'être facile à démarrer et d'offrir une flexibilité opératoire importante, combinée à une bonne efficacité et à une bonne sûreté.
  • Toutefois, les contraintes économiques nécessitent d'augmenter encore l'efficacité du procédé tout en conservant un rendement d'extraction d'éthane très élevé. Il est en outre nécessaire de minimiser l'encombrement des installations et de réduire, voire de supprimer l'apport en réfrigérants externes tels que le propane, notamment pour la mise en oeuvre du procédé sur des installations flottantes ou dans des zones sensibles en terme de sécurité.
  • US 2001/0008073 , US 5 983 664 , US 6 244 070 , US 6 526 777 et US 4 687 499 décrivent divers procédés de séparation de courants d'hydrocarbures.
  • Un but de l'invention est donc d'obtenir un procédé de production qui permet de séparer un courant d'alimentation contenant des hydrocarbures en un courant riche en hydrocarbures en C2 + et en un courant riche en méthane, de manière très économique, peu encombrante et très efficace.
  • A cet effet, l'invention a pour objet un procédé selon la revendication 1.
  • Le procédé selon l'invention peut comprendre l'une ou plusieurs des caractéristiques des revendications 2 à 11 ou l'une des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute(s) combinaison(s) techniquement possible(s) :
    • le courant de rebouillage auxiliaire est placé en relation d'échange thermique avec le courant issu de la turbine de détente dynamique dans le deuxième échangeur thermique ;
    • aucun cycle de réfrigération extérieur n'est utilisé pour refroidir la première fraction du courant d'alimentation dans le premier échangeur thermique ;
    • le courant de fond de colonne est pompé et est avantageusement réchauffé par mise en relation d'échange thermique avec au moins une fraction du courant d'alimentation jusqu'à une température inférieure à sa température de bulle.
  • L'invention a en outre pour objet une installation de production d'un courant riche en méthane et d'un courant riche en hydrocarbures en C2 + à partir d'un courant d'alimentation contenant des hydrocarbures, selon la revendication 12.
  • L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui va suivre, donnée uniquement à titre d'exemple, et faite en se référant aux dessins annexés sur lesquels :
    • la Figure 1 est un schéma synoptique fonctionnel d'une première installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un premier procédé ;
    • la Figure 2 est un schéma synoptique fonctionnel d'une deuxième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un deuxième procédé selon l'invention ;
    • la Figure 3 est un schéma synoptique fonctionnel d'une troisième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un troisième procédé selon l'invention ;
    • la Figure 4 est un schéma synoptique fonctionnel d'une quatrième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un quatrième procédé selon l'invention ;
    • la Figure 5 est un schéma synoptique fonctionnel d'une cinquième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un cinquième procédé ;
    • la Figure 6 est un schéma synoptique fonctionnel d'une sixième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un sixième procédé;
    • la Figure 7 est un schéma synoptique fonctionnel d'une septième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un septième procédé selon l'invention ;
    • la Figure 8 est un schéma synoptique fonctionnel d'une huitième installation de production destinée à la mise en oeuvre d'un huitième procédé selon l'invention.
  • Dans tout ce qui suit, on désignera par les mêmes références un courant circulant dans une conduite et la conduite qui le transporte.
  • En outre, sauf indication contraire, les pourcentages cités sont des pourcentages molaires et les pressions sont données en bars absolus. Le rendement de chaque compresseur est choisi comme étant de 82% polytropique et le rendement de chaque turbine est de 85% adiabatique. De même les colonnes de distillation décrites utilisent des plateaux mais elles peuvent également utiliser du garnissage vrac ou structuré. Une combinaison de plateaux et de garnissage est également possible. Les turbines additionnelles décrites entraînent des compresseurs mais elles peuvent également entrainer des générateurs électriques à fréquence variable dont l'électricité produite peut être utilisée dans le réseau par l'intermédiaire d'un convertisseur de fréquence. Les courants dont la température est supérieure à l'ambiante sont décrits comme étant refroidis par des aéro réfrigérants. En variante, il est possible d'utiliser des échangeurs à eau par exemple à eau douce ou à eau de mer.
  • La Figure 1 illustre une première installation 10 de production d'un courant 12 riche en méthane et d'une coupe 14 riche en hydrocarbures en C2 +, à partir d'un courant gazeux 16 d'alimentation.
  • Le courant gazeux 16 est un courant de gaz naturel, un courant de gaz de raffinerie, ou un courant de gaz synthétique obtenu à partir d'une source hydrocarbonée telle que du charbon, de l'huile brute, du naphta. Dans l'exemple représenté sur les Figures, le courant 16 est un courant de gaz naturel déshydraté.
  • Le procédé et l'installation 10 s'appliquent avantageusement à la construction d'une nouvelle unité de récupération de méthane et d'éthane.
  • L'installation 10 comprend, d'amont en aval, un premier échangeur thermique 20, un premier ballon séparateur 22, un deuxième ballon séparateur 24, et une première turbine de détente dynamique 26, propre à produire du travail lors de la détente d'un courant passant à travers la turbine.
  • L'installation comprend en outre un deuxième échangeur thermique 28, une première colonne de distillation 30, un premier compresseur 32 accouplé à la première turbine de détente dynamique 26, un premier réfrigérant 34, un deuxième compresseur 36, un deuxième réfrigérant 38, et une pompe de fond de colonne 40.
  • Un premier procédé de production, mise en oeuvre dans l'installation 10 va maintenant être décrit.
  • Le courant d'alimentation 16 d'un gaz naturel déshydraté comprend en moles, 2,06% d'azote, 83,97% de méthane, 6,31 % d'éthane, 3,66% de propane, 0,70% d'isobutane, 1,50% de n-butane, 0,45 % d'isopentane, 0,83% de n-pentane et 0,51% de dioxyde de carbone.
  • Le courant d'alimentation 16 présente donc plus généralement en moles entre 5 % et 15 % d'hydrocarbures en C2 + à extraire et entre 75 % et 90 % de méthane.
  • Par « gaz déshydraté », on entend un gaz dont la teneur en eau est la plus basse possible et est notamment inférieure à 1 ppm.
  • Le courant d'alimentation 16 présente une pression supérieure à 35 bars et une température voisine de la température ambiante et notamment sensiblement égale à 30°C. Le débit du courant d'alimentation est dans cet exemple de 15 000 kmoles/heure.
  • Dans l'exemple représenté, le courant d'alimentation 16 est introduit dans sa totalité dans le premier échangeur thermique 20 où il est refroidi et partiellement condensé pour former une fraction 42 de courant d'alimentation refroidi.
  • La température de la fraction 42 est inférieure à -10°C et est notamment égale à - 26°C. Puis, la fraction refroidie 42 est introduite dans le premier ballon séparateur 22.
  • La teneur en liquide de la fraction refroidie 42 est inférieure à 50% molaire.
  • Un courant léger de tête 44 gazeux et un courant lourd de pied 45 liquide sont extraits du premier ballon séparateur 22. Le courant gazeux 44 est divisé en une fraction minoritaire 46 d'alimentation de colonne et en une fraction majoritaire 48 d'alimentation de turbine. Le rapport du débit molaire de la fraction majoritaire 48 à la fraction minoritaire 46 est supérieur à 2.
  • La fraction d'alimentation de colonne 46 est introduite dans le deuxième échangeur 28 pour y être totalement liquéfiée et sous-refroidie. Elle forme une fraction d'alimentation de colonne refroidie 49. Cette fraction 49 est détendue dans une première vanne de détente statique 50 pour former une fraction détendue 52 introduite en reflux dans la première colonne de distillation 30.
  • La température de la fraction détendue 52 obtenue après passage dans la vanne 50 est inférieure à -70°C et est notamment égale à -109°C.
  • La pression de la fraction détendue 52 est en outre sensiblement égale à la pression d'opération de la colonne 30 qui est inférieure à 40 bars et notamment comprise entre 10 bars et 30 bars, avantageusement égale à 20 bars.
  • La fraction 52 est introduite dans une partie haute de la colonne 30 à un niveau N1, situé par exemple au cinquième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • La fraction d'alimentation de turbine 48 est introduite dans la première turbine de détente dynamique 26. Elle subit une expansion dynamique jusqu'à une pression proche de la pression d'opération de la colonne 30 pour former une fraction d'alimentation détendue 54 qui présente une température inférieure à -50°C.
  • Selon l'invention, la fraction détendue 54 est envoyée dans le deuxième échangeur thermique 28 pour y être refroidie et former un courant de reflux refroidi additionnel 56.
  • L'expansion de la fraction d'alimentation 48 dans la première turbine 26 permet de récupérer 4584 kW d'énergie qui refroidissent la fraction 48.
  • Selon l'invention, le courant 54, qui est un effluent issu d'une turbine 26 de détente dynamique est refroidi et est au moins partiellement liquéfié pour constituer un premier courant de reflux refroidi 56.
  • La température du courant de reflux refroidi 56 est inférieure à -60 °C.
  • La teneur en liquide du courant de reflux refroidi 56 est supérieure à 5% molaire.
  • Le courant de reflux refroidi 56 est introduit dans une partie moyenne de la colonne 30 située sous la partie supérieure, à un niveau N2 correspondant au dixième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Le courant liquide 45 récupéré au fond du premier ballon séparateur 22 est détendu dans une deuxième vanne de détente statique 58, puis est réchauffé dans le premier échangeur thermique 20 et est partiellement vaporisé pour former un courant lourd détendu 60.
  • La pression du courant lourd détendu 60 est inférieure à 50 bars et est notamment sensiblement égale à 20,7 bars. La température du courant lourd détendu 60 est supérieure à -50 °C et est notamment sensiblement égale à -20°C.
  • Le courant lourd détendu 60 est ensuite introduit dans le deuxième ballon séparateur 24 pour y être séparé en une fraction gazeuse de tête 62 et en une fraction liquide de pied 64.
  • La fraction liquide de pied 64 est alors détendue sensiblement à la pression d'opération de la colonne 30 à travers une troisième vanne de détente statique 66.
  • La fraction liquide détendue 68 issue de la troisième vanne 66 est introduite en reflux dans une partie moyenne de la première colonne 30, à un niveau N3 situé sous le niveau N2, avantageusement au quatorzième étage en partant du haut de la première colonne 30.
  • La fraction gazeuse de tête 62 est introduite dans le deuxième échangeur thermique 28 pour y être refroidie et totalement liquéfiée. Elle est ensuite détendue dans une quatrième vanne de détente statique 70 et forme une fraction détendue 72. La température de la fraction détendue 72 est inférieure à -70°C et est notamment égale à -106.9°C. Sa pression est sensiblement égale à la pression de la colonne 30.
  • La fraction détendue 72 est introduite en reflux dans une partie haute de la colonne 30 située à un niveau N5 placé entre le niveau N1 et le niveau N2, avantageusement au cinquième étage en partant du haut de la colonne 30. La température de la fraction liquide détendue 68 est inférieure à 0°C et est notamment égale à -20.4°C.
  • Un premier courant de rebouillage 74 est prélevé au voisinage du fond de la colonne 30 à une température supérieure à -3°C et notamment sensiblement égale à 12,08°C, à un niveau N6 situé avantageusement au vingt-et-unième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Le premier courant 74 est amené jusqu'au premier échangeur thermique 20 où il est réchauffé jusqu'à une température supérieure à 3°C et notamment égale à 18,88°C avant d'être renvoyé à un niveau N7 correspondant au vingt-deuxième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Un deuxième courant de rebouillage 76 est prélevé à un niveau N8 situé au-dessus du niveau N6 et en dessous du niveau N3, avantageusement au dix-huitième étage en partant du haut de la colonne. Le deuxième courant de rebouillage 76 est introduit dans le premier échangeur thermique 20 pour y être réchauffé jusqu'à une température supérieure à -8°C et notamment égale à 7,23°C. Il est ensuite renvoyé dans la colonne 30 à un niveau N9 situé sous le niveau N8 et au-dessus du niveau N6, avantageusement au dix-neuvième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Un troisième courant de rebouillage 78 est prélevé à un niveau N10 situé sous le niveau N3 et au-dessus du niveau N8, avantageusement au quinzième étage en partant du haut de la colonne 30. Le troisième courant de rebouillage 78 est ensuite amené jusqu'au premier échangeur thermique 20 où il est réchauffé jusqu'à une température supérieure à -30°C et notamment égale à -15.6°C avant d'être renvoyé à un niveau N11 de la colonne 30 situé sous le niveau N10 et situé au-dessus du niveau N8, avantageusement au seizième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Un quatrième courant de rebouillage 80 est prélevé dans une partie moyenne de la colonne 30 à un niveau N12 situé sous le niveau N2 et au-dessus du niveau N3, et avantageusement au douzième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Ce quatrième courant de rebouillage 80 est amené jusqu'au deuxième échangeur thermique 28 où il est réchauffé par échange thermique avec l'effluent 54 de la turbine 26 jusqu'à une température supérieure à -50°C. Il échange ainsi une puissance thermique qui permet de fournir une partie des frigories nécessaires à la formation du courant de reflux refroidi 56. Le quatrième courant 80 est ensuite réintroduit dans la colonne 30 à un niveau N13 situé sous le niveau N12 et au-dessus du niveau N3, avantageusement au treizième étage, en partant du haut de la colonne 30.
  • Ainsi, les courants 52, 72 et 96 sont introduits dans la partie haute de la colonne 30 qui s'étend à partir d'une hauteur supérieure à 35% de la hauteur de la colonne 30, alors que les courants 56 et 68 sont introduits dans une partie moyenne qui s'étend sous la partie haute.
  • La colonne 30 produit en pied un courant liquide 82 de fond de colonne. Le courant 82 de fond de colonne présente une température supérieure à 4°C et notamment égale à 18.9°C.
  • Ainsi, le courant de fond 82 contient en mole 1,45% de dioxyde de carbone, 0% d'azote, 0,46% de méthane, 45,83% d'éthane, 26,80% de propane, 5,18% de i-butane, 10,96% de n-butane, 3,26% de i-pentane, 6,07% de n-pentane.
  • Plus généralement, le courant 82 a un rapport C1/C2 inférieur à 3% molaire, par exemple égal à 1%.
  • Il contient plus de 95%, avantageusement plus de 99% en moles de l'éthane contenu dans le courant d'alimentation 16 et il contient sensiblement 100% en moles des hydrocarbures en C3 + contenus dans le courant d'alimentation 16.
  • Le courant de fond de colonne 82 est pompé dans la pompe 40 pour former la coupe 14 riche en hydrocarbures en C2 +.
  • Il peut être avantageusement réchauffé par mise en relation d'échange thermique avec au moins une fraction du courant d'alimentation 16 jusqu'à une température inférieure à sa température de bulle, pour le maintenir sous forme liquide.
  • La colonne 30 produit en tête un courant gazeux 84 de tête de colonne riche en méthane. Le courant 84 présente une température inférieure à -70 °C et notamment sensiblement égale à -108,9°C. Il présente une pression sensiblement égale à la pression de la colonne 30, par exemple égale à 19,0 bars.
  • Le courant de tête 84 est successivement introduit dans le deuxième échangeur thermique 28, puis dans le premier échangeur thermique 20 pour y être réchauffé et former un courant 86 de tête riche en méthane réchauffé. Le courant 86 présente une température supérieure à -10°C et notamment égale à 27,5°C.
  • Puis, le courant 86 est introduit successivement dans le premier compresseur 32 entraîné par la turbine principale 26 pour y être comprimé à une pression sensiblement égale à 40 bars, avant d'être introduit dans le premier réfrigérant à air 34 pour y être refroidi à une température inférieure à 60 °C, notamment à égale à 40°C.
  • Le courant 88 partiellement comprimé ainsi obtenu est introduit dans le deuxième compresseur 36 puis dans le deuxième réfrigérant 38 pour former un courant de tête 90 comprimé. Le courant 90 présente ainsi une pression supérieure à 35 bars et notamment sensiblement égale à 63,1 bars.
  • Le courant de tête de colonne refroidi 90 forme essentiellement le courant riche en méthane 12 produit par le procédé.
  • Sa composition est avantageusement de 97,19% molaire de méthane, 2,39% molaire d'azote et 0,06% molaire d'éthane. Il comprend plus de 99% du méthane contenu dans le courant d'alimentation 16 et moins de 5% des hydrocarbures en C2 + contenus dans le courant d'alimentation 16.
  • Comme illustré par la Figure 1, un courant de soutirage 92 est prélevé dans le courant de tête comprimé 90. Le courant 92 présente un débit molaire non nul compris entre 0 % et 35 % du débit molaire du courant de tête comprimé 90 en amont du prélèvement, le reste du courant de tête comprimé 90 formant le courant 12.
  • Le courant de soutirage 92 est refroidi successivement dans le premier échangeur 20, puis dans le deuxième échangeur 28, avant d'être détendu dans une cinquième vanne de détente statique 94.
  • Le courant 96, qui avant détente dans la vanne 94 est essentiellement liquéfié, possède après détente une fraction liquide supérieure à 0,8. Le courant de soutirage détendu 96 issu de la cinquième vanne 94 est ensuite introduit en reflux au voisinage de la tête de la colonne 30 à un niveau N14 situé au-dessus du niveau N1 et correspondant avantageusement au premier étage de la colonne 30.
  • La température du courant de soutirage détendu 96 avant son introduction dans la colonne 30 est inférieure à -70° C et est avantageusement égale à -111.4°C.
  • Des exemples de température, de pression, et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 1 ci-dessous. TABLEAU 1
    Courant Température Pression Débit
    (°C) (bars) (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12950
    14 19,4 24,2 2050
    16 30,0 62,0 15000
    42 -26,0 61,0 15000
    44 -26,0 61,0 13472
    45 -26,0 61,0 1528
    46 -26,0 61,0 1350
    48 -26,0 61,0 12122
    49 -106,9 60,0 1350
    52 -109,0 19,2 1350
    54 -74,2 19,2 12122
    56 -84,0 19,1 12122
    60 -20,0 20,2 1528
    62 -20,0 20,2 685
    64 -20,0 20,2 843
    68 -20,4 19,2 843
    72 -106,9 19,2 685
    82 18,9 19,2 2050
    84 -108,9 19,0 15080
    86 27,5 18,0 15080
    88 40,0 25,1 15080
    90 40,0 63,1 15080
    92 40,0 63,1 2130
    96 -111,4 19,2 2130
  • Par rapport à une installation de l'état de la technique, telle que décrite par exemple dans le brevet américain US 6,578,379 , la consommation énergétique du procédé, constituée par l'énergie d'entraînement du deuxième compresseur 36 est de 13630 kW contre 14494 kW avec un procédé selon US 6,578,379 , dans lequel le même débit de charge à traiter est utilisé.
  • Par rapport à l'état de la technique, le procédé permet donc d'obtenir une réduction significative de la puissance consommée, tout en conservant une forte sélectivité pour l'extraction d'éthane.
  • Une deuxième installation 110 selon l'invention est représentée sur la Figure 2. Cette installation 110 est destinée à la mise en oeuvre d'un deuxième procédé selon l'invention.
  • A la différence de la première installation 10, la deuxième installation 110 comprend une deuxième turbine de détente dynamique 112 couplée à un troisième compresseur 114.
  • A la différence du premier procédé selon l'invention, le courant d'alimentation 16 est divisé en une première fraction 115 de courant d'alimentation et en une deuxième fraction 116 de courant d'alimentation.
  • Le rapport du débit molaire de la première fraction 115 à la deuxième fraction 116 est par exemple supérieur à 2 et est notamment compris entre 2 et 15.
  • La première fraction 115 est dirigée vers le premier échangeur thermique 20 pour former la fraction refroidie 42.
  • La deuxième fraction 116 est dirigée vers la deuxième turbine de détente dynamique 112 pour y être détendue dynamiquement jusqu'à une pression inférieure à 40 bars, avantageusement sensiblement égale à la pression de la colonne 30.
  • La deuxième fraction d'alimentation détendue 118 récupérée à la sortie de la deuxième turbine de détente 112 présente ainsi une température inférieure à 0°C et notamment égale à -24°C. L'expansion thermique dans la turbine 112 permet de récupérer 1364 kW pour refroidir le flux.
  • La fraction 118 est ensuite introduite dans le deuxième échangeur thermique 28 pour y être refroidie et au moins partiellement liquéfiée. La fraction refroidie 120 issue du deuxième échangeur 28 forme un deuxième courant de reflux refroidi qui est introduit dans la colonne 30 à un niveau supérieur N15 situé entre le niveau N2 et le niveau N5, avantageusement au sixième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • La température du deuxième courant de reflux refroidi 120 est par exemple inférieure à -70°C et est notamment égale à -104.8°C.
  • Selon l'invention, le deuxième courant de reflux refroidi 120 est formé à partir d'un effluent 118 d'une turbine de détente dynamique 112, cet effluent 118 étant refroidi dans le deuxième échangeur thermique 28 avant d'être introduit dans la colonne 30.
  • Dans une variante non-conorme à l'invention et représentée en pointillés sur la Figure 2, la deuxième fraction 116 est prélevée dans l'échangeur 20 pour y être refroidie partiellement et partiellement liquéfiée.
  • La deuxième fraction 116 est alors introduite dans un ballon séparateur amont 122. La deuxième fraction 116 est séparée dans le ballon 122 en une deuxième fraction liquide de pied 124 et en une deuxième fraction gazeuse de tête 126.
  • La deuxième fraction de pied 124 est détendue dans une sixième vanne de détente statique 128 jusqu'à une pression inférieure à 40 bars et sensiblement égale à la pression de la colonne 30. Elle forme ainsi une deuxième fraction liquide détendue 130 qui est introduite à un niveau N16 de la colonne 30 situé entre le niveau N11 et le niveau N8, avantageusement au quinzième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • La deuxième fraction de tête 126 est introduite dans la deuxième turbine de détente dynamique 112 pour former la deuxième fraction d'alimentation détendue 118.
  • Le rapport du débit molaire de la deuxième fraction de pied 124 à la deuxième fraction de tête 126 est inférieur à 0,2.
  • En outre, le courant de tête réchauffé 86 est séparé, à la sortie du premier échangeur thermique 20 en une première fraction 121A de courant de tête réchauffé envoyée au premier compresseur 32 et en une deuxième fraction 121B de courant de tête réchauffé envoyée au troisième compresseur 114. La fraction 121B est comprimée dans le troisième compresseur 114 jusqu'à une pression supérieure à 15 bars.
  • La fraction comprimée 121C obtenue à la sortie du troisième compresseur 114 est mélangée à la fraction comprimée 121D obtenue à la sortie du premier compresseur 32, avant leur introduction dans le premier réfrigérant 34.
  • Cette disposition en parallèle des compresseurs 32, 114 permet de pallier la panne de l'un ou de l'autre des compresseurs, sans avoir à stopper totalement l'installation.
  • Des exemples de température, de pression et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 2 ci-dessous. TABLEAU 2
    Courant Température Pression Débit
    (°C) (bars) (kgmol/h)
    12 -108,7 61,6 1588
    14 15,3 22,9 2055
    16 30,0 62,0 15000
    42 -32,0 61,0 12500
    44 -32,0 61,0 10936
    45 -32,0 61,0 1564
    46 -32,0 61,0 645
    48 -32,0 61,0 10291
    49 -108,7 60,0 645
    52 -111,2 17,9 645
    54 -81,4 18,4 10291
    56 -85,0 17,9 10291
    60 -35,0 36,5 1564
    62 -35,0 36,5 448
    64 -35,0 36,5 1116
    68 -44,8 17,9 1116
    72 -109,5 17,9 448
    82 14,9 17,9 2055
    84 -110,7 17,7 14534
    86 25,1 16,7 14534
    88 40,0 24,7 14534
    90 40,0 63,1 14534
    92 40,0 63,1 1588
    96 -113,3 17,9 1588
    115 30,0 62,0 12500
    116 30,0 62,0 2500
    118 -24,0 18,9 2500
    120 -104,8 17,9 2500
    121C 61,6 25,2 3829
    121D 61,6 25,2 10704
  • La consommation globale du procédé, est encore réduite par rapport au premier procédé selon l'invention, pour valoir environ 13392 kW.
  • Dans une variante non représentée, le deuxième compresseur 36 comprend deux étages de compression séparés par un aéro-réfrigérant. L'arrangement ainsi obtenu permet une économie supplémentaire de puissance de 884 kW.
  • La puissance consommée par le compresseur 36 en fonction du débit de la deuxième fraction de courant d'alimentation 116 est donnée dans le tableau 3 ci-dessous. TABLEAU 3
    Récupération d'Ethane % mole Débit vers la turbine 112 kmol/h Puissance de la turbine 26 kW Puissance de la turbine 112 kW Puissance du compresseur 36 kW
    99,20 1000 4111 546 13842
    99,19 1500 3997 819 13567
    99,20 2000 3904 1091 13446
    99,18 2500 3812 1364 13392
    99,19 3000 3721 1637 13425
    99,20 3500 3631 1910 13534
  • D'après ce tableau, il est possible d'obtenir un gain de puissance d'au moins 7,6% par rapport au procédé décrit dans l'état de la technique.
  • En outre, pour un rapport de débit compris entre 4 et 6,5 , entre le débit de la première fraction de courant d'alimentation 115 et de la deuxième fraction de courant d'alimentation 116, un minimum de puissance consommée est observé.
  • Une troisième installation selon l'invention 140 est représentée sur la Figure 3. Cette troisième installation est destinée à la mise en oeuvre d'un troisième procédé selon l'invention.
  • A la différence de la deuxième installation 110, le courant 54 issu de la première turbine de détente 26 est envoyé directement en reflux dans la colonne 30, au niveau N2, sans être refroidi, notamment dans le deuxième échangeur thermique 28.
  • Des exemples de température, de pression et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 4 ci-dessous. TABLEAU 4
    Courant Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12951
    14 16,7 23,2 2049
    16 30,0 62,0 15000
    42 -34,0 61,0 12000
    44 -34,0 61,0 10392
    45 -34,0 61,0 1608
    46 -34,0 61,0 315
    48 -34,0 61,0 10077
    49 -108,3 60,0 315
    52 -110,8 18,2 315
    54 -83,7 18,2 10077
    60 -35,0 36,0 1608
    62 -35,0 36,0 503
    64 -35,0 36,0 1104
    68 -44,5 18,2 1104
    72 -108,9 18,2 503
    82 16,2 18,2 2049
    84 -110,3 18,0 14821
    86 23,6 17,0 14821
    88 40,0 25,3 14821
    90 40,0 63,1 14821
    92 40,0 63,1 1870
    96 -112,8 18,2 1870
    115 30,0 62,0 12000
    116 30,0 62,0 3000
    118 -23,5 19,2 3000
    120 -104,2 18,2 3000
    121C 60,4 25,8 4514
    121D 60,4 25,8 10307
  • Une quatrième installation 150 selon l'invention est représentée sur la Figure 4. Cette quatrième installation 150 est destinée à la mise en oeuvre d'un quatrième procédé selon l'invention.
  • Le quatrième procédé s'applique avantageusement à un courant d'alimentation 16 présentant des hydrocarbures lourds qui ont tendance à figer à basse température. Ces hydrocarbures lourds sont par exemple en C6 +. Ainsi, la concentration en hydrocarbures en C6 + est supérieure à 0,3% molaire dans le courant d'alimentation 16.
  • Un exemple de courant d'alimentation 16 pour la mise en oeuvre du quatrième procédé selon l'invention comprend en mole 2,06% d'azote, 83,97% de méthane, 6,31% d'éthane, 3,66% de propane, 0,7% d'isobutane, 1,5% de n-butane, 0,45% d'isopentane, 0,51% de n-pentane, 0,19% de n-hexane, 0,10% de n-heptane, 0,03% de n-octane, et 0,51% de dioxyde de carbone.
  • A la différence de la troisième installation 140, la quatrième installation 150 selon l'invention comprend un ballon séparateur aval 152 placé à la sortie de la deuxième turbine de détente 112.
  • Ainsi, le quatrième procédé selon l'invention diffère du troisième procédé selon l'invention en ce que la deuxième fraction d'alimentation refroidie 118 et partiellement liquéfiée est introduite dans le ballon aval 152.
  • Cette fraction 118 est séparée dans le ballon aval 152 en un troisième courant de pied liquide 154 et en un troisième courant de tête gazeux 156.
  • Le troisième courant de pied liquide 154 est introduit dans une sixième vanne de détente statique 128 pour y être détendue et former un troisième courant de pied détendu 158.
  • Le troisième courant de pied détendu 158 présente une température supérieure à 0°C et notamment égale à - 23,3°C. Il présente une pression sensiblement égale à la pression de la colonne 30.
  • Le troisième courant de pied détendu 158 est introduit dans la colonne 30 à un niveau N16 situé entre le niveau N11 et le niveau N8, sensiblement au treizième étage en partant du haut de la colonne 30.
  • Le troisième courant de tête 156, qui forme une partie de l'effluent 118 issu de la deuxième turbine de détente dynamique 112 est introduit dans le deuxième échangeur 28 pour y être refroidi et partiellement liquéfié, avant de former un troisième courant de reflux refroidi 160.
  • La température du troisième courant de reflux refroidi 160 est inférieure à -70°C. Ce courant de reflux refroidi 160 est introduit dans la colonne 30 au niveau N15.
  • La mise en oeuvre du quatrième procédé selon l'invention est par ailleurs analogue à celle du troisième procédé selon l'invention.
  • Des exemples de température, de pression, et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 5 ci-dessous. TABLEAU 5
    Courant Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12948
    14 16,3 23,2 2052
    16 30,0 62,0 15000
    42 -34,2 61,0 12000
    44 -34,2 61,0 10397
    45 -34,2 61,0 1603
    46 -34,2 61,0 662
    48 -34,2 61,0 9735
    49 -108,3 60,0 662
    52 -110,8 18,2 662
    54 -84,0 18,2 9735
    60 -35,0 36,0 1603
    62 -35,0 36,0 495
    64 -35,0 36,0 1108
    68 -44,2 18,2 1108
    72 -108,9 18,2 495
    82 15,9 18,2 2052
    84 -110,3 18,0 14597
    86 25,1 17,0 14597
    88 40,0 25,1 14597
    90 40,0 63,1 14597
    92 40,0 63,1 1649
    96 -112,8 18,2 1649
    115 30 62,0 12000
    116 30,0 62,0 3000
    118 -23,0 19,2 3000
    154 -23,0 19,2 109
    156 -23,0 19,2 2891
    158 -23,3 18,2 109
    160 -104,5 18,2 2891
    121C 61,6 25,6 4577
    121D 61,6 25,6 10019
  • La diminution de la puissance consommée par le deuxième compresseur 36 en fonction du débit introduit dans la deuxième turbine de détente dynamique 112 est donnée dans le tableau 6 ci-dessous. TABLEAU 6
    Récupération d'Ethane Débit vers la turbine 112 Puissance de la turbine 26 Puissance de la turbine 112 Puissance du compresseur 36
    % mole kmol/h kW kW kW
    99,19 1000 3994 539 13772
    99,18 1500 3851 809 13518
    99,18 2000 3745 1078 13444
    99,20 2500 3641 1348 13288
    99,18 3000 3558 1617 13170
    99,18 3500 3483 1887 13216
  • Le quatrième procédé selon l'invention permet avantageusement de traiter des charges comprenant des composés se solidifiant à très basse température, tout en conservant un excellent rendement d'extraction et une consommation énergétique très basse.
  • Une cinquième installation 170 est représentée sur la Figure 5. Cette cinquième installation 170 est destinée à la mise en oeuvre d'un cinquième procédé.
  • La cinquième installation 170 diffère de la première installation 10 en ce qu'elle comprend une vanne 172 de dérivation d'une partie du courant de soutirage 92 pour dériver cette partie en amont de la première turbine de détente dynamique 26.
  • Dans l'exemple représenté sur la Figure 5, le deuxième compresseur 36 comprend en outre deux étages de compression 36A, 36B séparés par un aéro-réfrigérant 38A.
  • La mise en oeuvre du cinquième procédé diffère de la mise en oeuvre du premier procédé en ce qu'un courant de refroidissement d'appoint 174 est prélevé dans le courant de soutirage 25 obtenu après son passage dans le premier échangeur thermique 20. Le rapport du débit molaire du courant 174 au débit molaire du courant de soutirage 25 avant prélèvement, est compris entre 5 et 50%.
  • Le cinquième procédé a un courant d'alimentation 16 dont la teneur en hydrocarbures en C2 + est avantageusement supérieure à 15 %.
  • Un exemple de composition du courant 16 pour la mise en oeuvre du cinquième procédé selon l'invention comprend en mole 0,35% d'azote, 80,03% de méthane, 11,33% d'éthane, 3,60% de propane, 1,64% d'isobutane, 2,00% de n-butane, 0,24% d'isopentane, 0,19% de n-pentane, 0,19% de n-hexane, 0,10% de n-heptane, 0,03% de n-octane, et 0,30% de dioxyde de carbone.
  • La température de la coupe C2 + de fond de la colonne de distillation 30 étant sensiblement égale à -0.5°C, elle est avantageusement réchauffée.
  • Le courant de refroidissement d'appoint 174 est prélevé en aval du premier échangeur 20 et en amont du deuxième échangeur 28.
  • Le courant 174 est introduit dans la vanne de détente 172 pour y être détendu jusqu'à une pression équivalente à celle du gaz d'alimentation et former un courant de refroidissement d'appoint détendu 176. Le courant 176 est réintroduit dans la fraction d'alimentation de turbine 48, en amont de la première turbine de détente dynamique 26, et en aval du point de séparation entre la fraction d'alimentation de colonne 46 et la fraction d'alimentation de turbine 48.
  • La combinaison 178 des courants 48 et 176 permet de récupérer 5500 kW d'énergie pour refroidir l'effluent 54.
  • En outre, le courant 88 partiellement comprimé est introduit dans le premier étage de compression 36A pour y être comprimé puis dans l'aéro-réfrigérant 38A, avant d'entrer dans le deuxième étage de compression 36B.
  • Ceci permet d'obtenir un gain notable en terme de puissance consommée.
  • Des exemples de température, de pression, et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 7 ci-dessous. TABLEAU 7
    Courant Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12078
    14 1,0 31,9 2922
    16 40,0 62,0 15000
    42 -24,0 61,0 15000
    44 -24,0 61,0 12635
    45 -24,0 61,0 2365
    46 -24,0 61,0 2100
    48 -24,0 61,0 10535
    49 -112,3 60,0 2100
    52 -112,0 15,0 2100
    54 -82,4 15,0 12535
    56 -93,3 15,0 12535
    60 -38,0 39,7 2365
    62 -38,0 39,7 423
    64 -38,0 39,7 1942
    68 -54,1 15,0 1942
    72 -112,4 15,0 423
    82 -0,5 15,0 2922
    84 -114,4 14,8 15648
    86 37,3 13,8 15468
    88 40,0 19,9 15468
    90 40,0 63,1 15468
    92 40,0 63,1 3390
    96 -115,6 15,0 1390
    174 -45,0 62,6 2000
    176 -46,1 61,0 2000
    178 -27,4 61,0 12535
  • La diminution de la puissance du deuxième compresseur 36 en fonction du débit recyclé vers la première turbine de détente dynamique 26 est illustrée par le Tableau 8 ci-dessous. TABLEAU 8
    Récupération d'Ethane Débit vers la turbine 26 Puissance de la turbine 26 Température du courant 56 Puissance du compresseur 36
    % mole kmol/h kW °C kW
    99,18 0 5383 -85,7 17506
    99,19 200 5419 -85,7 17159
    99,18 500 5444 -86,7 16967
    99,20 800 5459 -88,2 16847
    99,19 1100 5475 -89,7 16758
    99,18 1700 5493 -92,1 16658
    99,17 2000 5499 -93,2 16650
    99,19 2100 5498 -93,6 16665
  • Une diminution de 4,9% de la puissance du deuxième compresseur 36 est observée par rapport au premier procédé, qui lui-même représente un gain de 5,2% par rapport à l'état de la technique mis en oeuvre sur ce gaz lourd.
  • Une sixième installation est représentée sur la Figure 6. Cette sixième installation 180 diffère de la cinquième installation 150 par la présence d'une turbine de détente dynamique aval 182 accouplée à un compresseur aval 184.
  • A la différence du cinquième procédé, un courant de détente auxiliaire 186 est prélevé dans le courant de tête comprimé 90 issu de l'aéro-réfrigérant 38 en parallèle du courant de soutirage 92.
  • Le courant de détente auxiliaire 186 est convoyé jusqu'à la turbine de détente dynamique aval 182 pour y être détendu à une pression inférieure à 40 bars et sensiblement égale à 15,3 bars.
  • Le courant de détente auxiliaire détendu 188 issu de la turbine 182 est ensuite réintroduit dans le courant de tête 190, en amont du premier échangeur thermique 20 et en aval du deuxième échangeur thermique 28.
  • Par ailleurs, comme dans le quatrième procédé selon l'invention, le courant 86 issu du premier échangeur thermique 20 est séparé en une première fraction de recompression 121A qui est envoyée vers le premier compresseur 32 et en une deuxième fraction de compression 121B qui est envoyée vers le compresseur aval 184.
  • Le rapport du débit molaire du courant de détente auxiliaire 186 au courant de tête comprimé 90 issu du réfrigérant 38 est inférieur à 30% et est sensiblement compris entre 10 et 30 %.
  • Des exemples de température, de pression et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 9 ci-dessous. TABLEAU 9
    Courant Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12076
    14 3,8 31,9 2924
    16 40,0 62,0 15000
    42 -31,0 61,0 15000
    44 -31,0 61,0 11946
    45 -31,0 61,0 3054
    46 -31,0 61,0 1905
    48 -31,0 61,0 10041
    49 -110,9 60,0 1905
    52 -110,7 16,0 1905
    54 -82,4 16,0 10091
    56 -89,9 15,9 10091
    60 -38,0 39,7 3054
    62 -38,0 39,7 795
    64 -38,0 39,7 2259
    68 -53,7 16,0 2259
    72 -110,5 16,0 795
    82 2,4 16,0 2924
    84 -112,9 15,8 13126
    86 33,5 14,8 16126
    88 40 22,1 16126
    90 40,0 63,1 16126
    92 40,0 63,1 1050
    96 -114,0 16,0 1000
    174 -45,0 62,6 50
    176 -46,1 61,0 50
    178 -31,1 61,0 10091
    186 40,0 63,1 3000
    188 -43,4 15,3 3000
    190 -43,4 15,3 16126
    121C 71,5 22,6 5328
    121D 71,5 22,6 10798
  • La diminution de la puissance du compresseur 36 en fonction du débit envoyé à la première turbine 32 et du débit envoyé à la turbine aval 182 est décrite dans le Tableau 10 ci-dessous.
  • La consommation globale du procédé est encore réduite par rapport au cinquième procédé, pour valoir 15716 kW, alors que cette consommation était de 16650 kW pour le cinquième procédé. TABLEAU 10
    Débit recyclé à la turbine 26 kmol/h Puissance de la turbine 26 kW Débit à la turbine auxiliaire 182 kmol/h Puissance de la turbine 182 kW Pression de la colonne 30 bar Puissance du compresseur 36 kW
    2000 5499 0 0 15 16650
    1200 4733 1500 1031 15.4 16221
    50 4085 3000 2015 16 15716
  • La récupération d'éthane est sensiblement égale à 99,18% dans les trois cas.
  • Dans une variante, l'installation 180 comprend une deuxième vanne de dérivation 192 propre à envoyer une partie du flux 54 vers la colonne 30 sans être refroidie, notamment dans le deuxième échangeur thermique 28.
  • Une fraction du courant 54 peut donc être prélevée et passer dans la vanne 192 avant d'être réintroduite dans la fraction 56.
  • Une septième installation 200 selon l'invention est représentée sur la Figure 7. A la différence de la cinquième installation 170 représentée sur la Figure 5, la septième installation comprend, comme dans la quatrième installation 150, un ballon séparateur aval 152 qui reçoit la deuxième fraction d'alimentation détendue 118 après son passage dans la deuxième turbine de détente 112.
  • Comme dans la quatrième installation 150, le troisième courant de tête 156 passe dans le deuxième échangeur 28 pour y être refroidi et partiellement liquéfié et former un courant de reflux refroidi 160.
  • Le courant de pied 154 issu du ballon aval 152 est détendu dans la sixième vanne de détente statique 128 pour former un courant détendu 158 qui est introduit dans une partie basse de la colonne 30.
  • Comme dans la sixième installation 180, l'installation comprend une dérivation munie d'une vanne 192 qui permet de faire passer une partie de l'effluent 54 issu de la première turbine 26 directement dans la colonne 30 sans passer par le deuxième échangeur 28.
  • Le septième procédé est par ailleurs mis en oeuvre de manière analogue à celui du cinquième procédé selon l'invention.
  • Des exemples de température, de pression, et de débit molaire sont donnés dans le Tableau 11 ci-dessous. TABLEAU 11
    Courant b Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 12075
    14 -2,2 32,0 2925
    16 40,0 62,0 15000
    25 -42,0 62,6 2710
    42 -31,7 61,0 12000
    44 -31,7 61,0 9498
    45 -31,7 61,0 2502
    46 -31,7 61,0 257
    48 -31,7 61,0 9241
    49 -114,0 60,0 257
    52 -114,2 14,0 257
    54 -89,4 14,0 10441
    56 -89,4 14,0 10441
    60 -36,0 36,0 2502
    62 -36,0 36,0 828
    64 -36,0 36,0 1674
    68 -50,9 14,0 1674
    72 -113,6 14,0 828
    82 -3,7 14,0 2925
    84 -116,0 13,8 14785
    86 30,9 12,8 14785
    88 40,0 20,5 14785
    90 40,0 63,1 14785
    92 40,0 63,1 2710
    96 -117,3 14,0 1510
    115 40,0 62,0 12000
    116 40,0 62,0 3000
    118 -25,3 14,5 3000
    154 -25,3 14,5 118
    156 -25,3 14,5 2882
    158 -25,5 14,0 118
    160 -108,8 14,0 2882
    174 -42,0 62,6 1200
    176 -43,0 61,0 1200
    178 -33,0 61,0 10441
    121C 75,3 21 4566
    121D 75,3 21 10220
  • La diminution de la puissance du deuxième compresseur 36 en fonction de l'augmentation du débit recyclé vers la première turbine de détente 26, en fixant le débit recyclé vers la deuxième turbine de détente 112 est illustré par le Tableau 12 ci-dessous. TABLEAU 12
    Récupération d'Ethane Débit recyclé à la turbine 26 Puissance de la turbine 26 Puissance du compresseur 36 Débit à la turbine auxiliaire 112
    % mole kmol/h kW kW kmol/h
    99.20 700 4491 15763 3000
    99.19 1000 4531 15530 3000
    99.20 1200 4543 15507 3000
    99.19 1500 4578 15596 3000
  • On peut constater une diminution de 6.9% de la puissance fournie au deuxième compresseur 36 par rapport à l'installation représentée sur la Figure 5.
  • Une huitième installation 210 selon l'invention selon l'invention est représentée sur la Figure 8. Cette huitième installation 210 est destinée à la mise en oeuvre d'un huitième procédé selon l'invention.
  • La huitième installation 210 est destinée avantageusement à une augmentation de capacité d'une installation du type décrit dans le brevet US 6,578,379 et comprenant le premier échangeur thermique 20, le premier ballon séparateur 22, le deuxième ballon séparateur 24, la colonne de distillation 30, le premier compresseur 32 accouplé à la première turbine de détente 26 et le deuxième compresseur 36.
  • Comme dans l'installation représentée sur la Figure 4, la huitième installation 210 comprend en outre une deuxième turbine de détente dynamique 112 et un troisième compresseur 114, un ballon aval 152 pour recueillir l'effluent de la deuxième turbine de détente dynamique 112. L'installation 210 comprend de plus un échangeur thermique amont 212, un échangeur thermique aval 214, une colonne auxiliaire de distillation 216 munie d'une pompe auxiliaire de fond 218.
  • La huitième installation 210 comprend également un quatrième compresseur 220 interposé entre deux aéro-réfrigérants 222A, 222B.
  • Le huitième procédé selon l'invention diffère du quatrième procédé selon l'invention en ce que le courant d'alimentation 16 est en outre séparé en une troisième fraction de courant d'alimentation 224 qui est introduite dans l'échangeur thermique amont 212, avant de former avec la première fraction 115 issue de l'échangeur 20 la première fraction 42 refroidie.
  • Le rapport du débit molaire de la troisième fraction 224 au débit molaire du courant d'alimentation 16 est supérieur à 5%.
  • A la différence du quatrième procédé, le troisième courant de tête 156 issu du ballon aval 152 est introduit dans l'échangeur thermique aval 214 pour y être refroidi à une température inférieure à -70°C et former le troisième courant de tête refroidi 160.
  • Le troisième courant de tête refroidi 160 est introduit dans la colonne auxiliaire 216 à un étage inférieur E1.
  • La colonne 216 présente un nombre d'étages théoriques inférieur au nombre d'étages théoriques de la colonne 30. Ce nombre d'étage est avantageusement compris entre 1 et 7. La colonne auxiliaire 216 opère à une pression sensiblement égale à celle de la colonne 30.
  • Le courant de pied détendu 158 obtenu après détente du courant de pied 154 dans la vanne 128 et la fraction liquide de pied 68 obtenue après détente de la fraction de pied 64 dans la vanne 66 sont mélangés en amont de la colonne 30 pour être introduits en un même point dans la colonne 30. Les deux courants mélangés 226 sont introduits dans la colonne 30 à un niveau N3 correspondant avantageusement au douzième étage depuis le haut de la colonne 30.
  • La fraction vapeur de tête 62 issue du deuxième ballon séparateur 24 est introduite, après passage dans la vanne 70, à un étage moyen E2 de la colonne auxiliaire 216 situé au dessus de l'étage E1.
  • Une première partie 227 de la fraction 52 détendue dans la vanne 50 est introduite dans la colonne auxiliaire 216 à un étage E3 situé au-dessus du niveau E2. Une deuxième partie 228 de la fraction 52 est introduite directement dans la colonne 30 au niveau N1.
  • La colonne auxiliaire 216 produit un courant auxiliaire de tête 230 riche en méthane 230 et un courant auxiliaire de pied 232.
  • Le courant auxiliaire de tête 230 est mélangé au courant de tête 84 riche en méthane produit par la colonne de distillation 30.
  • Le courant de pied 232 est pompé par la pompe auxiliaire 218 pour former un courant de reflux refroidi 234 qui est introduit dans la colonne 30 au niveau N5.
  • Le courant 234 constitue donc un courant de reflux refroidi qui est obtenu à partir d'une partie d'un effluent 118 d'une turbine de détente dynamique 112, après séparation de cet effluent.
  • Le mélange 235 des courants de tête 84 et 230 est séparé en une première fraction majoritaire 236 de courant de tête et en une deuxième fraction minoritaire 238 de courant de tête.
  • Le rapport du débit molaire de la fraction majoritaire 236 à la fraction minoritaire 238 est supérieur à 1,5.
  • La fraction majoritaire 236 est introduite successivement dans le deuxième échangeur thermique 28, puis dans le premier échangeur thermique 20, afin de former le courant de tête réchauffé 86 introduit dans le premier compresseur 32.
  • La deuxième fraction 238 de courant de tête est passée dans l'échangeur thermique aval 214 à contre-courant du troisième courant de tête 156 pour s'y réchauffer jusqu'à une température supérieure à -50 °C et former une deuxième fraction réchauffée 240.
  • La deuxième fraction réchauffée 240 est ensuite séparée en un courant de retour 242, et en un courant de compression 244.
  • Le courant de retour 242 est réintroduit dans la première fraction 236 de courant de tête, en aval du deuxième échangeur 28 et en amont du premier échangeur 20 pour former en partie le courant de tête 86 réchauffé.
  • Le courant de recompression 244 est ensuite introduit dans l'échangeur amont 212 pour refroidir la troisième fraction du courant d'alimentation 224. Le courant 244 se réchauffe jusqu'à une température supérieure à -10°C pour former un courant de recompression réchauffé 246.
  • Une première partie 248 du courant de recompression 246 est mélangée à la première fraction du courant de tête 236, en aval du premier échangeur thermique 20 pour former le courant de tête réchauffé 86.
  • Une deuxième partie 250 du courant de recompression 246 est introduite dans le troisième compresseur 114, puis dans l'aéro-réfrigérant 222A, avant d'être recomprimée dans le quatrième compresseur 220 et d'être introduite dans l'aéro-réfrigérant 222B.
  • La deuxième partie comprimée 252 issue de l'aéro-réfrigérant 222B présente une température inférieure à 60°C et notamment sensiblement égale à 40°C et une pression supérieure à 35 bars et notamment égale à 63,1 bars.
  • Cette première partie comprimée 252 est mélangée avec le courant de tête comprimé 90 en aval du point de piquage du courant de soutirage 92 pour former le courant riche en méthane 12.
  • A la différence du premier procédé, l'échangeur thermique 28 ne reçoit pas de courant de rebouillage issu de la colonne 30.
  • Dans une variante représentée partiellement en pointillés sur la Figure 8, un courant de refroidissement auxiliaire 174 est prélevé dans le courant de soutirage 92 en amont de l'échangeur 28 comme dans le cinquième procédé.
  • La huitième installation 210 et le huitième procédé selon l'invention permettent donc d'augmenter la capacité d'une installation de l'état de la technique existante pour augmenter le débit du courant d'alimentation 16, sans avoir à modifier les équipements existants de l'installation, et notamment en conservant les échangeurs thermiques 20, 28, la colonne 30, les compresseurs 32, 36 et la turbine 26 identiques et en utilisant les entrées déjà présentes sur la colonne 30.
  • Des exemples de température, de pression, et de débit molaire des différents courants sont donnés dans le Tableau 13 ci-dessous, pour une charge comprenant en mole 2,06% d'azote, 83,97% de méthane, 6,31% d'éthane, 3,66% de propane, 0,71% d'isobutane, 1,49% de n-butane, 0,44% d'iso-pentane, 0,5% de n-pentane, 0,19% de n-hexane, 0,10% de n-heptane, 0,03% de n-octane, et 0,5% de dioxyde de carbone. TABLEAU 13
    Courant Température (°C) Pression (bars) Débit (kgmol/h)
    12 40,0 63,1 14880
    14 14,0 22,6 2367
    16 30,0 62,0 17250
    42 -31,0 61,0 13950
    44 -31,0 61,0 12280
    45 -31,0 61,0 1671
    46 -31,0 61,0 1689
    48 -31,0 61,0 10590
    49 -109,8 60,0 1689
    54 -82,0 17,6 10590
    60 -36,0 44,0 1671
    62 -36,0 44,0 299
    64 -36,0 44,0 1372
    68 -47,8 17,6 1372
    72 -110,8 17,6 299
    82 13,6 17,6 2367
    84 -111,3 17,4 14498
    86 27,6 16,4 14350
    88 40,0 22,3 14350
    90 40,0 63,1 14350
    92 40,0 63,1 2100
    96 -113,7 17,6 2100
    115 30,0 62,0 12450
    116 30,0 62,0 3300
    118 -24,2 18,6 3300
    154 -24,2 18,6 122
    156 -24,2 18,6 3178
    158 -24,5 17,6 122
    160 -100,7 17,6 3178
    224 30,0 62,0 1500
    226 -111,6 17,6 1679
    228 -111,6 17,6 10
    230 -109,6 17,6 2485
    232 -106,0 17,7 2672
    235 -111,1 17,4 16983
    236 -111,1 17,4 11306
    238 -111,1 17,4 5677
    240 -30,7 16,9 5677
    242 -30,7 16,9 2302
    244 -30,7 16,9 3375
    246 18,7 16,4 3375
    248 18,7 16,4 745
    250 18,7 16,4 2630
    252 40,0 63,1 2630
  • Le Tableau 14 ci-dessous illustre l'augmentation progressive du débit du courant d'alimentation 16. La récupération des C2+ dans le courant 14 est supérieure à 99% et sensiblement égale à 99,1%. La puissance du compresseur 36 est maintenue constante à 14896 kW. TABLEAU 14
    Débit d'alimentation Puissance de la turbine 26 Débit vers la turbine 112 Puissance de la turbine 112 Puissance du compresseur 220 Pression de la colonne 30
    % kW kgmol/h kW kW bara
    100 4382 0 0 0 18,0
    109 4160 2000 1086 529 18,0
    115 4095 3300 1832 1415 17,4
    120 4131 3950 2256 2588 16,7
  • Pour conserver la même récupération en C2 + que l'unité existante, la pression de la colonne 30 est légèrement diminuée. La présence du nouveau compresseur 220 permet de conserver identique la puissance du deuxième compresseur 36, malgré l'augmentation de débit.
  • En outre, la capacité de la première turbine de détente 26 a été conservée constante. La turbine 112 est utilisée pour traiter l'ajout de capacité.
  • La présence d'une colonne auxiliaire 216 permet également d'éviter l'engorgement de la colonne 30 lors de l'augmentation de débit. La présence du ballon auxiliaire 152 évite en outre le problème de figeage des lourds contenus dans le courant d'alimentation.
  • En variante, la huitième installation 210 selon l'invention permet de traiter un courant d'alimentation 16 contenant plus d'hydrocarbures en C2 +.
  • Un tel courant présente par exemple une composition comprenant en mole, 1% d'azote, 86,25% de méthane, 5,78% d'éthane, 2,99% de propane, 0,71% d'isobutane, 1,49% de n-butane, 1,28% d'hydrocarbures en C5 +, et 0,5% de dioxyde de carbone, ce qui constitue la charge initiale qui sera par la suite alourdie en C2 +, suivant le tableau 15 ci-dessous.
  • Plus généralement, la composition enrichie présente plus de 1 % molaire d'hydrocarbures en C5 +.
  • La huitième installation selon l'invention permet de conserver une récupération d'éthane supérieure à 99%, notamment égale à 99,2%, une température et une pression du courant d'alimentation 16 sensiblement identiques. De même, les pertes de charges allouées dans les équipements, l'efficacité des plateaux dans la colonne 30 et la position des soutirages, la spécification maximale en méthane du courant de fond 82 de la colonne 30, les efficacités des turbines et des compresseurs, la puissance du deuxième compresseur 36 et de la turbine 26 existante et les coefficients d'échanges thermiques des échangeurs existants 20 et 28 sont conservés identiques.
  • Comme illustré par le Tableau 15 ci-dessous, il est possible de conserver une récupération en C2 + sensiblement identique à celle de l'état de la technique malgré l'augmentation de la teneur en hydrocarbures en C2 +.
  • La récupération des C2 + dans le courant 12 est supérieure à 99% en mole, avantageusement égale à 99,2% en moles. La puissance du compresseur 36 est maintenue constante à 13790 kW. La pression de la colonne 30 diminue légèrement avec l'augmentation de la teneur en C2 +, de 19,0 bars, à 18,6 bars puis à 17,8 bars. TABLEAU 15
    Débit de coupe 14 riche en C2 + Puissance de la turbine 26 Débit vers la turbine 112 Puissance de la turbine 112 Puissance du compresseur 220
    kgmol/h kW kgmol/h kW kW
    1872 4111 0 0 0
    1970 4024 950 502 0
    2051 3829 1840 1005 383
  • Le nouveau compresseur 220 permet d'obtenir ainsi un gaz traité riche en méthane 12 aux mêmes conditions que dans l'état de la technique.
  • Dans une variante des Figures 5 et 6 conformément à l'invention, l'installation comprend une deuxième turbine de détente dynamique 112, comme représenté sur les Figures 2, 3, 4, 7 ou 8.
  • Le courant d'alimentation 16 est alors séparé en une première fraction 115 du courant d'alimentation et en une deuxième fraction 116 du courant d'alimentation, qui chemine comme décrit plus haut en référence aux Figures 2, 3, 4, 7 ou 8.

Claims (13)

  1. Procédé de production d'un courant (12) riche en méthane et d'un courant (14) riche en hydrocarbures en C2 + à partir d'un courant d'alimentation (16) contenant des hydrocarbures, le procédé comprenant les étapes suivantes :
    - séparation du courant d'alimentation (16) en une première fraction (115) du courant d'alimentation et en au moins une deuxième fraction (116) du courant d'alimentation,
    - introduction de la première fraction (115) du courant d'alimentation dans le premier échangeur thermique (20) ;
    - refroidissement de la première fraction (115) du courant d'alimentation dans le premier échangeur thermique (20) ;
    - introduction de la première fraction du courant d'alimentation refroidi (42) dans un premier ballon séparateur (22) pour produire un courant léger (44) de tête et un courant lourd (45) de pied ;
    - division du courant léger (44) de tête en une fraction (48) d'alimentation de turbine et en une fraction (46) d'alimentation de colonne ;
    - détente de la fraction d'alimentation de turbine (48) dans une première turbine (26) de détente dynamique et introduction d'au moins une partie (56 ; 54) de la fraction détendue (54) dans la première turbine (36) dans une partie moyenne d'une première colonne de distillation (30) ;
    - refroidissement et condensation au moins partielle de la fraction (46) d'alimentation de colonne dans un deuxième échangeur thermique (28), détente et introduction de la fraction d'alimentation de colonne refroidie dans une partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    - détente et vaporisation partielle du courant lourd (45) de pied dans le premier échangeur thermique (20) et introduction du courant lourd (45) de pied détendu dans un deuxième ballon séparateur (24) pour produire une fraction gazeuse de tête (62) et une fraction liquide de pied (64) ;
    - détente de la fraction liquide de pied (64) et introduction dans la partie moyenne de la première colonne de distillation (30) ;
    - refroidissement et condensation au moins partielle de la fraction gazeuse de tête (62) dans le deuxième échangeur thermique (28) et introduction dans la partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    - récupération d'un courant (82) de fond de colonne au pied de la première colonne de distillation (30), le courant (14) riche en hydrocarbures en C2 + étant formé à partir du courant de fond de colonne (82) ;
    - récupération et réchauffage d'un courant (84) de tête de colonne riche en méthane,
    - compression d'au moins une fraction du courant de tête de colonne (84) dans au moins un premier compresseur (32) accouplé à la première turbine de détente dynamique (26) et dans au moins un deuxième compresseur (36) ;
    - formation du courant riche en méthane (12) à partir du courant (90) de tête de colonne réchauffé et comprimé ;
    - prélèvement d'un courant de soutirage (92) dans le courant de tête de colonne (90) ;
    - refroidissement et introduction du courant de soutirage refroidi (96) dans une partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    le procédé comprenant les étapes suivantes :
    - introduction de la totalité de la deuxième fraction du courant d'alimentation (116) dans une deuxième turbine (112) de détente dynamique, distincte de la première turbine de détente dynamique (26), sans refroidissement entre l'étape de séparation du courant d'alimentation et l'étape d'introduction de la deuxième fraction du courant d'alimentation dans la deuxième turbine de détente dynamique (112),
    - formation d'un courant de reflux refroidi (160 ; 234) à partir d'au moins une partie d'un effluent (118) issu d'une turbine de détente dynamique (112) la fraction détendue (118) issue de la deuxième turbine de détente dynamique (112) formant l'effluent issu de la turbine de détente dynamique,
    la partie de l'effluent issu de la turbine de détente dynamique étant refroidie et au moins partiellement liquéfiée dans un échangeur thermique (28 ; 214) pour former le courant de reflux refroidi (160 ; 234),
    - introduction du courant de reflux refroidi (160 ; 234) issu de l'échangeur thermique (28 ; 214) dans la première colonne de distillation (30).
  2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
    - prélèvement d'un courant (80) de rebouillage dans la première colonne de distillation (30) à un niveau de prélèvement ;
    - mise en relation d'échange thermique du courant de rebouillage (80) avec la partie de l'effluent issu d'une turbine de détente dynamique dans l'échangeur thermique (28) pour refroidir et au moins partiellement liquéfier la partie de l'effluent issu de la turbine de détente dynamique, et
    - réintroduction du courant de rebouillage (80) dans la première colonne de distillation (30) à un niveau inférieur au niveau de prélèvement.
  3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce que le procédé comprend l'introduction de la fraction détendue (54) issue de la première turbine de détente dynamique (26) dans le deuxième échangeur thermique (28) pour y être refroidie et partiellement liquéfiée, la fraction détendue refroidie formant un courant de reflux refroidi auxiliaire (56), le procédé comprenant l'introduction du courant de reflux refroidi auxiliaire (56) dans une partie moyenne de la première colonne de distillation.
  4. Procédé selon la revendication l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
    - introduction de la fraction détendue (118) issue de la deuxième turbine de détente dynamique (112) dans un ballon séparateur aval (152) pour former un troisième courant de tête gazeux (156) et un troisième courant de pied liquide (154),
    - refroidissement du troisième courant de tête gazeux (156) dans l'échangeur thermique (28 ; 214) pour former le courant de reflux refroidi (160).
  5. Procédé selon la revendication 4, caractérisé en ce que le troisième courant de tête gazeux (156) est introduit, après refroidissement, dans une colonne de distillation auxiliaire (216), le courant de reflux refroidi (234) étant formé à partir du courant de pied (232) de la colonne de distillation auxiliaire (216).
  6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
    - prélèvement d'une fraction secondaire (121B) de compression dans le courant de tête de colonne riche en méthane (86), avant le passage du courant de tête de colonne riche en méthane (86) dans le premier compresseur (32),
    - passage de la fraction secondaire de compression (121B) dans un troisième compresseur (114) accouplé à la deuxième turbine de détente dynamique (112) ;
    - introduction de la fraction secondaire de compression comprimée (121C) issue du troisième compresseur (114) dans le courant de tête de colonne comprimé, en aval du premier compresseur (32).
  7. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
    - prélèvement d'un courant (174) de refroidissement d'appoint dans le courant de tête de colonne riche en méthane (84, 86, 88, 90) ou dans un courant (92) formé à partir du courant de tête de colonne riche en méthane (84, 86, 88, 90)
    - détente et introduction du courant de refroidissement d'appoint détendu (176) dans un courant (42, 48) circulant en amont de la première turbine de détente (26), avantageusement dans la première fraction du courant d'alimentation refroidie (42) ou dans la fraction d'alimentation de turbine (48).
  8. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
    - passage du courant de tête de colonne riche en méthane (84) dans le premier échangeur thermique (20) ;
    - prélèvement d'un courant de détente auxiliaire (121B) dans le courant de tête de colonne riche en méthane (84), après son passage dans le premier échangeur thermique (20) ;
    - détente dynamique du courant de détente auxiliaire (121B) dans une turbine auxiliaire (182) de détente dynamique ;
    - introduction du courant détendu (121C) issu de la turbine auxiliaire (182) de détente dynamique dans le courant de tête de colonne riche en méthane (84), avant son passage dans le premier échangeur thermique (20).
  9. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce le deuxième compresseur (36) comprend un premier étage (36A) de compression, au moins un deuxième étage (36B) de compression et un réfrigérant (38A) interposé entre le premier étage de compression (36A) et le deuxième étage de compression (36B), le procédé comprenant une étape de passage du courant de tête de colonne comprimé (88) issu du premier compresseur (32) successivement dans le premier étage de compression (36A), dans le réfrigérant (38A), puis dans le deuxième étage de compression (36B).
  10. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la partie de l'effluent (54 ; 118) issu de la turbine de détente dynamique, le courant de tête de colonne (84), la fraction d'alimentation de colonne (46), et la fraction gazeuse de tête (62), sont placés en relation d'échange thermique dans le deuxième échangeur thermique (28).
  11. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, caractérisé en ce qu'au moins une fraction (238) du courant de tête (84) de colonne et la partie de l'effluent (118) de la turbine de détente dynamique sont placés en relation d'échange thermique dans un échangeur thermique aval (214) distinct du deuxième échangeur thermique (28).
  12. Installation de production d'un courant (12) riche en méthane et d'un courant (14) riche en hydrocarbures en C2 + à partir d'un courant (16) d'alimentation contenant des hydrocarbures, du type comprenant :
    - des moyens de séparation du courant d'alimentation (16) en une première fraction (115) du courant d'alimentation et en au moins une deuxième fraction (116) du courant d'alimentation,
    - un premier échangeur thermique (20) pour refroidir au moins la première fraction (115) du courant d'alimentation (16) ;
    - des moyens d'introduction de la première fraction (115) du courant d'alimentation dans le premier échangeur thermique (20) ;
    - un premier ballon séparateur (22) et des moyens d'introduction de la première fraction du courant d'alimentation refroidi (42) dans le premier ballon séparateur (22) pour produire un courant léger de tête (44) et un courant lourd de pied (45) ;
    - des moyens de division du courant léger de tête (44) en une fraction (48) d'alimentation de turbine et en une fraction (46) d'alimentation de colonne ;
    - une première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens de détente de la fraction d'alimentation de turbine (48) comprenant une première turbine (26) de détente dynamique et des moyens d'introduction d'au moins une partie (56) de la fraction (54) détendue dans la première turbine (26) dans une partie moyenne de la première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens de refroidissement et de condensation au moins partielle de la fraction d'alimentation de colonne (46) comprenant un deuxième échangeur thermique (28) et des moyens de détente et d'introduction de la fraction d'alimentation de colonne refroidie (52) dans une partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens (58) de détente et des moyens de vaporisation partielle du courant lourd de pied (60) comprenant le premier échangeur thermique (20) ;
    - un deuxième ballon séparateur (24) et des moyens d'introduction du courant lourd de pied (60) dans le deuxième ballon séparateur pour produire une fraction gazeuse de tête (62) et une fraction liquide de pied (64) ;
    - des moyens (66) de détente de la fraction liquide de pied (64) et des moyens d'introduction dans la partie moyenne de la première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens de refroidissement et de condensation au moins partielle de la fraction gazeuse de tête (62) comprenant le deuxième échangeur thermique (28) et des moyens d'introduction de la fraction gazeuse de tête (62) dans la partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens de récupération d'un courant (82) de fond de colonne au pied de la première colonne de distillation (30), et des moyens de formation du courant (14) riche en hydrocarbures en C2 + à partir du courant de fond de colonne (82) ;
    - des moyens de récupération et de réchauffage d'un courant (84) de tête de colonne riche en méthane, à la tête de la première colonne de distillation (30) ;
    - des moyens de compression d'au moins une fraction du courant de tête de colonne comprenant au moins un premier compresseur (32) accouplé à la première turbine de détente dynamique (26) et au moins un deuxième compresseur (36) ;
    - des moyens de formation du courant riche en méthane (12) à partir du courant de tête de colonne réchauffé et comprimé (90) ;
    - des moyens de prélèvement dans le courant de tête de colonne (84, 86, 88, 90) d'un courant de soutirage (92),
    - des moyens de refroidissement et d'introduction du courant de soutirage refroidi dans une partie haute de la première colonne de distillation (30) ;
    l'installation comprenant :
    - une deuxième turbine de détente dynamique (112) distincte de la première turbine de détente dynamique (26),
    - des moyens d'introduction de la totalité de la deuxième fraction du courant d'alimentation (116) dans la deuxième turbine (112) de détente dynamique,
    - des moyens de formation d'un courant de reflux refroidi (160 ; 234) à partir d'au moins une partie d'un effluent (118) issu d'une turbine de détente dynamique (112), la fraction détendue (118) issue de la deuxième turbine de détente dynamique (112) formant l'effluent (118) issu de la turbine de détente dynamique,
    la partie de l'effluent issu de la turbine de détente dynamique étant refroidie et au moins partiellement liquéfiée dans un échangeur thermique (28 ; 214) pour former le courant de reflux refroidi (160 ; 234),
    - des moyens d'introduction du courant de reflux refroidi (56 ; 160 ; 234) issu de l'échangeur thermique (28 ; 214) dans la première colonne de distillation (30),
    dans laquelle les moyens d'introduction de la totalité de la deuxième fraction du courant d'alimentation (116) dans la deuxième turbine de détente dynamique (112) sont configurés sans refroidissement entre les moyens de séparation du courant d'alimentation et les moyens d'introduction de la deuxième fraction du courant d'alimentation dans la deuxième turbine de détente dynamique (112).
  13. Installation selon la revendication 12, caractérisée en ce qu'elle comprend des moyens d'introduction de la fraction détendue (54) issue de la première turbine de détente dynamique (26) dans le deuxième échangeur thermique (28) pour y être refroidie et partiellement liquéfiée, la fraction détendue refroidie formant un courant de reflux refroidi auxiliaire (56), l'installation comprenant des moyens d'introduction du courant de reflux refroidi auxiliaire (56) dans la première colonne de distillation.
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