Способ извлечения газовой фракции

1 Область применения изобретения Область применения изобретения - это извлечение газовой фракции из исходного газа и, в частности, извлечение пропана. Предпосылки к созданию изобретения Многие природные и искусственные газы содержат целый ряд различных углеводородов,и из области техники известны многочисленные способы и технологические схемы получения коммерчески подходящих фракций из таких газов. Среди других процессов криогенное разделение газов (см., например, патенты США 4157904 на имя Кэмпбелла и др.,4690702 на имя Парадовски и др. и 5275005 на имя Кэмпбелла и др.) стало предпочтительным способом разделения газов. При обычном процессе разделения газов поток исходного газа под давлением охлаждают в теплообменнике, и по мере того, как газ охлаждается, из охлажденного газа конденсируются жидкости. Затем жидкости расширяют и фракционируют в ректификационной колонне (например, этаноотгонной колонне или метаноотгонной колонне) для отделения остаточных компонентов, как, например, метана, азота и других летучих газов в виде пара, отводимого с верха колонны, от желательных С 2, С 3 и более тяжелых компонентов. В некоторых технологических схемах несконденсировавшийся охлажденный исходный газ расширяют для конденсации дополнительной жидкости, которая затем может применяться в качестве вещества для абсорбции С 2 и С 3 в абсорбере. На основной концепции криогенного разделения газов разработаны различные усовершенствования. Например, Рэмбо и др. в патенте США 5890378 описывают систему, в которой а) абсорбер выполнен с орошением, б) конденсатор этаноотгонной колонны снабжает флегмой как абсорбер, так и этаноотгонную колонну, в то время как потребности в охлаждении удовлетворяются с использованием турбодетандера, и в) абсорбер и этаноотгонная колонна действуют,по существу, при одинаковом давлении. Хотя технологическая схема, предложенная Рэмбо и др., позволяет успешно снизить капитальные расходы на оборудование, связанное со снабжением флегмой абсорбционной секции и этаноотгонной колонны, извлечение пропана значительно уменьшается с повышением рабочего давления в абсорбере, особенно при избыточном давлении выше 500 фунт/кв. дюйм, когда отделение этана от пропана в этаноотгонной колонне становится все более трудным. Следовательно, система, предложенная Рэмбо и др., в общем, ограничена верхним рабочим пределом давления в этаноотгонной колонне. В технологической схеме, предложенной Рэмбо и др., увеличение давления в абсорбере при поддержании желательного извлечения пропана становится трудным, если вообще возможным. Кроме того,для работы абсорбера и этаноотгонной колонны 2 при давлении 500 фунт/кв. дюйм или ниже требуется более высокое повторное сжатие остаточного газа, что влечет за собой сравнительно высокие эксплуатационные расходы. Для решения, по крайней мере, некоторых из проблем, связанных со сравнительно высокими расходами из-за необходимости повторного сжатия остаточного газа, Соренсен в патенте США 5953935 описывает технологическую схему установки, в которую включена дополнительная фракционирующая колонна. В установке Соренсона орошение абсорбера осуществляется посредством сжатия, охлаждения и расширения по циклу Джоуля-Томсона потока исходного газа. Хотя технологическая схема, предложенная Соренсеном, в общем, обеспечивает улучшенное извлечение пропана, по существу,при отсутствующем увеличении мощности установки на сжатие остаточного газа, извлечение пропана значительно уменьшается с повышением рабочего давления в абсорбере, особенно при давлении выше около 500 фунт/кв. дюйм. Кроме того, при использовании таких известных систем, предназначенных для извлечения пропана,степень извлечения пропана обычно ограничивается приблизительно 20%. Для того чтобы улучшить извлечение этана с низким содержанием СО 2 в этановом продукте, Кэмпбелл в патенте США 6182469 описывает схему кипячения в колонне, в которой для отгонки нежелательных компонентов(например, двуокиси углерода в метаноотгонной колонне) применяется один или большее число потоков для перегонки жидкости в колонне, отбираемых от более высокой точки в абсорбере. В схеме, предложенной Кэмпбеллом,обычно требуется переотгонка этанового продукта, и степень удаления СО 2 обычно ограничивается приблизительно 6%. Кроме того, дополнительное удаление СO2 с использованием процесса Кэмпбелла значительно уменьшит извлечение этана и увеличит потребление энергии. Более того, особенно там, где продукт используется для химического производства, продукт,получаемый по технологической схеме Кэмпбелла, обычно нуждается в дальнейшей переработке для удаления СO2 до уровня 500 объемных частей на миллион или ниже, что часто требует значительных капитальных и эксплуатационных расходов. Хотя из уровня техники известны различные технологические схемы и способы для улучшенного извлечения пропана и этана, они все или почти все обладают одним или большим числом недостатков. Следовательно, все еще существует потребность в создании улучшенных способов и составов для процессов и технологических схем извлечения пропана с высокой степенью. Краткое изложение сущности изобретения Настоящее изобретение относится к способу и технологической схеме газоперерабаты 3 вающей установки, содержащей орошаемый абсорбер, образующий поток остаточного продукта и получающий исходное сырье, и поток флегмы для орошения абсорбера. Ректификационная колонна гидравлически соединена с абсорбером, получает поток сырья для переработки в ректификационной колонне и работает при давлении по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем рабочее давление в абсорбере. В одном варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой этаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм, подвергают расширению в турбодетандере. Остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм,тем самым охлаждая продукт до температуры между -95 и -125F. Кроме того, предусматривается, что поток охлажденного и расширенного остаточного продукта затем в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну, и, кроме того, предусматривается, что поток расширенного остаточного продукта, кроме того, может обеспечить охлаждение потока флегмы ректификационной колонны. В особенно предпочтительном варианте поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для орошения абсорбера. В другом варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой этаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 550 и 800 фунт/кв. дюйм, не подвергают расширению в турбодетандере. Остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм,тем самым охлаждая продукт до температуры между -50 и -70F. Кроме того, предусматривается, что поток охлажденного и расширенного остаточного продукта затем в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну и что по меньшей мере часть исходного сырья подают в нижнюю секцию ректификационной колонны. В дополнительном варианте ректификационная колонна и теплообменник для сырья соединены со средством внешнего охлаждения. В еще одном варианте осуществления изобретения ректификационная колонна представляет собой метаноотгонную колонну, а исходное сырье, имеющее давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм, подвергают расширению в турбодетандере. Кроме того, предусматривается, что при такой технологической схеме остаточный продукт абсорбера расширяют в интервале 100-250 фунт/кв. дюйм, тем самым охлаждая поток остаточного продукта до температуры между -95 и -125F. Более того, предусматривается, что расширенный остаточный продукт в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну, 004519 4 при этом поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для орошения абсорбера, и поток продукта, отбираемого из ректификационной колонны, содержит двуокиси углерода не больше, чем 500 частей на миллион. В конкретных рассматриваемых аспектах исходное сырье разделяют на первую часть и вторую часть, при этом средством внешнего охлаждения охлаждают по меньшей мере часть первой части, а по меньшей мере один боковой кипятильник, расположенный в верхней секции ректификационной колонны(т.е. гидравлически соединенный с метаноотгонной колонной между верхней тарелкой и местом на восемь тарелок ниже верхней тарелки), обеспечивает повторное кипячение в ректификационной колонне, теплопроизводительность для отгонки СО 2 из продуктового потока метаноотгонной колонны и, кроме того, охлаждение первой части исходного сырья. Различные задачи, отличительные признаки, варианты и преимущества настоящего изобретения станут более очевидными из нижеследующего подробного описания предпочтительных вариантов осуществления изобретения со ссылкой на сопровождающие чертежи. Краткое описание чертежей Фиг. 1 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения пропана, известной из предшествующего уровня техники,фиг. 2 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения пропана с применением турбодетандера и этаноотгонной колонны в качестве ректификационной колонны и при давлении исходного газа около 1300 фунт/кв. дюйм,фиг. 2 А - график, изображающий кривую нагрев-смесь для теплообменика 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 2,фиг. 3 - другой пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения этана, известной из предшествующего уровня техники,фиг. 4 - следующий пример технологической схемы газоперерабатывающей установки для извлечения этана с применением турбодетандера и метаноотгонной колонны в качестве ректификационной колонны и при избыточном давлении исходного газа около 1300 фунт/кв. дюйм,фиг. 4 А - график, изображающий кривую нагрев-смесь для теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 4,фиг. 4 В - график, изображающий кривую нагрев-смесь для бокового теплообменника 116 в технологической схеме установки согласно фиг. 4,фиг. 5 - еще один пример технологической схемы газоперерабатывающей установки без турбодетандера, но с этаноотгонной колонной в 5 качестве ректификационной колонны и при давлении исходного газа около 750 фунт/кв. дюйм,фиг. 6 - пример технологической схемы газоперерабатывающей установки, в которой абсорбер с орошением и ректификационная колонна выполнены в виде единой колонны. Подробное описание изобретения Извлечение пропана с высокой степенью(т.е. по крайней мере 95%) из исходного газа с давлением от сравнительно высокого (например, между около 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм) до сравнительно низкого (например, между около 550 и 800 фунт/кв. дюйм) может быть осуществлено посредством абсорбера в газоперерабатывающей установке при значительно более высоком давлении, чем в ректификационной колонне (например, этаноотгонной колонне),при этом остаточный продукт абсорбера расширяют для обеспечения охлаждения потока флегмы абсорбера и/или сырья для ректификационной колонны. Кроме того, было обнаружено,что такую технологическую схему можно также применять для значительного увеличения степени извлечения этана из исходного газа со сравнительно высоким давлением и для значительного удаления СO2. Более конкретно, предлагается газоперерабатывающая установка, которая содержит абсорбер с орошением, работающий при первом давлении, образующий поток остаточного продукта и получающий исходное сырье и поток флегмы абсорбера. Кроме того, технологические схемы включают ректификационную колонну, которая гидравлически соединена с абсорбером, получает поток сырья для ректификационной колонны и работает при втором давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем рабочее давление абсорбера,при этом по меньшей мере часть потока остаточного продукта расширяют и используют его для охлаждения потока флегмы абсорбера и/или потока сырья для ректификационной колонны. На фиг. 1 изображена технологическая схема установки для извлечения пропана, которая известна из предшествующего уровня техники и в которой поток 1 исходного газа под давлением около 1300 фунт/кв. дюйм охлаждают в теплообменнике 100 и разделяют на газообразную и жидкую фазы, и газообразную фазу затем расширяют в турбодетандере 102 и подают в абсорбер 103, который работает при избыточном давлении около 450 фунт/кв. дюйм. Жидкую фазу (если она присутствует) расширяют по циклу Джоуля-Томсона и подают непосредственно в нижнюю часть абсорбера. Остаточный продукт абсорбера насосом 104 прокачивают через теплообменник 100 и нагретый остаточный продукт затем подают в этаноотгонную колонну. Абсорбер 103 орошают, используя охлажденный поток 14, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, при этом охлаждение флегмы 6 осуществляют паром, который отбирают с верха абсорбера и который затем нагревают в теплообменнике 100 до повторного сжатия в предназначенном для этого компрессоре 112 и в последующем компрессоре 113 для остаточного газа. Кроме того, абсорбер 103 обеспечивает поток флегмы 17, который насосом 108 подается в этаноотгонную колонну. Поток жидкого продукта 12 покидает этаноотгонную колонну со степенью извлечения пропана обычно выше 95%. В противоположность этому в особенно предпочтительной технологической схеме газоперерабатывающей установки для извлечения пропана, изображенной на фиг. 2, имеются абсорбер с орошением 103, который работает при давлении около 590 фунт/кв. дюйм, и этаноотгонная колонна 106, которая работает при давлении около 410 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 1300 фунт/кв. дюйм. Поток исходного газа 1 охлаждают в теплообменнике 100 и разделяют в сепараторе 101 на жидкую часть 5 и газообразную часть 4. Жидкую часть 5 (если она присутствует) подают в абсорбер 103, в то время как газообразную часть 4 расширяют в турбодетандере 102 до уровня рабочего давления абсорбера. Расширенную газообразную часть 6 затем подают в нижнюю секцию абсорбера 103. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19, который обеспечивается потоком 13, отбираемым с верха этаноотгонной колонны 106. Этот поток 13 охлаждают в теплообменнике 105 и разделяют в сепараторе 107 на газообразную фазу 15 и жидкую фазу 16. Жидкую фазу 16 перекачивают с помощью насоса 108 обратно к этаноотгонной колонне в качестве флегмы, в то время как газообразную фазу 15 сжимают в компрессоре 111 и охлаждают в теплообменнике 100 до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19. Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 180 фунт/кв. дюйм и значительно охлаждая поток остаточного продукта абсорбера. Охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменниках 100 и 105 до ввода в этаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для этаноотгонной колонны. Поток отделенного продукта 9 абсорбера нагревают в теплообменнике 100 и повторно сжимают в предназначенном для этого компрессоре 112 (который функционально соединен с турбодетандером). Повторно сжатый поток отделенного продукта 21 затем сжимают в компрессоре 113 для остаточного газа и вводят в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 этаноотгонной колонны дает жидкий продукт со степенью извлечения пропана по крайней мере 99%. 7 Что касается потоков исходного газа, следует отметить, что для использования в технических решениях, представленных здесь, пригодны многие природные и искусственные исходные газы, и в число особенно предпочтительных исходных газов входят природные газы, нефтезаводские газы и синтетические газы из углеводородных материалов, как, например,нафты, угля, лигнита и т.д. Следовательно, давление потоков рассматриваемых исходных газов может значительно варьироваться. Однако предпочтительно, что при технологической схеме установки согласно фиг. 2 соответствующие давления исходного газа, в общем, будут в пределах между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм и по меньшей мере часть исходного сырья будет подвергнута расширению в турбодетандере для обеспечения охлаждения и/или для получения энергии для повторного сжатия остаточного газа. В зависимости от давления исходного газа и степени расширения исходного газа в турбодетандере рабочее давление для абсорбера может варьироваться в пределах от 500 до 800 фунт/кв. дюйм, более предпочтительно от 500 до 750 фунт/кв. дюйм и еще более предпочтительно от 550 до 700 фунт/кв. дюйм. Таким образом, необходимо особенно отметить, что поток остаточного продукта покидает абсорбер при значительном давлении и охлаждение может быть обеспечено расширением потока остаточного продукта до более низкого давления. В конкретном рассматриваемом аспекте расширение потока остаточного газа уменьшает давление этого потока в пределах около 100 - около 250 фунт/кв. дюйм и предпочтительнее - в пределах около 150 - около 200 фунт/кв. дюйм. Таким образом, предусматривается, что абсорбер работает при давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм выше, чем давление в ректификационной колонне, однако, предусматриваются также другие отличия в давлении,включая отличия давления в абсорбере меньше,чем 100 фунт/кв. дюйм (например, между 50 и 99 фунт/кв. дюйм и даже меньше) и особенно включая отличия давления в абсорбере больше,чем 100 фунт/кв. дюйм (например, между 101 и 150 фунт/кв. дюйм, более предпочтительно между 151 и 250 фунт/кв. дюйм и даже выше). Следовательно, необходимо отметить, что температура расширенного потока остаточного продукта будет в пределах от около -95 до-125F. Таким образом, предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта, кроме того, может обеспечить охлаждение различных потоков в газоперерабатывающей установке, и особенно предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта, кроме того, охлаждает поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, и флегму для абсорбера. Еще предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта можно подавать в 8 различные места ректификационной колонны,однако, особенно предпочтительно, чтобы расширенный поток остаточного продукта подавался в ректификационную колонну в месте ниже точки подачи флегмы (например, по крайней мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне). Что касается ректификационной колонны,то необходимо отметить, что поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, сжимают,охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы для абсорбера, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий 64 мол.% метана и 33 мол.% этана), который может быть использован для извлечения пропана и более тяжелых компонентов из расширенных потоков исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 2 сырье, поступающее на переработку, содержит пропан, а поток продукта из ректификационной колонны содержит по крайней мере 95% пропана в поступающем сырье. Согласно другому, особенно предпочтительному варианту осуществления изобретения газоперерабатывающая установка, изображенная на фиг. 5, имеет абсорбер 103 с орошением,который работает при давлении около 720 фунт/кв. дюйм и этаноотгонную колонну 106,которая работает при давлении около 500 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 760 фунт/кв. дюйм. В сепараторе 101 поток 1 исходного газа разделяют на жидкую часть 5 и газообразную часть 2. Жидкую часть расширяют в клапане 115 по циклу Джоуля-Томсона и подают непосредственно в этаноотгонную колонну 106. Газообразную часть 2 охлаждают в теплообменнике 100 и охлажденную газообразную часть 6 затем подают в абсорбер 103 без расширения в турбодетандере. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19, который обеспечивается отбираемым сверху потоком 13 из сборника орошающей фракции 102 этаноотгонной колонны 106. Поток 13, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, в сочетании с внешним охлаждающим потоком 109 и поток пара 9, отбираемый с верха абсорбера, используют для охлаждения потока сырья 2 в теплообменнике 100. Поток 13, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, нагревают до окружающей температуры в теплообменнике 100 посредством потока сырья в теплообменнике 100 и затем сжимают в компрессоре с образованием потока 18. Поток 18, выходящий из компрессора, охлаждают в теплообменнике 114 с воздушным охлаждением и затем дополнительно охлаждают в теплообменнике 105 потоком остаточного продукта 8 абсорбера до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19. Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 210 фунт/кв. дюйм и значительно 9 охлаждая поток остаточного продукта абсорбера от -47 до -61F. Расширенный и охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменнике 105 до ввода в этаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для этаноотгонной колонны. Поток 9, отбираемый с верха абсорбера, нагревают в теплообменнике 100 и без повторного сжатия подают в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 этаноотгонной колонны дает жидкий продукт со степенью извлечения пропана по меньшей мере 95%. Что касается вида и химического состава исходного газа, то применимы те же самые соображения, что и описанные выше. Однако в технологической схеме установки согласно фиг. 5 исходный газ имеет давление между около 550 и около 800 фунт/кв. дюйм и наиболее предпочтительно - между около 600 и около 750 фунт/кв. дюйм. Необходимо особенно отметить,что работа абсорбера при более высоком давлении дает возможность подавать исходный газ в абсорбер без пропуска через турбодетандер. Следовательно, давление остаточного продукта абсорбера (который предпочтительно обогащен метаном) может быть успешно использовано с целью охлаждения различных потоков в установке. Таким образом, предусматривается, что поток остаточного продукта абсорбера расширяют для уменьшения его давления в пределах около 50 - около 350 фунт/кв. дюйм и предпочтительнее - в пределах около 100-250 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предусматривается, что поток остаточного продукта будет иметь температуру между -30 и -80F и обычнее - между около -50 и -70F. He ограничивая предмет изобретения, в общем, предусматривается, что расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну ниже верха этой колонны, при этом расширенный поток остаточного продукта предпочтительно подают в ректификационную колонну в месте, которое находится по меньшей мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне. Что касается жидкой части исходного газа, то предпочтительно подают по меньшей мере часть исходного газа в нижнюю секцию ректификационной колонны. Необходимо также отметить, что во время извлечения пропана, остаточный продукт абсорбера после его использования для охлаждения флегмы для орошения абсорбера, дополнительно используют (если имеется остаточное охлаждение) для охлаждения пара, отбираемого с верха этаноотгонной колонны и дающего флегму для этаноотгонной колонны. Нагретый поток остаточного продукта абсорбера при температуре около -30 - около -50F подают на питающую тарелку, расположенную по крайней 10 мере на 3 тарелки от самого верха этаноотгонной колонны. При этом выполнении улучшается общая разделительная характеристика этаноотгонной колонны благодаря обеспечению флегмой и дополнительной ректификации при использовании охлаждающей способности остаточного продукта абсорбера вследствие охлаждения по циклу Джоуля-Томсона. Этаноотгонная колонна работает при температуре у верха колонны между -20 и -55F. Что касается этаноотгонной колонны, то необходимо особенно отметить, что поток, отбираемый с верха этаноотгонной колонны, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий 75 мол.% метана и 25 мол.% этана), который может быть использован для извлечения пропана и более тяжелых компонентов из потока исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 5 получаемое исходное сырье содержит пропан, а поток продукта,отбираемый из ректификационной колонны,содержит по крайней мере 95% пропана в исходном сырье. Согласно еще одному варианту осуществления изобретения предложенная технологическая схема, кроме того, может быть использована в газоперерабатывающей установке для извлечения этана из исходного газа. На фиг. 3 изображена технологическая схема, которая известна из предшествующего уровня техники и в которой поток исходного газа 1 при давлении около 1300 фунт/кв. дюйм охлаждают и разделяют на газообразную часть 4 и жидкую часть 5. Газообразную часть разделяют на два потока, и первый поток охлаждают и расширяют по циклу Джоуля-Томсона, в то время как второй поток пропускают через турбодетандер. Затем оба потока подают в разные места в метаноотгонную колонну. Метаноотгонная колонна работает при давлении около 430 фунт/кв. дюйм. Верхний погон метаноотгонной колонны обеспечивает охлаждение первого потока и подвергается повторному сжатию турбодетандером и дальнейшему сжатию компрессором для остаточного газа до того, как покинуть установку в качестве остаточного газа. Типичная степень извлечения этана составляет около 80%, а содержание СО 2 в этановом продукте - около 2-6%. В противоположность этому в технологической схеме установки для извлечения этана согласно варианту осуществления изобретения,показанному на фиг. 4, имеются абсорбер с орошением 103, который работает при давлении около 590 фунт/кв. дюйм, и этаноотгонная колонна 106, которая работает при давлении около 450 фунт/кв. дюйм, в то время как поток исходного газа 1 имеет давление около 1300 фунт/кв. дюйм. Поток исходного газа 1 разделяют на первую часть 2 а и вторую часть 2b. Первую часть 2 а охлаждают в теплообменнике 100, а 11 вторую часть 2b охлаждают в теплообменнике 116. Объединяют соответствующие охлажденные потоки исходного газа 3 а и 3b и в сепараторе 101 разделяют на жидкую часть 5 и газообразную часть 4. Жидкую часть 5 (если она присутствует) подают в абсорбер 103 после расширения по циклу Джоуля-Томсона в клапане 115,в то время как газообразную часть 4 расширяют в турбодетандере 102 до уровня рабочего давления абсорбера 103. Расширенную газообразную часть 6 затем подают в нижнюю часть абсорбера 103. Абсорбер 103 получает поток флегмы 19,который обеспечивается потоком 13, отбираемым с верха метаноотгонной колонны 106. В сепараторе 107 поток 13, отбираемый с верха метаноотгонной колонны 106, разделяют на газообразную фазу 15 и жидкую фазу 16. Жидкую фазу 16 насосом108 перекачивают обратно в метаноотгонную колонну в качестве флегмы этой колонны, в то время как газообразную фазу 15 сжимают в компрессоре 111 и охлаждают в теплообменнике 100 до ввода в абсорбер в качестве потока флегмы 19. Поток остаточного продукта 7 абсорбера расширяют в клапане 104 по циклу ДжоуляТомсона, тем самым понижая давление на величину около 110 фунт/кв. дюйм и значительно охлаждая поток остаточного продукта абсорбера. Охлажденный поток остаточного продукта 8 абсорбера затем используют в качестве охлаждающего агента в теплообменнике 100 до ввода в метаноотгонную колонну 106 в качестве потока сырья 11 для нее. Поток 9 абсорбера, отделяемый сверху, нагревают в теплообменнике 100 и повторно сжимают в предназначенном для итого компрессоре 112 (который функционально соединен с турбодетандером). Повторно сжатый поток отделенного продукта 21 затем сжимают в компрессоре для остаточного газа 113 и подают в трубопровод для остаточного газа. Поток кубового остатка 12 метаноотгонной колонны обеспечивает жидкий продукт со степенью извлечения этана по меньшей мере 69,0% и с содержанием СО 2 не больше, чем 500 частей на миллион. Два боковых кипятильника, расположенных в верхней секции метаноотгонной колонны, получают потоки 109 А и 109 В жидкостей для перегонки. Эти потоки вводят в ректификационную колонну и обеспечивают подвод тепла для удаления основной части СО 2 из жидкого продукта и, кроме того, обеспечивают охлаждение первой части сырья потоками 109 А и 109 В. Остаточную СО 2 удаляют в кипятильнике 110 в нижней части колонны. Предусматривается, что подходящие исходные газы имеют давление между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предпочтительно расширять по меньшей мере часть исходного газа в турбодетандере. Дальнейшее охлаждение обеспечивают посредством расширения потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм. Следовательно, предусматрива 004519 12 ется, что расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125F. Что касается метаноотгонной колонны, то необходимо особенно отметить, что метаноотгонная колонна образует поток верхнего погона,который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера, тем самым обеспечивая особенно бедный поток (поток 13, содержащий свыше 90 мол.% метана),который может быть использован для извлечения этана и более тяжелых компонентов из расширенных потоков исходного газа. Таким образом, в предложенной технологической схеме согласно фиг. 4 получаемое исходное сырье содержит этан и пропан и обеспечивается получение потока продукта из ректификационной колонны, который содержит по крайней мере 60% этана и 95% пропана в исходном сырье. Необходимо особенно отметить, что предложенная технологическая схема согласно фиг. 4 может быть использована для извлечения до 75% этана без заметного увеличения капитальных и эксплуатационных расходов на извлечение этана, когда система может быть использована для извлечения пропана с высокой степенью согласно фиг. 2. В особенно предлагаемой технологической схеме место расположения тарелки, питающей метаноотгонную колонну,перенесено к верху метаноотгонной колонны, а конденсатор флегмы 105 на фиг. 2 на верху ректификационной колонны может быть преобразован для использования в качестве бокового кипятильника 116 метаноотгонной колонны на фиг. 4. Для улучшения общего энергетического КПД могут быть использованы дополнительные боковые кипятильники и внешнее средство охлаждения. При такой работе осуществляют перепуск системы верхней дефлегмации метаноотгонной колонны, а метаноотгонная колонна теперь работает как отпарная колонна с кипятильником (по сравнению с ректификационной колонной во время извлечения пропана). Конструкция и расположение основного оборудования в начале технологической схемы сохраняются такими же, как и на фиг. 2, но при меньшей рабочей температуре. В этом случае верхняя часть абсорбера работает при более низкой температуре около (-100) - около (-130)F, а сырье, подаваемое в метаноотгонную колонну,имеет более низкую температуру около (-100)(-120)F. Кроме того, необходимо отметить, что ранее известные установки, предназначенные для извлечения пропана, могли извлекать этан в пределах 20-40%. В противоположность этому технологические схемы согласно предмету изобретения могут быть при незначительных изменениях в рабочих и технологических параметрах экономично использованы для извлечения этана вплоть до степени извлечения 75%. Кроме этого, этан, производимый в ранее известных установках для извлечения этана, обычно со 13 держит 2-6% СО 2. В противоположность этому технологические схемы согласно предмету изобретения обеспечивают возможность извлекать этан с содержанием СО 2 в количестве меньше чем 500 частей на миллион, и обычнее - меньше чем 350 частей на миллион. Что касается всех видов оборудования,входящих в предложенные технологические схемы (например, теплообменников, насосов,клапанов, компрессоров, расширителей, орошаемых абсорберов, этаноотгонных колонн и т.д.), то необходимо отметить, что все известные и имеющиеся на рынке виды оборудования пригодны для использования в представленных здесь технических решениях. Кроме того, вообще предполагается, что технологические схемы согласно настоящему изобретению могут найти широкое применение в газоперерабатывающих установках в тех случаях, когда необходимо получить высокую степень извлечения пропана,а исходный газ имеет давление больше, чем 550 фунт/кв. дюйм. Более того, такие технологические схемы позволят успешно снизить капитальные и эксплуатационные расходы, особенно в тех случаях, когда технология с применением турбодетандеров сделала бы необходимым сжатие исходного газа и/или остаточного газа. В тех случаях применения газоперерабатывающих установок, когда стоимость энергии сравнительно высока, а стоимость пропана по сравнению со стоимостью топлива незначительна,предлагается в предпочтительных технологических схемах намного уменьшить общие затраты энергии на сжатие посредством эксплуатации абсорбера при давлении между 600 и 700 фунт/кв. дюйм, при этом сохраняя степень извлечения пропана между 85 и 95%. Кроме того,необходимо отметить, что, объединяя абсорбер с орошением и этаноотгонную колонну в одну колонну, как это показано на фиг. 6, можно уменьшить общую потребность в занимаемой площади, что может дать значительную экономию в расходах при использовании блочной конструкции на платформе. Примеры Работа газоперерабатывающих установок согласно фиг. 1, 2, 3, 4 и 5 была подвергнута компьютерному моделированию с использованием моделирующего устройства HYSYS, и в нижеприведенных табл. 1, 2, 3, 4, 5 обобщены данные о примерных расходах, давлениях и температурах потоков в технологических схемах, показанных соответственно на фиг. 1-5. Кроме того, были проведены расчеты для построения кривой нагрев-смесь для теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 2, теплообменника 100 в технологической схеме установки согласно фиг. 4 и бокового теплообменника 116 в технологической схеме установки согласно фиг. 4, и результаты показаны соответственно на фиг. 2 А, 4 А и 4 В. В этих вариантах осуществления изобрете 004519 14 ния энергетический КПД очень высокий, что доказывается сравнительно тесной близостью по температуре этих кривых для разных смесей. Таким образом, изложены конкретные варианты осуществления изобретения и случаи применения процессов и технологических схем извлечения пропана с высокой степенью. Однако для специалистов в данной области очевидно, что, кроме уже описанных, возможны многие дополнительные модификации, не отклоняющиеся от изложенной здесь сущности изобретения. Следовательно, предмет изобретения не должен ограничиваться кроме как содержанием прилагаемой формулы изобретения. Кроме того, при толковании как описания, так и формулы изобретения все термины должны толковаться самым широким возможным образом,согласующимся с контекстом. В частности, термины содержит и содержащий должны неисключительным образом толковаться как относящиеся к элементам, составным частям или стадиям, показывая, что упомянутые элементы,составные части или стадии могут присутствовать, или использоваться, или объединяться с другими элементами, составными частями или стадиями, которые явно не упомянуты. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Способ извлечения газовой фракции, согласно которому подают исходное сырье в абсорбер с орошением, работающий при первом давлении, с образованием потока остаточного продукта в абсорбере, подают поток остаточного продукта в гидравлически соединенную с абсорбером ректификационную колонну с обеспечением потока сырья для ректификационной колонны, при этом ректификационная колонна работает при втором давлении, которое по крайней мере на 100 фунт/кв. дюйм ниже, чем первое давление, образуют поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, разделяют его на газообразную часть, которую сжижают с подачей в абсорбер для обеспечения потока флегмы абсорбера, и на жидкую часть с ее подачей в ректификационную колонну для обеспечения потока флегмы ректификационной колонны, причем по меньшей мере часть потока остаточного продукта расширяют для охлаждения по меньшей мере одного из потоков флегмы абсорбера и сырья для ректификационной колонны. 2. Способ по п.1, в котором в качестве ректификационной колонны используют этаноотгонную колонну. 3. Способ по п.1, в котором исходное сырье находится под давлением между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм. 4. Способ по п.3, в котором по крайней мере часть исходного сырья расширяют в турбодетандере. 15 5. Способ по п.3, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм. 6. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125F. 7. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного продукта абсорбера в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну в месте, которое находится по крайней мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне. 8. Способ по п.3, в котором расширенный поток остаточного газа дополнительно используется для охлаждения потока, отбираемого с верха ректификационной колонны. 9. Способ по п.3, в котором в ректификационной колонне образуют поток, отбираемый с верха ректификационной колонны, который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера. 10. Способ по п.3, в котором исходное сырье содержит пропан, а в ректификационной колонне образуют поток продукта из ректификационной колонны, который содержит по меньшей мере 95% пропана в исходном сырье. 11. Способ по п.2, в котором исходное сырье находится под давлением между 550 и 800 фунт/кв. дюйм. 12. Способ по п.11, в котором исходное сырье подают в абсорбер без пропуска через турбодетандер. 13. Способ по п.11, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм. 14. Способ по п.11, в котором поток остаточного продукта имеет температуру между -50 и -70F. 15. Способ по п.11, в котором расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну в месте,которое находится по меньшей мере на три тарелки ниже самой верхней тарелки в ректификационной колонне. 16. Способ по п.11, в котором по меньшей мере часть исходного сырья подают в нижнюю секцию ректификационной колонны. 16 17. Способ по п.11, в котором используют средство внешнего охлаждения, соединенное с ректификационной колонной. 18. Способ по п.1, в котором ректификационная колонна представляет собой метаноотгонную колонну. 19. Способ по п.18, в котором исходное сырье находится под давлением между 1000 и 2000 фунт/кв. дюйм. 20. Способ по п.18, в котором по меньшей мере часть исходного сырья расширяют в турбодетандере. 21. Способ по п.18, в котором поток остаточного продукта находится под давлением, а расширение потока остаточного продукта понижает давление потока остаточного продукта в пределах 100-250 фунт/кв. дюйм. 22. Способ по п.18, в котором расширенный поток остаточного продукта имеет температуру между -95 и -125F. 23. Способ по п.18, в котором расширенный поток остаточного продукта в качестве потока сырья для ректификационной колонны подают в ректификационную колонну. 24. Способ по п.18, в котором ректификационная колонна образует богатый метаном поток, отбираемый с верха колонны, который сжимают, охлаждают и подают в абсорбер в качестве потока флегмы абсорбера. 25. Способ по п.18, в котором ректификационная колонна образует поток продукта из ректификационной колонны, который содержит двуокиси углерода не больше, чем 500 частей на миллион. 26. Способ по п.18, в котором исходное сырье разделяют на первую часть и вторую часть, а средство внешнего охлаждения охлаждает по крайней мере часть первой части. 27. Способ по п.26, в котором используют по меньшей мере один боковой кипятильник,соединенный с ректификационной колонной,при этом по меньшей мере один боковой кипятильник гидравлически соединен с метаноотгонной колонной между верхней тарелкой и местом на восемь тарелок ниже верхней тарелки, обеспечивает подвод тепла для отгонки СО 2 из потока продукта из метаноотгонной колонны,обеспечивает повторное кипячение в ректификационной колонне и, кроме того, обеспечивает охлаждение первой части исходного сырья. 28. Способ по п.1, в котором используют абсорбер и ректификационную колонну, выполненные в виде единой колонны. Фиг. 1 Таблица 1. Сводные данные о потоках при показанном на фиг. 1 извлечении пропана согласно предшествующему уровню техники. Фиг. 3 Таблица 3. Сводные данные о потоках при показанном на фиг. 3 извлечении этана согласно предшествующему уровню техники. Фиг. 2 Таблица 2. Сводные данные о потоках при показанном на фиг.2 извлечении пропана. Таблица 4. Сводные данные о потоках при показанном на фиг. 4 извлечении этана. Фиг. 5 Таблица 5. Сводные данные о потоках при показанном на фиг. 5 извлечении пропана с высокой степенью при низком давлении сырья и без расширения в турбодетандере.