CN101057118B - 用于分离多组分气流的组分的工艺 - Google Patents

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Abstract

公开了一种用于分离多组分气流的组分的工艺。使多组分气流与溶剂在萃取器中接触以得到富集了未被吸收组分的塔顶物流和富集了被吸收组分的浓溶剂底部产物流。然后在减压下闪蒸浓溶剂底部产物流以再生贫溶剂并作为塔顶物流回收被吸收的组分。再生的溶剂被循环到萃取器中。一部分循环溶剂包含添加到系统的外部溶剂。第二部分循环溶剂包括投料气中所包含的内部溶剂。

Description

用于分离多组分气流的组分的工艺
本申请要求享有在2004年8月24日提出的美国临时申请SN60/603,933的优先权，它的全部内容作为参考被结合于此。
发明领域
本发明涉及化学处理领域，更具体的涉及烃气流的处理。具体的，公开了用于分离烃气流组分的方法和设备。
发明背景
诸如天然气、裂化气或精炼气的许多烃气体包含一种或更多轻组分，其或者污染主气体，或者如果其能从主气流分离出来，则其本身也具有价值组分。这样的轻气体包括氮、氦和氢。许多经济上的考虑使得期望从烃气流中分离这些轻气体。
例如，一种或更多轻组分对天然气的污染特别常见。天然气是包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷的烃的混合物。天然气也可能包含氮、氦和诸如二氧化碳和硫化氢的酸性气体。氮有时是天然组分或衍生自用来再生合适地层中的油井的氮注射物。氦天然存在于一小部分天然气储层。在天然气可以运输和上市前，天然气必须符合对于酸性气体含量、发热量、露点和总惰性含量的一定标准。氮含量通常被限定到低于2-4摩尔％。因此必须从包含超过该指定量的天然气中除去氮，否则天然气不可以运输和上市。
天然气也作为伴生气与原油产物一起生产出来。这种伴生气可能包含天然存在的氮或可能包含用于增强油回收的注射氮。如果伴生气要运输和上市，那么伴生气必须符合对天然气的同样标准。
精炼厂和化工厂气流经常包含许多诸如氮和氢的轻组分。氢经常包含于精炼厂单元的气流中。氢被添加到一些精炼操作中，在别的精炼单元操作中作为副产物被制备出来。经常想要从精炼气中分离这种氢，因为除去的和再生的氢可以在设备中循环或者代表性的以比在精炼厂或化工厂烃气流中的热量值更高的价值出售。同样的，从工厂气流中除去氮增加了剩余烃气流的热量值，潜在地增加了作为燃料流的流的价值。
诸如氢或氮的轻组分从诸如甲烷和乙烷的较重组分的分离可以增加所得分离流之一或二者的价值。进行这种分离的现有技术包括使用选择性膜、诸如变压吸附的吸附系统，以及诸如膨胀器、焦耳-汤普逊仪或级联制冷设备的利用很低温度的系统(低温设备)。
用物理溶剂吸收除去较重组分，因此把它们从轻组分中分离，可以使用这种被称为Mehra ProcessTM的方法。在包括美国专利第4,623,371、4,832,718、4,833,514和5,551,972号的几份美国专利中描述了Mehra Process，因此通过参考把它们结合于此。这些专利描述了用于吸收/闪蒸再生系统从诸如甲烷或乙烷的较重组分中除去诸如氮或氢的轻组分的系统。它们提出了其中所用物理溶剂是外部的，意味着人工组分添加到其中的系统，也提出了其中所用物理溶剂是内部生成的，因此它是由投料气体中较重组分构成的系统。Thomas K.Gaskin在美国专利第6,698,237B2中也描述了对这些方法的改进，提出用汽提气增强闪蒸再生系统的效果。Thomas K.Gaskin在美国专利申请第11/076,356(通过参考结合于此)中描述了别的改进，描述了在溶剂吸收系统中处理气体时低温温度的使用。
在上面段落描述的方法中，使用循环物理溶剂把较重组分从轻组分中吸收走。降低闪蒸分离器中浓溶剂(rich solvent)的压力来释放所述较重组分并再生用于再循环到吸收器的溶剂。物理溶剂可以是由于其物理性能选定的液体，一个性能是它比要从轻组分种分离的组分要重。物理溶剂也可以完全由投料气流的最重组分所构成。这些最重组分是在循环溶剂的闪蒸再生中不易蒸发的那些。这些吸收方法的特征在于包含多种组分的投料气流进入工艺处理，各自富集了至少一种组分的两种或更多流离开工艺处理。导致1)增加的处理效率或2)减少的处理运行费用或3)改进的操作性或4)一种或更多逸出气体的增加的纯度的对处理的任何改进，将会被评价为对本领域的技术贡献。
发明的简要概括
本发明的一个方面是一种分离多组分气流组分的工艺。该工艺包括使气流与溶剂在萃取器中接触以制备富集了至少一种组分的塔顶物流以及富集了至少一种别的组分的溶剂底部产物流。然后在至少一个减压阶段闪蒸富集的溶剂底部产物流以把被吸收的组分从溶剂中释放出来，这样再生了贫溶剂并且提供了作为塔顶馏出气流的释放组分。可以压缩释放组分流以制备产物流。根据本发明，一部分循环溶剂流由包含于投料气中的较重组分构成，另一部分溶剂由添加到系统的外部组分构成。
在可以单独使用内部溶剂的应用中使用外部溶剂作为一部分循环溶剂与惯常的想法相孛，然而一些外部溶剂的使用有时可以减少需要维持溶剂总量的设备数目，减少设备的使用需要和/或对循环溶剂增加可喜的吸收选择性。在由于投料气中重溶剂组分的低可获得性，内部溶剂的配置使用是不可能的应用中，一些外部溶剂的添加可以允许一部分循环溶剂由内部组分构成，因此减少了外部溶剂补充需要和/或使用以及设备的配置需要。通过选择能降低闪蒸分离器尺寸的改进的工艺手段/控制点，可以进一步降低配置费用和尺寸。通过在最初的吸收/闪蒸再生处理后添加额外的处理步骤，或通过调整溶剂的总量、特性或操作条件可以改进所得产物流的纯度。
附图的简要说明
图1显示了分离气流组分的现有技术工艺。
图2显示了分离气体组分的现有技术工艺，其中该工艺包括把一部分来自闪蒸分离器的塔顶馏出气流循环回萃取器。
图3显示了分离气流组分的现有技术工艺，其中该工艺包括用于内部溶剂总量控制的方法。
图4分离气体组分的本发明工艺，类似于图3的工艺但是还提供了外部溶剂组分的添加，潜在消除了一种或更多溶剂总量控制。
图5其中一部分外部溶剂的添加物被加到图1的简单工艺中的本发明工艺。
图6如图1的分离气体组分的本发明工艺，包括对指出的一种或更多产物的附加纯化步骤。
图7根据图3的本发明工艺，其中附加纯化步骤是基于吸收的并被结合进主溶剂吸收系统。
优选实施方式的说明
应当知道当在下文中确定物流时，管路实际是指定的，并且如果没有规定，当提到物料时意思是指物流。而且，应当知道流量控制阀、温度调节装置、泵、压缩机和类似物以传统的关系安装并运行于显示于图中的设备的主要部分上，下文中参照本发明的连续运行工艺对其进行了讨论。所有这些阀、装置、泵和压缩机以及热交换器、贮料塔、冷凝器和类似物包含于术语“辅助设备”中。术语“吸收器”传统上作为气体/溶剂吸收装置使用，但是在应用于使用物理溶剂的本发明工艺中时，应当把它当作“萃取器”。然而，术语萃取器和吸收器在这篇文献中可以互换使用。这里所用的“萃取器”指本领域周知的气体和溶剂在其中接触以把部分气体吸收进溶剂的任何装置。根据特定的实施方式，萃取器可以包括内构件，例如盘、填料、挡板和类似物以促进传质。如这里所用的，所述制备富集了某一种或几种组分的工艺步骤的意思是，该一种或几种组分在所制得的流中的分数百分比，相对于别的组分，高于该种或几种组分在进入所述工艺步骤的流中的相对百分比。
本发明的一个方面是分离多组分气流组分的工艺。该工艺包括使气流与溶剂接触以制备富集了至少一种组分的塔顶物流以及富集了至少一种别的组分的溶剂底部产物流。该接触步骤典型地在萃取器中进行。典型地，溶剂吸收多组分气流的较重组分，留下较轻组分作为塔顶物流。然后在至少一个减压阶段闪蒸富集的溶剂底部产物流以把被吸收的组分释放出来，这样再生了溶剂并且提供了作为塔顶物流的被吸收组分。所述再生溶剂循环到萃取器中。
已经认识到虽然吸收/释放的组分典型地是较重组分，但是经常一些量的轻组分被共同吸收到溶剂中，因此在闪蒸阶段也被释放出来。这种较轻组分对较重气流的污染典型地不是所期望的。对这种污染的一个解决办法是使富集溶剂经受多个闪蒸阶段，把一部分从一个或更多的早先闪蒸阶段释放的气体循环回萃取器。如下面进一步解释的那样，早先闪蒸阶段释放的气体比在后闪蒸阶段释放的气体更典型的受到较轻组分的污染。因为较轻组分被循环回萃取器，所以这种循环步骤具有从产物流中除去较轻组分的效果。
已经认识到当投料气不包含比开始投料气中重(被吸收)组分更重的组分时，需要使用外部溶剂。仅包含氮(轻组分)和甲烷(重组分)的天然气投料需要使用外部溶剂。外部溶剂可以根据选择性的吸收期望重组分的能力选择。也期望外部溶剂是足够重的组分，具有低的蒸气压，这样溶剂通过蒸发进入产物流的损失被最小化，因此最小化了需要的溶剂添加量和最小化了所得产物的污染。
已经认识到当投料气包含很大数量的比重(被吸收)组分更重的组分时，可以使用内部产生的溶剂。如果天然气流包含氮、甲烷和大量比甲烷的组分，直到包括丁烷或己烷和更重者时，那么就不需要使用外部溶剂，溶剂可以由这些较重组分构成。在这种情况下，轻组分是氮，甲烷是中等重量组分，丁烷、己烷和更重组分被当作重组分。氮是轻的，不被吸收的产物流。刚刚作为中等重量产物的甲烷在萃取器中被吸收，然后在闪蒸步骤作为较重产物气被释放。过量溶剂，主要是丁烷、己烷和更重组分，可以作为分离液体产物即投料气流的较重组分被产出和回收。当这些较重组分的量不太大时，可以使用附加设备来最小化溶剂组分到中等产物流的损失量，因此延续了使用内部溶剂的能力。使用冷却器来从中等组分产物流重新获得溶剂范畴重组分将会是典型的。本领域技术人员知道所用投料气中重组分的量、这些组分的蒸气压和溶剂回收水平的结合一起决定系统能否用内部溶剂运行。
所用溶剂的特性影响用来获得期望的投料组分分离的循环速率。具有较高分子量的较重组分典型的每单位体积具有更少、更大的分子。本领域技术人员知道较重溶剂的使用将增加循环需要，将增加用来循环的动力，将增加用来符合期望的溶剂温度的任何冷却功用，并且将会增加关联设备的尺寸。
本发明使用一部分外部溶剂，其允许第二部分循环溶剂从内部产生。根据本发明的一个方面，具有低蒸气压的外部溶剂的引入把重的内部溶剂组分在总体溶剂流中的摩尔百分比稀释到了一部分溶剂可以由内部产生的溶剂构成的程度，根据本发明的另一个方面，溶剂外部部分的添加允许一部分总体循环溶剂由内部产生的溶剂构成，而没有使用溶剂回收方法，例如为了溶剂回收而冷却中等重量产物流。与惯常的想法相反，在不使用外部溶剂时有时可以设计一种工艺，通过引入外部溶剂，在一些情况下可以需要更少的设备和/或能量使用。
根据本发明的另一个方面，与仅用外部溶剂的系统相比，外部/内部溶剂的结合使用也降低了外部溶剂的摩尔百分比，因此通过用内部溶剂稀释降低了外部溶剂组分的蒸气压。以这种方式，降低了外部溶剂到产物流的蒸发损失，一些情况下可以降低到基本没有另外的添加。通过把外部溶剂添加到系统中，几乎不需要以后对系统的持续添加，这是与惯常的想法相孛的。或者，可以使用更轻更有效的外部溶剂，具有仅仅等于使用单独外部溶剂系统时的损失的溶剂损失。
本发明的工艺一般适宜于任何包含至少三种组分的多组分气流，其中气流的不同组分在烃溶剂中具有不同的溶解性并且较重组分适于作为部分溶剂。多组分气流典型的包含一种或更多烃。当使用诸如丙烷或氟里昂的制冷剂获得降低的温度，使工艺在降低的温度下运行时，对于贫溶剂的运行温度在+20°F(-6.7℃)到-40°F(-40℃)的范围内是典型的。当工艺通过利用应用膨胀器或阀，或投料气液化接着膨胀的结合而获得的投料气压力降低在低温工艺(例如美国专利申请11/076,356描述的)运行时，贫溶剂可以在-185°F(-121℃)的温度运行。
添加到工艺中的外部溶剂可以是任何类型的。示范性的溶剂包括链烷族溶剂(paraffinic solvents)、环烃溶剂、异链烷烃溶剂、芳烃溶剂或特定混合溶剂。根据一个实施方式，多组分气流与溶剂在萃取器中逆流接触。根据一个实施方式，用制冷剂流冷却投料气和/或循环溶剂。根据另一个实施方式，用与另一个处理流的热交换来冷却溶剂。
在另一个实施方式中，设计用来控制闪蒸再生容器中液体溶剂水平的仪器以能够使用更小的容器。通过改变溶剂系统中的浪涌点(surge point)，这个实施方式获得了改进的工艺控制。根据本发明的一个方面，当从经过最低压闪蒸的吸收器算起时(并且包括该吸收器)，系统中溶剂的浪涌点被设置于所述系列容器的中心。根据本发明的另一个方面，通过重新指定由哪个控制装置(控制阀)来调整哪个测量点，从而重新指定浪涌点，控制系统利用典型的工艺测量和控制点来获得改进的工艺控制。根据本发明的另一个方面，添加了额外的流量测量点以向计算和控制装置提供工艺变化前馈。当溶剂连续循环通过一系列包含液体平面的容器时，这些容器具有受控的平面以及其中单独容器可以作为浪涌(surge)对于控制设计的稳定性是重要的，而这并不是显而易见的。
这些实施方式的工艺一般适宜于任何用于分离包含至少两种组分的多组分气流的溶剂吸收/闪蒸再生系统。
通过允许容器被设计为具有与先前由需要维持控制的体积而设定的浪涌时间相比更低的液体浪涌时间，这些改进工艺控制的实施方式能改进吸收/闪蒸再生工艺设计。设备的改进控制使得在更少的浪涌时间下保持控制，因此允许更小的容器，降低了构建所述容器的费用。
已经认识到天然气和精炼气流中发现的污染物可以包括二氧化碳、硫化氢、硫醇、水、氧、一氧化碳和别的物质。经常需要设备从天然气或精炼气流中除去这些组分。当污染物被除去时，存在这样的趋势，即在一段时间内除去工艺运行得不如预期那么好，一些污染物没有从气流中除去。
已经认识到溶剂吸收/闪蒸再生工艺相当适于应用于把精炼气组分分离成轻产物和重产物，典型地为氢和甲烷，以及把天然气流分离成轻产物和重产物，典型地为氮和甲烷。这种工艺典型的位于污染物除去工艺之后。
在这个实施方式中本发明提供了把对于比轻组分更重的污染物的浪涌能力或容量结合进吸收/闪蒸再生工艺。这种浪涌能力使得该工艺能容纳在产物流可接受水平之上的投料气的一些短期污染物。根据本发明一个实施方式，在一个或更多容器中提供的浪涌体积增加到工艺主要目的需要的最小尺寸之上以把一些投料污染物在被释放进产物流之前保留更长一段时间。根据本发明另一个实施方式，溶剂包含一部分具有改善系统吸收污染物能力并以这种方式把至少一些投料气污染物在释放进产物流之前保留一段时间的外部溶剂。在没有使产物流受污染的情况下，作为稳态连续工艺运行的气体分离工艺能适于通过一些短期投料气污染物浓度高峰，这与惯常的想法相孛。然而，在其中除最轻组分之外的所有组分首先被吸收然后被从溶剂中释放的溶剂吸收/闪蒸再生工艺中，调整溶剂使其更容易保留污染物的能力与设定溶剂系统体积的能力结合可以有效的把投料气污染物高峰抑制到使产物污染不可能发生的程度。
本发明的工艺适宜于任何能被溶剂吸收的污染物。如果所用溶剂是对于选择性吸收没有特殊的特性或亲和性的简单的物理溶剂，溶剂将会吸收至少一部分任何比作为萃取器塔顶馏出产物的轻组分更不易挥发的投料污染物。在这种情况下，对于轻组分污染物浓度会降低。当污染物比主要重组分更不易挥发时，对于轻和重产物污染物浓度都会降低。在重产物中浓度的降低是一个短暂现象，直到污染物水平达到污染物以与进入系统时同样的速度被释放的点。在物理溶剂的情况下，增加对系统的液体浪涌体积，在没有使产物流污染物浓度变的太高的情况下控制能被调节的污染物的量。通过使用对预期污染物有选择性的物理或化学溶剂，可以增加额外的容量。以这种方式，少量的特殊溶剂到总体溶剂的添加可以极大的增强系统抑制重产物流中污染物高峰的能力。
根据本发明的另一个方面，冷却器和分离器被以类似现有技术中溶剂回收使用的方式添加到重产物流。这种回收系统的使用也可以有助于减少给定时间段内与重产物流一起离开的污染物的量。
添加到工艺的外部溶剂可以是任何类型的。模范性的溶剂包括链烷族溶剂、环烃溶剂、异链烷烃溶剂、芳烃溶剂。对除去经常伴生于天然气和精炼气处理的酸性气体污染物更有特效的溶剂包括环丁砜、聚乙二醇二甲醚(selexol)、吗啉和其衍生物，以及大量包含氨基或二醇基的化合物。
所用溶剂的特性可以影响所得产物流的纯度。如果从天然气中分离出的轻组分是氮，并被适宜的排放到大气中，那么带有甚至少量丙烷和更重烃的污染物也会超过环境调节能力。如果从精炼气流中分离出的轻组分是氢，那么带有少量比甲烷重的组分的污染物可以把氢浓度和分压降低到使期望的精炼工艺不能使用的程度。吸收的和释放的中等产物流中的丙烷或别的组分可以导致中等流具有不可接受的高热值或烃露点。
本发明从未吸收的或吸收-释放产物流二者之一或全部中除去污染物。根据本发明的一个方面，可以在主要吸收/闪蒸再生工艺之前除去污染物，但是允许污染物进入工艺通过变为溶剂的一部分和降低溶剂分子量来增加效率。根据本发明的另一个方面，污染物然后被从它污染的产物流之一或全部中除去。可以从投料流中而不是从两种产物流中除去的污染物可以被留在投料流中并允许其污染产物流，这与惯常的想法相孛。有时，通过把投料中的污染物留在主吸收工艺中而获得的效率是如此令人欣赏，以至于证明了从两种产物流中除去是正当的。
根据本发明的另一个方面，使用应用溶剂的附加吸收/再生步骤从产物流中除去污染物。所用溶剂可以是内部溶剂、外部溶剂或内部和外部溶剂的结合。使用一个或更多闪蒸溶剂，使用加热炉，使用蒸馏塔或汽提塔或这些标准的、可接受的和已证实的方法的结合，可以把被吸收组分从溶剂中释放出来。根据本发明的另一个方面，使用包含诸如分子筛和硅胶、膜分离工艺、热氧化剂法和催化焚烧工艺以及通过膨胀、热交换和冷却任何之一或全部获得的低温蒸气/液体分离的吸收工艺的别的定型技术从产物流中除去污染物。通过从循环溶剂切向流中反萃取可以除去中等沸腾组分以保持浓度足够低到轻或重产物的污染物都降低到可接受的水平。
参照图和下面对图中描述的实施方式的论述可以更好理解本发明的一些方面。其中许多组分在正文中没有论述，可以假定它们具有与在前的或早先的图中论述的相应许多组分同样的特性和效果。
图1显示了没有溶剂总量控制以及非特定关于外部或内容溶剂的现有技术工艺。根据图1的工艺，烃投料气1与贫溶剂2在萃取器3中逆流接触，产生塔顶物流18和浓溶剂底部产物流4。浓溶剂底部产物流4可以定向于一个或更多闪蒸分离器5。分离器数目可以变化。根据一个实施方式，有一个单独闪蒸分离器5。被吸收于溶剂中的组分在分离器5中被释放并作为蒸气流6被分离。虽然图1中描述了仅仅一个闪蒸阶段，然而可以使用多个分离器。通过压缩机7升高流6的压力，获得作为工艺产物流的流8。再生的贫溶剂作为液体流9离开分离器5并通过泵12作为流10回到萃取器3。在再次进入萃取器3之前，可以在溶剂冷却装置11中冷却贫溶剂流10。如果进入图1工艺的多组分气流1包含甲烷和氮，例如氮污染的天然气，那么将使用外部溶剂，这样流18将富集氮并且流8将富集甲烷。然而，由于氮伴随着甲烷被共吸收入溶剂中，流8经常被相当量的氮污染。理想的，使流1与溶剂接触将会得到塔顶物流18(其为氮)和流4(其为仅富集了被吸收的甲烷的溶剂)。然而，在真实运行条件下，投料组合物和运行条件导致不期望量的氮与期望的诸如甲烷的被吸收组分被共吸收入溶剂流4中。
图2显示了减少了产物流被共吸收轻组分污染的量的现有技术工艺。图2的工艺使用了两个闪蒸-再生分离器，中间闪蒸13和末端闪蒸5。通过循环压缩机16再压缩来自闪蒸13的塔顶物流15，使其循环回萃取器3。末端闪蒸5一般在比中间闪蒸13低的压力运行。因为氮是比甲烷轻的组分，中间闪蒸13优先释放被共吸收的氮并且优先把期望的甲烷留在富集溶剂14中。富氮气流15被再压缩并回到萃取器3，优选在萃取器中等于或低于投料气流1的点。这导致流18被进一步富集了氮。从流4中除去被共吸收的氮获得包含更少氮的最终产物流8。根据图2的工艺提供了更高纯度产物流但是需要附加的氮压缩机(16)和附加闪蒸阶段(13)。图2对于外部或内部溶剂的使用是非特定的。
图3描述了包含两个溶剂总量控制点并被发展用于使用内部溶剂的现有技术。多组分气流1在冷却器2中冷却，进入分离器3，蒸气和液相在此分离。蒸气相被引到萃取器5，在那蒸气与贫液体溶剂流6接触。贫溶剂从蒸气中吸收中等和重组分，留下轻组分作为蒸气流7脱离萃取器顶部。在与循环到萃取器底部的蒸气接触后，包含被吸收的中等和重组分的浓溶剂作为流8脱离塔底部。通过限流器9降低流8的压力，获得的蒸气和液相在分离器10中被分离。蒸气流11包含一部分在萃取器中被共吸收的轻组分，通过压缩机12循环该蒸气使其作为反萃取气再进入萃取器底部。作为流13的脱离分离器10底部的浓溶剂包含中等被吸收组分和被吸收的重组分。顺次的限流器14、18和22与连续的分离器15、19和23结合降低了浓溶剂的压力，把中等组分从包含重组分的循环溶剂中分离出来。蒸气流16、20和24包含投料流的中等组分。实际可以使用任何数目的闪蒸。末端分离器液相流25是多数中等组分被除去的贫溶剂。使用泵26增加流25的压力使其变成流27。在冷却器28中冷却流27使其变成进入萃取器的贫溶剂流6。在多级压缩机29中压缩中等产物流16、20和24使其变成流30。该流在冷却器31中被冷却并在分离器32中被分离成蒸气和液相。蒸气部分作为中等产物流33脱离系统。液相流34包含与中等重组分在闪蒸容器15、19和23中被汽化并通过分离器32在升高压力下冷却被冷凝的溶剂重组分。这些溶剂组分被再引到溶剂系统。如果分离器32中的温度冷凝了比需要用来维持系统中溶剂总量更多的溶剂流，那么过量溶剂可以作为重产物流35被除去并作为流37脱离系统。如果需要的话，通过在反萃取蒸馏塔中除去较轻组分可以稳定流37以符合重产物规格。相反的，如果分离器32中的温度不能回收足够的重溶剂组分来维持溶剂总量，那么通过与图3中相反的方向流动，可以把来自分离器3、流36的冷凝的重组分添加到溶剂总量中。可以利用来自分离器3和32的液体控制以及在这些分离器中的运行温度控制来控制内部溶剂的总量。也可以对轻流7施用回收方法以回收包含在该流中的任何重组分。
图4描述了本发明的一个实施方式。流37的流动与图3相反。流37把外部溶剂引到系统中以用来增加可获得的内部溶剂同时也潜在的减少了诸如溶剂总量冷却器以及分离器31和32或可能应用于流7的溶剂回收系统的溶剂总量控制点的需要。图4也可用来描述本发明的控制实施方式。溶剂连续循环通过吸收器5和闪蒸容器10、15、19和23。溶剂进入吸收器的速度是一个典型的控制点(阀没有显示)。使用水平测量装置(未显示)和水平控制阀(如阀9、14、18和22所示)来保持每个容器中的溶剂水平。将会给出一个实施例来说明控制和控制效果。图4也可用来说明利用流37的选择性溶剂组分的添加影响产物流中污染物浓度的抑制或容器尺寸和运行条件对产物流中污染物水平的效果。也会给出一个实施例来说明这个。
图5描述了本发明一个最简单的实施方式。流13是类似于具有一些来自投料气的作为溶剂的可获得的重组分，但是在没有至少最初的外部重溶剂加料时不足以维持溶剂总量的图1的可以被添加到系统的重溶剂流。通过插入流1、2、4、9或10，流13可以被添加到工艺中并且将会在所有情况下成为贫溶剂的一部分。
图6描述了本发明分离流纯化实施方式的一个最简单的实施方式。图1的工艺具有添加到工艺的附加的产物纯化步骤19和22，得到分别纯化的产物流20和23以及分别除去的污染物流21和24。可以使用步骤19和22之一或全部。步骤19和22之一或全部可以是吸收、吸附、膜工艺或焚烧工艺或别的工艺。回收流21和24可以是如同它们各自的工艺制备的分离产物，或可以全部或部分的循环回主工艺。
图7描述了利用吸收工艺纯化两种产物流的本发明的一个最简单的实施方式。如同图3或图4描述的主工艺，流1到流33没变。描述了通过数目40到60的项目和流作用到轻的、未被吸收的主工艺产物流7上，获得了纯化的产物流42的吸收再生工艺。流7进入吸收器40，与贫溶剂流41接触，得到在一种或更多组分上比流7更贫的塔顶物流42。吸收器40设置有再沸器43来控制来自流7的最轻组分的吸收。包含期望的被吸收组分的浓溶剂流44脱离吸收器底部，并定向于再生塔45。在塔45中利用再沸器46的热把被吸收的组分从溶剂中逐出，得到作为底部产物流的贫溶剂流47。如果需要溶剂补充，那么它可以作为流48进入，否则相反的可以在这个点除去过量累积的溶剂。贫溶剂被泵49抽出，作为流50脱离，并且被交换器51冷却和/或冷冻以称为贫溶剂流41。再生塔45塔顶物流52在交换器53中被冷却并且至少部分的被冷凝，冷却流进入分离器/贮液器容器54。如果获得了对于被吸收组分的塔顶馏出蒸气产物，那么它是流55。如果获得了液体产物，那么它是流60。来自容器54、流56的液体进入泵57，作为流58脱离，至少一部分流58作为回流进入塔45的顶部。通过70到95的装置和流进一步纯化重或中等产物流33，得到纯化产物流69。在这个实施例图中，吸收/再生系统包括溶剂预饱和步骤以描述吸收系统中一种可能类型的变化。基底工艺流33进入吸收器70并与预饱和的贫溶剂流71接触，得到塔顶物流72与在来自再沸器79的底部再沸后的浓溶剂底部产品流80。把塔顶馏出产物72与贫溶剂流73结合变成在交换器75中冷却并随后进入分离器76的两相流74。纯化产物流69是来自分离器76的蒸气，对其加入通过该纯化步骤除去一种或更多组分的流33。分离器液体流77进入泵78，并作为预饱和溶剂流71脱离。浓溶剂流80就象在轻产物纯化吸收再生系统(项目45到60)中那样被分离。对于重产物纯化，相应的项目是数目81到94。浓溶剂流80进入再生塔81，再沸器82加热塔的底部，得到底部产品贫油流83，通过泵84把它抽出变成流85。所有过量溶剂被作为流95除去，保留贫溶剂是流73。再生塔顶物流86在交换器87中被冷却并且至少一部分流被冷凝，接着在容器88中被分离。所有蒸气产物作为流89被除去。通过泵91把液体流90抽出使其变成更高压力的流92。所有液体产物被作为流93除去，保留流94作为回流被发送到再生器81。用于任一产物纯化的再生器实际上可以在比其中没安装贫溶剂泵的相应吸收器的更高的压力运行，并将使用浓溶剂泵作为替代。当使用外部溶剂用于任一纯化步骤时，外部溶剂可以由石蜡族、芳烃、环烃或包含胺、吗啉、二醇、亚磺醇(sulfinol)等的特定溶剂构成。
实施例1
这个实施例把如图4所述的本发明工艺与如图3所述的现有技术工艺进行了比较，所述的比较是就通过把甲烷从氮中吸收走以获得符合典型的惰性含量的传输质量的甲烷流而处理包含甲烷和氮以及更重组分的天然气的能力而进行的。该比较是在根据图3的现有技术工艺使用由投料流较重组分构成的内部溶剂并且通过对用于溶剂回收的甲烷(中等)产物使用冷却器来控制溶剂总量的条件下进行的。投料气流对于重组分很贫乏，因而投料气分离器3中的流36液体没有流量。把图3的工艺与图4的工艺进行比较。对于两个实例萃取器的温度和压力保持一样，所有闪蒸容器等等的压力也这样。所作的唯一变化是消除冷却器31和分离器32指示的溶剂回收步骤。两个系统基本上都获得了一样的包含减少量的氮以符合典型管线规格的甲烷流。换句话说，利用比图3的工艺更简单的工艺和更少的设备，本发明的工艺取得了同样的分离。
投料气(流1)组合物是包含15摩尔％氮、83.85摩尔％甲烷、1.00摩尔％丁烷和0.15摩尔％己烷的天然气，具有5.00MMscfd(0.142MMscmd)的流速、100°F(38℃)的温度以及620磅/平方英寸(表压)(42.8巴)的压力。把投料气和溶剂都冷却到-10°F(-23℃)。图3的工艺需要把富甲烷产物气冷却到-2°F(-19℃)以维持投料气中重组分的溶剂总量。循环的贫溶剂大约是82％己烷和18％丁烷。获得了包含3％氮的传输质量气，98.5％的有价值的投料气甲烷在甲烷产物流中回收。
现在把上面利用了图3的实例与图4使用的工艺比较。使用了同样的气体投料速度和构成。没有使用在-2°F(-19℃)运行的溶剂回收系统，消除了几个处理设备。为了维持溶剂总量，10加仑/天(0.038立方米/天)的辛烷被加到系统中。所得贫溶剂是40％辛烷、45％己烷和15％丁烷。甲烷的纯化和回收与图3完成的一样。因为辛烷组分贫溶剂有些较重，因此循环泵马力增加为从248到289马力(185到216千瓦)。这种泵马力上的增加、几种设备的除去以及10加仑/天(0.038立方米/天)的辛烷需要量是这两种操作之间的所有差别。外部/内部溶剂方法的使用适于节省资金投入、简化操作以及使系统对于投料气中的构成变化更稳定。
实施例2
这个实施例说明和比较了使用图4的本发明的控制工艺，并把它与典型的控制就反抗处理包含至少两种利用吸收/闪蒸再生溶剂工艺除去的组分的气流的系统中工艺扰动的能力进行了比较。对于两个控制系统投料气和产物气流量和组成是同样的，稳态运行条件下的所有相关压力和温度也是这样。对于两个系统，调整水平控制环以在同样的速度响应扰动，并假定该速度是作为速度对稳定性的最优化的最好选择。对于两个系统，假定水平受控的闪蒸容器和吸收器底部水平都正常的包含大约二分钟体积的循环溶剂。在这个实施例中假定包含与水平控制阀一同起作用的水平测量设备的水平控制环被设置在容器中某个水平，这样吸收器5可以被控制流出容器流量的下游水平控制阀9控制，容器10水平可以被阀14控制，等等。最后的闪蒸容器23没有水平控制阀。它是一个浪涌容器。使用图4的工艺，当溶剂速率增加时对贫溶剂流6使用流动控制环，就象如果到装置的投料气速率增加所需要的那样，LCVs9、14、18和22的每一个都会顺次打开作为它们响应于增长水平的分别的控制器。如果每个控制器花费一分钟来响应离开容器的溶剂流速的适当增长，那么对于到达最后闪蒸23的溶剂流量的变化总耗用时间将会是4分钟。闪蒸23必须被构建的具有充足的浪涌时间，这样当发生最大设计流速变化时，例如系统从无流条件的最初启动或添加第二平行泵到操作，该闪蒸23在任何时候对于适当运行不具有太低水平。如果流速被加倍到设计速率的两倍在正常的设计速率容器23中具有2分钟的浪涌，将不会有液体流在闪蒸23中直到附加泵送液体在经过每个容器及其分别的水平控制系统后返回到容器23中。或者，如果每个容器水平由上游水平控制阀控制，当溶剂流速增加时，容器23中水平将会下降，上游控制阀22将会打开以维持水平，这样直到回到将会成为液体体积浪涌容器的吸收器5。对于液体的响应时间和容器尺寸需要与第一个实例相同。然而，如果通过让吸收器5水平被阀9控制、容器10水平被阀14控制、容器15没有水平控制阀、容器19水平被阀18控制以及容器23水平被阀22控制把接近容器序列中间的容器选作浪涌(不受控水平)容器，每个容器LCV响应仍旧为1分钟，那么对于溶剂流速变化到返回本实例中作为浪涌容器的容器15的总耗用时间将会是2分钟。水平控制从扰动(溶剂流速)的两个方向同步作用，把总耗用时间分成两半。
对于本领域技术人员来说意识到使用浪涌容器接近系列中间的系统将会允许更快的全部系统响应。这种更快的响应会允许对设备更好的控制，这有助于更好的产品质量、更少的装置干扰和停车，以及可能改进的运行安全。液体水平更少的干扰会有助于所有其它关联装置控制环的更好的运行。也可以利用更快的响应来减少对于容器之一或全部的浪涌时间需要，因此降低了新设备的安装费用。在极端情况下，通过再分配水平控制阀，改变控制环与一端的浪涌顺序排列的现有设备，指定中间的容器作为浪涌，可以使不可运行的设备可运行。当溶剂循环速率变化时，利用从装置的流量计获得的关于来自每个容器液相线的附加信息，可以使得速率调整基于预先需要，将会进一步减少响应时间，再次允许更好的运行或能与没有添加的显示器的较大设备运行效果一样好的更小的设备。
实施例3
这个实施例介绍了关于天然气除去氮与可能的二氧化碳、硫化氢或硫醇污染物的处理信息。投料气典型地仅包含甲烷和较重的烃和氮。吸收/闪蒸再生工艺将会把投料分离成主要包含氮的轻组分产物和主要包含甲烷的重组分。为了符合管线规格，氮含量将会典型地低于4摩尔百分比。假定商品化的VM&P石脑油外部物理溶剂与投料气的较重组分协力使用。
投料气组合物是包含15摩尔％氮和85摩尔％甲烷和更重组分，处于950磅/平方英寸(表压)(65.5巴)的压力的天然气。投料气和溶剂都被冷却到-25°F(-32℃)。在这个实施例中图4的工艺获得了把投料气分离成90％纯度的氮流和97％纯度的甲烷和更重流的分离。不需要溶剂回收交换器31，流36没有流速。溶剂补充流37很低。在吸收器5的环境下，氮的平均k值是9.5，甲烷的平均k值是2.6。这种挥发性的变化使得石脑油溶剂选择性的吸收甲烷。在释放进第一个闪蒸容器10后，用压缩机12循环被共吸收的氮。
在萃取器环境，二氧化碳的k值平均是0.75，硫化氢的k值平均是0.25。这两种污染物都不如甲烷易挥发，因此更容易被吸收进溶剂。它们都不如甲烷容易释放，因此在贫溶剂中浓缩到比甲烷高的程度。如果硫化氢或二氧化碳的临时峰值进入系统，那么一部分污染物与主要的甲烷产物一起通过，一部分残留在溶剂中。残留在溶剂中的部分以后将会消散进甲烷产物中。脱离设备的污染物峰水平低于进入的峰水平，降低了污染物的影响。优于更低的挥发性，更高比例的硫化氢留在了溶剂中。
如果甲烷和较重产物规格是4ppmv硫化氢和2摩尔％二氧化碳，那么本定明在短期内将会允许进入设备的投料气包含比甲烷中这些水平的污染物，因为一部分污染物将会被拦截在溶剂中，以后慢慢释放。当调整上游处理设备使其污染物除去效率返回正常时，通过允许产物流持续流动一段时间，允许更高的投料浓度可以对装置操作性具有重大影响。
任何容器中额外浪涌能力的的增加通过增加污染物保留量将会增加处理污染物的能力。最高体积效益获得于最高压力点萃取器5，在那污染物的挥发性最低。临时增加较低压力闪蒸器的操作压力也会延迟污染物到甲烷产物的释放。把最后闪蒸器的压力降低到低于大气压从2到14磅/平方英寸(绝对压力)，将会允许溶剂中任何中间沸腾组分的最大释放，包括可能污染未吸收的塔顶馏出产物的塔顶馏出获得的产物组分。
诸如亚磺醇(sulfinol)或吗啉的选择性溶剂添加到石脑油将会进一步增加溶剂保留污染物的能力，进一步增加在产物甲烷被污染之前污染物可以在投料中的时间或投料中污染物浓度。
当存在污染物时，上述实施例同样的能从甲烷中分离出氢。
实施例4
这个实施例把如图7所述的本发明工艺与图3所述的现有技术工艺就通过把甲烷从氮中吸收走以获得符合典型的惰性含量的传输质量的甲烷流的处理包含甲烷和氮以及更重组分的天然气的能力进行了比较。该比较是在根据图3的现有技术工艺使用几乎完全由投料流较重组分构成的内部溶剂并且通过使用用于溶剂回收的冷却器31来控制溶剂总量的条件下进行的。来自投料气的冷凝烃液体流36被发送到吸收器以保持它作为溶剂总量补充的一部分。
这个实施例使用的投料气特性是10MMscfd(0.28MMscMd)的流速、565磅/平方英寸(表压)(39巴)的压力、100°F(37.8℃)的温度以及下面摩尔百分比的组成：氮-23.48，甲烷-64.37，乙烷-8.12，丙烷-2.28，异丁烷-0.65，正丁烷-0.59，异戊烷-0.21，正戊烷-0.18，正己烷-0.07，正庚烷-0.05。
图3的工艺是在投料被冷却到-15°F(-26.1℃)作为流4和36，贫溶剂6也被冷却到-15°F(-26.1℃)，在+14°F(-10℃)的温度操作溶剂回收冷却器31以保持溶剂总量没有静补充或损失以及大约742加仑/分(2.81立方米/分)的溶剂循环速率的情况下运行的。这获得仅包含3.2％的氮，很容易在氮含量传输质量之内的销售气(流33)组合物，以及包含低于10％的甲烷和超过88％的氮的氮排出流(流7)。在该实施例中溶剂回收系统在大约450磅/平方英寸(表压)(31.0巴)的压力运行。
图3的运行结果可能不符合所有期望的纯度规格。排出流是很显著的氮富集物，更高的溶剂循环能增加纯化。然而，轻的内部产生的溶剂(大约71摩尔质量)的使用导致排出流中超过680ton/年(616公吨/年)的丙烷和更重组分的含量，这可能相当超出环境目标。销售气已经符合氮含量目标，但是流的总热值是1150英国热量单位/标准立方英尺(btu/scf)(10,235千卡/立方米)。这比一些传输能接受的要高。
使用图7的工艺，可以纯化排出和销售气。主工艺条件没有改变。把排出吸收器/再生器装置添加到工艺中，并使用辛烷分子重量的溶剂来吸收丙烷以上的烃。在-15°F(-26.1℃)的温度低于10加仑/分(0.038立方米/分)的贫溶剂流速下，随氮排出丙烷以上烃从685ton/年(616公吨/年)减少到低于20ton/年(18公吨/年)。再生器在更低压力运行，从浓溶剂中逐出被吸收的组分，再生贫溶剂。逐出的塔顶馏出组分可以被循环到主工艺中。运行温度、压力和添加溶剂的重量对于特定情况可以不同。添加到吸收气的预饱和吸收/再生系统在仅仅17加仑/分(0.064立方米/分)的循环速率下，在预饱和器中在-15°F(-26.1℃)运行的情况下，降低销售气的btu含量从1150到1084(10,235到9,648千卡/立方米)，高质量丙烷以上液体产物流作为流93被除去。在这个实例中所用溶剂由投料气中组分构成。可以使用外部溶剂或内部和外部溶剂的结合。在这个实施例中预饱和器和吸收器系统在大约435磅/平方英寸(表压)(30巴)的压力运行。预饱和器改进了回收，但是不需要用来获得销售气btu含量的降低。在这个实施例中，丙烷以上产物从系统中退出用于销售。实际中，如果需要，一部分可以循环到主工艺以帮助维持溶剂总量。
当随后进行图3的工艺时，类似用于除去丙烷以上烃除去的处理投料气的销售气纯化系统的系统的安装可以获得同样的氮排出和销售气纯化。然而，为了控制排出中丙烷以上烃，需要除去的丙烷以上烃的量要高得多，导致更高的费用和更高的设备需要。在从投料中除去丙烷以上烃的情况下，必须购买更多外部溶剂作为溶剂添加到图3的工艺中，由于具有全部更重的溶剂，系统设备和费用增加。图7的两种添加的工艺使用实际上优于图3的单独系统上游的安装。
在别的可选吸收工艺更适于氮排出和/或销售气流的纯化时，通过图3也可以使用它们获得具有更经济的主分离工艺的同样效果，并且使用包括诸如膜、分子筛、焚烧装置或硅胶的工艺以符合最终产物需要。
上面的实施例4可以同样的应用于氢从甲烷的分离，伴随着氢产物和/或甲烷产物的纯度受诸如乙烷、丙烷、二氧化碳、硫化氢等投料气组分影响。选择用于附加纯化步骤的溶剂可以特别定目标于要除去的污染物，例如用来除去二氧化碳或硫化氢的选择性化合物的使用。
在现有公开的范围内，在没有过分实验的情况下，可以实施和执行这里公开的所有方法和设备。虽然已经根据具体实施例说明了本发明的方法，然而在不脱离本发明构思、精神和范围的情况下，可以对这里描述的方法和设备以及方法的步骤或步骤顺序进行各种变化，这对本领域技术人员来说将会是显而易见的。所有这些对本领域技术人员显而易见的类似替代和调整被认为在如同通过所附暂定权利要求定义的本发明的精神、范围和构思之内。

Claims (23)

1.一种用于分离多组分气流的组分的工艺，该工艺包括：
在-6.7℃到-40℃使多组分气流与贫溶剂在萃取器中接触以得到富集了氮气的塔顶物流和富集了至少一种被吸收的组分气体的浓溶剂底部产物流；
在至少一个减压阶段闪蒸浓溶剂底部产物流以再生贫溶剂并产生富集了至少一种被吸收的组分气体的塔顶物流，其中减压阶段包含两个或更多的闪蒸容器，其中至少一个是浪涌容器，并且排列在其中的用于萃取器和闪蒸容器的水平控制仪器以使得浪涌容器接近容器序列的中间；
把包含没有从浓溶剂中闪蒸掉的被吸收的重组分的再生贫溶剂循环到萃取器中；以及
添加外部溶剂到再生的贫溶剂中以形成包含外部溶剂和重组分的循环溶剂流。
2.权利要求1的工艺，其中所述多组分气流包含至少一种烃。
3.权利要求1的工艺，其中所述多组分气流包含选自由氢、氮、氦、氩、甲烷、乙烯、乙烷、更重的饱和与不饱和烃以及它们的混合物组成的组的一种或更多组分。
4.权利要求1的工艺，其中所述多组分气流包含天然气、煤气或精炼气。
5.权利要求1的工艺，其中所述产物流包含甲烷。
6.权利要求1的工艺，其中所述贫溶剂包含一种或更多所述多组分气流的组分。
7.权利要求1的工艺，其中所述外部溶剂选自由链烷族溶剂、环烷溶剂、芳烃溶剂、环丁砜、聚乙二醇二甲醚、吗啉和其衍生物、胺和二醇组成的组。
8.权利要求1的工艺，其中所述萃取器是带有内构件以促进传质的塔。
9.权利要求1的工艺，其中所述多组分气流与贫溶剂逆流接触。
10.权利要求1的工艺，其中所述水平控制仪器包含阀。
11.权利要求1的工艺，其中所述水平控制仪器包含液力涡轮。
12.权利要求1的工艺，其中在所述浪涌容器的容器上游的水平控制仪器作为下游控制器，在浪涌容器的容器下游的水平控制仪器作为上游控制器。
13.权利要求1的工艺，其中在所述闪蒸容器中包括充足体积的浓溶剂以使得溶剂中污染物的临时累积达到所得塔顶馏出产物中最大污染浓度降低的程度。
14.权利要求13的工艺，其中添加额外的溶剂体积以增加容纳污染物的能力。
15.权利要求13的工艺，其中所述外部溶剂包含由于其选择生的把污染物保留在溶剂中的能力而被选择的溶剂。
16.权利要求13的工艺，其中所述外部溶剂包含聚乙二醇二甲醚、胺化合物、二醇化合物或吗啉化合物。
17.权利要求13的工艺，其中所述污染物包含二氧化碳、硫化氢、硫醇、氧、水或一氧化碳。
18.权利要求13的工艺，其中增加闪蒸容器的运行压力以减少污染物的蒸发。
19.权利要求1的工艺，另外包括纯化步骤以进一步纯化塔顶氮气、经闪蒸的塔顶物流、或者这二者。
20.权利要求19的工艺，其中在纯化步骤中使用了吸收器/再生系统，其应用了循环溶剂。
21.权利要求19的工艺，其中在纯化步骤中使用了吸附、膜工艺或焚烧。
22.权利要求1的工艺，其中最后的闪蒸容器的压力低于大气压。
23.权利要求1的工艺，其中至少一个减压阶段在低于大气压下进行。
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