CN102027303B - 等压开路致冷ngl回收 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于从天然气供气流中回收天然气液体的改进工艺。该工艺以恒定的压力运行，中间没有压力降低。使用开路混合致冷剂提供工艺冷却并用于为用于回收该天然气液体的蒸馏塔提供回流。该工艺可以用于从天然气中回收C3+烃，或者用于从天然气中回收C2+烃。

Description

等压开路致冷NGL回收
技术领域
本发明涉及用于从包含烃的供气流中回收天然气液体的改进工艺，尤其涉及从供气流中回收丙烷和乙烷。
背景技术
天然气包含各种烃，包括甲烷、乙烷和丙烷。天然气通常具有大量比例的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷通常总计占该气体的至少50摩尔％。该气体也包含相对较少量的更重的烃，例如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和其他气体。除了天然气之外，其他包含烃的气流也可能包含更轻和更重烃的混合物。例如，在炼厂工艺中形成的气流能够包含待分离的烃的混合物。这些烃的分离和回收能够提供有用的产品，其能够直接使用或用作其他工艺的原料。这些烃通常作为天然气液体(NGL)(或称天然气凝析液)回收。
本发明主要针对包含烃的气流中C3+组分的回收，尤其针对从这些气流中回收丙烷。典型的用于依照下述工艺处理的天然气原料约以摩尔％计可以包含：92.12％甲烷、3.96％乙烷和其他C2组分、1.05％丙烷和其他C3组分、0.15％异丁烷、0.21％正丁烷、0.11％戊烷或更重烃，其余主要由氮气和二氧化碳构成。炼厂气流可以包含较少的甲烷和较高含量的更重烃。
已经使用各种工艺进行从供气流中回收天然气液体，例如气体的冷却和致冷、油吸收、致冷油吸收或通过使用多个蒸馏塔。新近以来，使用Joule-Thompson阀或透平膨胀机的低温膨胀工艺已经成为用于从天然气中回收NGL的优选工艺。
在典型的低温膨胀回收工艺中，通过与该工艺的其他流和/或外部致冷源(例如丙烷压缩-致冷系统)进行热交换将加压的供气流冷却。随着该气体冷却，可以将液体冷凝和收集在一个或多个分离器中作为包含所需组分的高压液体。
可以将该高压液体膨胀到较低的压力并分馏。在蒸馏塔中将包括液体和蒸气的混合物的该膨胀的流分馏。在该蒸馏塔中，挥发气体和较轻的烃作为塔顶蒸气除去，较重的烃组分在底部作为液态产物离开。
典型地不将该供气完全冷凝，可以将从该部分冷凝中剩余的蒸气通过Joule-Thompson阀或透平膨胀机到较低的压力，在该较低压力作为对该流的进一步冷却的结果进一步冷凝液体。将该膨胀的流作为供气流进料到该蒸馏塔。
向该蒸馏塔提供回流，典型地提供在冷却之后但在膨胀之前部分冷凝的供气的一部分。各种工艺使用其他回流来源，例如加压提供的残余气体的循环流。
尽管已经尝试了上述一般低温工艺的各种改进，但这些改进仍继续使用透平膨胀机或Joule-Thompson阀以对该蒸馏塔的供气流进行膨胀。将会需要具有用于改进从天然气供气流中提高NGL的回收率的改进工艺。
发明概述
本发明涉及用于从供气流中回收NGL的改进工艺。该工艺使用开路混合致冷剂工艺以实现高NGL回收水平所需的低温。使用单一蒸馏塔以将较重的烃从较轻的组分(例如销售气)中分离出来。将来自该蒸馏塔的塔顶流冷却以部分液化该塔顶流。将该部分液化的塔顶流分离成包括较轻烃(例如销售气)的蒸气流和用作混合致冷剂的液体组分。该混合致冷剂提供工艺冷却，一部分该混合致冷剂用作回流以使该蒸馏塔富集关键组分。用该蒸馏塔中富集的气体，在较高的温度冷凝该蒸馏塔的塔顶流，该蒸馏塔在比通常为了NGL的高回收率所用的温度更高的温度运行。该工艺在不如Joule-Thompson阀或透平膨胀机基装置那样膨胀该气体而仅用单一的蒸馏塔的情况下实现了所需NGL组分的高回收率。
在本发明的工艺的一种实施方案中，回收C3+烃，尤其是丙烷。根据需要保持温度和压力以实现基于进入的供气流的组成实现所需的C3+烃的回收率。在该工艺的该实施方案中，将供气进入主热交换器并冷却。将该冷却的供气进料到蒸馏塔，在该实施方案中气用作脱乙烷塔。对该供气流的冷却可以主要由较热的致冷剂(例如丙烷)提供。该蒸馏塔的塔顶流进入该主热交换器，并被冷却到用于制备该混合致冷剂且用于从该系统中提供所需的NGL回收率所需的温度。
将该蒸馏塔的冷却的塔顶流与回流储液器的塔顶流向结合并在蒸馏塔塔顶储液器中分离。该蒸馏塔塔顶储液器的塔顶蒸气是销售气(即甲烷、乙烷和惰性气体)，底部的液体是混合致冷剂。该混合致冷剂与供气相比富集C2和更轻的组分。将该销售气供给通过该主热交换器，在其中将其加温。该混合致冷剂的温度降低到足够冷以有利于在该主热交换器中所需的热交换的温度。通过降低控制阀两侧的致冷剂压力而降低该致冷剂的温度。将该混合致冷剂进料到该主热交换器，在其中随着气通过该主热交换器，将其蒸发并过加热。
在通过该主热交换器之后，将该混合致冷剂压缩。优选地，该压缩机出口压力大于该蒸馏塔压力，因此不需要回流泵。该压缩的气体通过该主热交换器，在其中将其部分冷凝。该部分冷凝的混合致冷剂通向回流储液器。该回流储液器的塔底液体用作该蒸馏塔的回流。该回流储液器的蒸气与离开该主热交换器的蒸馏塔塔顶流结合，将该结合流通向蒸馏塔塔顶储液器。在该实施方案中，本发明的工艺能够达到超过99％的从供气中的甲烷回收率。
在该工艺的另一实施方案中，如上处理供气，并从该装置中除去混合致冷剂的一部分然后压缩并冷却。将从该装置中除去的该部分混合致冷剂进料到C2回收装置以回收该混合致冷剂中的乙烷。只要在该系统中剩余足够的C2组分以提供所需的致冷，在其通过该主热交换器并经过压缩和冷却之后除去该混合致冷剂流的一部分对该工艺具有最小的影响。在一些实施方案中，能够除去高达95％的该混合致冷剂流用于C2回收。该除去的流可以用作乙烯裂化装置中的供气流。
在该工艺的另一实施方案中，使用吸收剂塔来分离该蒸馏塔塔顶流。该吸收器的塔顶流是销售气，底部是混合致冷剂。
在本发明的另一实施方案中，仅使用一个分离器储液器。在本发明的该实施方案中，将该经压缩和冷却的混合致冷剂作为回流返回该蒸馏塔。
上述工艺可以以任意所需的方式改进以实现烃的分离。例如，该装置可以操作使得该蒸馏塔从C3和更轻的烃中分离出C4+烃(主要是丁烷)。在本发明的另一实施方案中，该装置可以操作以回收乙烷和丙烷。在本发明的该实施方案中，该蒸馏塔用作脱甲烷塔，并由此调节该装置的压力和温度。在该实施方案中，该蒸馏塔塔底主要包含C2+组分，而该塔顶流主要包含甲烷和惰性气体。在该实施方案中，能够得到供气中的高达55％的C2+组分的回收。
在该工艺的优点中是该蒸馏塔的回流富集例如乙烷，降低了丙烷从该蒸馏塔中的损失。该回流也提高了更轻烃(例如乙烷)的摩尔分数，在该蒸馏塔中使得该塔顶流的冷凝更容易。该工艺两次使用该蒸馏塔塔顶中冷凝的液体，一次作为低温致冷剂，第二次作为用于该蒸馏塔的回流。基于下面提供的优选实施方案的详细描述，本发明的工艺的其他优点对于本领域的技术人员将是显而易见的。
附图描述
图1是用于实施本发明的方法的实施方案的装置的示意图，其中将该混合致冷剂流压缩并返回该回流分离器。
图2是用于实施本发明的方法的实施方案的装置的示意图，其中将一部分经压缩的混合致冷剂从该装置中除去用于乙烷回收。
图3是用于实施本发明的实施方案的装置的示意图，其中使用吸收器分离该蒸馏塔顶流。
图4是用于实施本发明的实施方案的装置的示意图，其中仅使用一个分离器储液器。
本发明的实施方案的详细描述
本发明涉及用于从包含烃的供气流(例如天然气或来自石油加工的气流)中回收天然气液体(NGL)的改进工艺、本发明的工艺以接近恒定的压力运行，整个装置中并不有意降低气体压力。该工艺使用单一蒸馏塔用于分离较轻烃和较重烃。开路混合致冷剂提供工艺冷却以实现NGL气体的高回收率所需的温度。该混合致冷剂由该供气中的较轻和较重烃的混合物构成，与供气相比其通常富集较轻烃。
该开路混合致冷剂也用于为该蒸馏塔提供富集的回流，其可使该蒸馏塔在较高的温度操作并提高NGL的回收率。将该蒸馏塔的塔顶流冷却以部分液化该塔顶流。将该部分液化的塔顶流分离成包含较轻烃的蒸气流(例如销售气)和用作混合致冷剂的液体组分。
本发明的工艺可以用于获得混合供气流中烃的所需分离。在一种实施方案中，本发明的工艺可以用于获得高水平的丙烷回收率。在该工艺中可以回收供气中高达99％或更多的丙烷的回收率。该工艺也能够以用于与该丙烷一起回收显著量的乙烷或与该销售气一起排除大多数的乙烷的方式操作。可替代地，该工艺可以操作以回收该供气流中高百分比的C4+组分并排出C3及更轻的组分。
图1中示意性地显示了用于实施本发明的工艺的一些实施方案的装置。应当认识到该装置的操作参数(例如温度、压力、不同流的流速和组成)都确定以达到NGL的所需分离和回收。所需的操作参数也取决于该供气的组成。本领域技术人员使用已知技术(包括例如计算机模拟)能够容易地确定所需的操作参数。因此，下面提供的对各种操作参数的描述和范围用于提供本发明的特别实施方案的描述，其绝不用于限制本发明的范围。
将供气通过管线(12)进料到主热交换器(10)。该供气可以是天然气、炼厂气或其他需要分离的气流。通常在将其进料到该装置之前将该供气过滤并脱水以防止在该NGL装置中冻结。该供气通常以约110°F～130°F的温度和约100psia～450psia的压力进料到该主热交换器。通过与较冷的工艺流和可能以用于提供该工艺所需的另外冷却所需的量通过管线(15)进料到该主热交换器的致冷剂进行热交换接触，该供气在该主热交换器(10)中冷却并部分液化。可以使用较温热的致冷剂(例如丙烷)为该供气提供所需的冷却。在该主热交换器中将该供气冷却到约0°F～-40°F的温度。
该冷供气(12)离开该主热交换器(10)并通过供气管线(13)进入该蒸馏塔(20)。该蒸馏塔以略低于该供气的压力操作，典型地比该供气的压力低约5psi～10psi。在该蒸馏塔中，将较重烃(例如丙烷和其他C3+组分)与较轻烃(例如乙烷、甲烷和其他气体)分离开。该较重烃组分在该塔底液体中从该蒸馏塔中通过管线(16)离开，而该较轻烃通过蒸气塔顶管线(14)离开。优选地，该塔底流(16)以约150°F～300°F的温度离开该蒸馏塔，该塔顶流(14)以约-10°F～-80°F的温度离开该蒸馏塔。
将该蒸馏塔的塔底流(16)分开成产物流(18)和引向再沸器(30)接受热量输入(Q)的循环流(22)。非必要地，可以在冷却器中将该产物流(18)冷却到约60°F～130°F的温度。该产物流(18)高度富集供气流中的较重烃。在图1中所示的实施方案中，该产物流高度富集丙烷和更重组分，乙烷和更轻的气体作为销售气如下所述除去。可替代地，该装置可以操作使得该产物流高度富集C4+烃，将丙烷与乙烷一起除去在销售气中。在再沸器(30)中将该循环流(22)加热以为该蒸馏塔提供热量。可以使用任意类型的通常用于蒸馏塔的再沸器。
该蒸馏塔塔顶流(14)通过主热交换器(10)，在其中通过与工艺气体的热交换接触将其冷却以将该流部分液化。该蒸馏塔塔顶流通过管线(19)离开该主热交换器并充分冷却以如下所述制备混合致冷剂。优选地，在该主热交换器中将该蒸馏塔塔顶流冷却到约-30°F～-130°F。
在图1中所示的工艺的实施方案中，将该经冷却和部分液化的流(19)与回流分离器(40)的塔顶流(28)在混合器(100)中混合，并然后通过管线(32)进料到蒸馏塔塔顶分离器(60)。可替代地，可以将流(19)进料到该蒸馏塔塔顶分离器(60)而不与回流分离器(40)的塔顶流(28)相结合。塔顶流(28)可以直接进料到该蒸馏塔塔顶分离器，或在该工艺其他实施方案中，该回流分离器(40)的塔顶流(28)可以与销售气(42)相结合。可替代地，可以将该回流分离器(40)的塔顶流在通过管线(28a)与蒸馏塔塔顶流(19)混合之前通过控制阀(75)。根据所用的供气和其他工艺参数，可以使用控制阀(75)保持该乙烷压缩机(80)中的压力，其能够方便冷凝该蒸气并提供压力以将液体转移到蒸馏塔的顶部。可替代地，能够使用回流泵以提供将该液体转移到塔顶部所需的压力。
在图1中所示的实施方案中，该混合的蒸馏塔和回流储液器塔顶流(32)在该蒸馏塔塔顶分离器(60)中分离成塔顶流(42)和塔底流(34)。该蒸馏塔塔顶分离器(60)的塔顶流(42)包含产品销售气(例如甲烷、乙烷和更轻的组分)。该蒸馏塔塔顶分离器的塔底流(34)是用于主热交换器(10)中的冷却的液态混合致冷剂。
该销售气通过管线(42)流过该主热交换器(10)并被加温。在典型装置中，该销售气以约-40°F～-120°F的温度和约85psia～435psia的压力离开该脱乙烷塔塔顶分离器并以约100°F～120°F的温度离开该主热交换器。将该销售气通过管线(43)送去进一步处理。
该混合致冷剂流过该蒸馏塔塔顶分离器塔底管线(34)。通过在控制阀(65)两侧降低该致冷剂的压力可以降低该混合致冷剂的温度。将该混合致冷剂的温度降低到足够冷以提供该主热交换器(10)中所需的冷却的温度。将该混合致冷剂通过管线(35)进料到该主热交换器。进入该主热交换器的该混合致冷剂的温度典型地为约-60°F～-175°F。在使用控制阀(65)来降低该混合致冷剂的温度的情况下，该温度通常降低约20°F～50°F，该压力降低约90psi～250psi。随着气通过该主热交换器(10)并通过管线(35a)离开，该混合致冷剂蒸发并过热。离开该主热交换器的该混合致冷剂的温度为约80°F～100°F。
在离开该主热交换器之后，该混合致冷剂被进料到乙烷压缩机(80)。将该混合致冷剂以约230°F～350°F的温度压缩到比该蒸馏塔的操作压力高约15psi～25psi的压力。通过将该混合致冷剂压缩到比该蒸馏塔压力更高的压力，不需要回流泵。该经压缩的混合致冷剂通过管线(36)流向冷却器(90)，在其中被冷却到约70°F～130°F的温度。非必要地，可以省去冷却器(90)，可以将该经压缩的混合致冷剂直接如下所述流到主热交换器(10)。然后该经压缩的混合致冷剂通过管线(38)流过该主热交换器(10)，在其中其进一步冷却和部分液化。该混合致冷剂在该主热交换器中被冷却到约15°F～-70°F的温度。将该部分液化的混合致冷剂通过管线(39)引向该回流分离器(40)。如上所述，在图1的实施方案中，将该回流分离器(40)的塔顶流(28)与该蒸馏塔的塔顶流(14)结合，并将该结合的流(32)进料到该蒸馏塔塔顶分离器。将该回流分离器(40)的塔底液体(26)作为回流(26)供回到该蒸馏塔。可以使用控制阀(75、85)以保持该压缩机上的压力以促进冷凝。
用作回流的该开路混合致冷剂使该蒸馏塔富集气相组分。该蒸馏塔富集了气体，该塔的塔顶流在更高的温度冷凝，该蒸馏塔在比高NGL回收率通常所需的更高的温度运行。
流向该蒸馏塔的回流还降低了较重烃从该塔中的损失。例如，在回收丙烷的工艺中，该回流提高了乙烷在该蒸馏塔中的摩尔分数，这可以更容易地冷凝该塔顶流。该工艺两次使用该蒸馏塔塔顶储液器中冷凝的液体，一次作为低温致冷剂，第二次作为蒸馏塔的回流。
在图2中所示的本发明的另一实施方案中，其中相似的编号表示与上述相似的组分和流动流，该工艺用于将丙烷和其他C3+烃与乙烷和轻质烃分离开。在管线(38)中在该混合致冷剂压缩机(80)和该混合致冷剂冷却器之后提供T形接头(110)用于将该混合致冷剂分开进入返回管线(45)和乙烷回收管线(47)。该返回管线(45)将该混合致冷剂的一部分通过主热交换器(10)如上所述返回该工艺。乙烷回收管线(41)将该混合致冷剂的一部分进料到用于乙烷回收的单独的乙烷回收装置。假设在该系统中仍有足够的C2组分以提供所需的致冷，那么除去该混合致冷剂的一部分对该工艺具有最小的影响。在一些实施方案中，可以出去多达95％的该混合致冷剂流用于C2回收。该除去的流可以用作例如乙烯裂化装置中的供气流。
在本发明的另一实施方案中，该NGL回收装置能够与该丙烷一起回收显著量的乙烷。在该工艺的该实施方案中，该蒸馏塔是脱甲烷塔，该塔顶流主要包含甲烷和惰性气体，而该塔底流包含乙烷、丙烷和更重组分。
在该工艺的另一实施方案中，可以用吸收器代替该脱乙烷塔塔顶储液器。如图3中所示，其中类似的数值表示上述类似的组分和流动流，在该实施方案中，该蒸馏塔(20)的塔顶流(14)通过主热交换器(10)，将该冷却的流(19)进料到吸收器(110)。该回流分离器(40)的塔顶流(28)也进料到该吸收器(110)。该吸收器的塔顶流(42)是销售气，该吸收器的塔底流(34)是该混合致冷剂。图3中所示的其他流和组分具有与上述相同的流程。
在图4中所示的另一实施方案中，其中类似的数值表示上述类似的组分和流动流，在该工艺中未使用第二分离器和冷却器。在该实施方案中，将该经压缩的混合致冷剂(36)通过该主热交换器(10)并通过管线(39)进料到该蒸馏塔以提供回流。
下面描述本发明的工艺的工艺的特别实施方案的实施例。这些实施例提供用于进一步描述本发明的工艺，其绝不意于限制本发明的全部范围。
实施例1
在以下实施例中，使用工艺Apsen HYSYS模拟器对用不同类型和组成的供气对图1中所示的工艺装置的操作进行计算机模拟。在该实施例中，提供了使用相对贫的供气的用于C3+回收的操作参数。表7显示了使用贫供气的用于丙烷回收的操作参数。表1中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C3+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约3.717×105Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约459马力(P)。
表1-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
甲烷 0.9212 0.0000 0.9453 0.6671
乙烷 0.0396 0.0082 0.0402 0.3121
丙烷 0.0105 0.4116 0.0001 0.0046
丁烷 0.0036 0.1430 0.0000 0.0000
戊烷 0.0090 0.3576 0.0000 0.0000
庚烷 0.0020 0.0795 0.0000 0.0000
CO2 0.0050 0.0000 0.0051 0.0145
氮气 0.0091 0.0000 0.0094 0.0017
如表1中能够看到的那样，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C3+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C2和更轻烃和气体。供气中约99.6％的丙烷被回收在该产物流中。该混合致冷剂主要由甲烷和乙烷构成，但比销售气包含更多的丙烷。
实施例2
在该实施例中，提供了用于使用炼厂供气的图1中所示的工艺装置的操作参数，将C3+组分回收在产物流中。表8显示了使用该炼厂供气的操作参数。表2中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C3+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约2.205×106Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约228马力(P)。
表2-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
氢气 0.3401 0.0000 0.4465 0.0038
甲烷 0.2334 0.0000 0.3062 0.0658
乙烷 0.1887 0.0100 0.2439 0.8415
丙烷 0.0924 0.3783 0.0034 0.0889
丁烷 0.0769 0.3234 0.0000 0.0000
戊烷 0.0419 0.1760 0.0000 0.0000
庚烷 0.0267 0.1124 0.0000 0.0000
CO2 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氮气 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
如表2中能够看到的那样，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C3+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C2和更轻烃和气体，特别是氢气。该流能够用于供给到膜单元或PSA以将该流升级为有用的氢气。供气中约97.2％的丙烷被回收在该产物流中。该混合致冷剂主要由甲烷和乙烷构成，但比销售气包含更多的丙烷。
实施例3
在该实施例中，提供了用于使用炼厂供气的图1中所示的工艺装置的操作参数，将C4+组分回收在产物流中，将C3组分除去在销售气流中。表9显示了该工艺的实施方案的操作参数。表3中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C4+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约2.512×106Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约198马力(P)。
表3-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
氢气 0.3401 0.0000 0.3975 0.0022
甲烷 0.2334 0.0000 0.2728 0.0257
乙烷 0.1887 0.0000 0.2220 0.2461
丙烷 0.0924 0.0100 0.1074 0.7188
丁烷 0.0769 0.5212 0.0003 0.0071
戊烷 0.0419 0.2861 0.0000 0.0000
庚烷 0.0267 0.1828 0.0000 0.0000
CO2 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氮气 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
如表3中能够看到的那样，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C4+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C3和更轻烃和气体。供气中约99.7％的C4+组分被回收在该产物流中。该混合致冷剂主要由C3和更轻组分构成，但比销售气包含更多的丁烷。
实施例4
在该实施例中，提供用于使用炼厂供气的图2中所示的工艺装置的操作参数，C3+组分回收在产物流中，C2和更轻组分除去在该销售气流中。在该实施方案中，将该混合致冷剂的一部分通过管线(47)除去并进料到乙烷回收装置用于进一步处理。表10显示了该工艺的实施方案的操作参数。表4中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C3+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约2.089×106Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约391马力(P)。
表4-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
氢气 0.3401 0.0000 0.6085 0.0034
甲烷 0.2334 0.0000 0.3517 0.1520
乙烷 0.1887 0.0100 0.0392 0.6719
丙烷 0.0924 0.2974 0.0006 0.1363
丁烷 0.0769 0.3482 0.0000 0.0335
戊烷 0.0419 0.2087 0.0000 0.0028
庚烷 0.0267 0.1828 0.0000 0.0000
CO2 0.0000 0.1357 0.0000 0.0000
氮气 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
如表4中能够看到的那样，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C3+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C2和更轻烃和气体。该混合致冷剂主要由C2和更轻组分构成，但比销售气包含更多的丙烷。
实施例5
在该实施例中，提供用于图3中所示的工艺装置的操作参数，使用贫供气回收产物流中的C3+组分，该C2和更轻组分在该销售气流中除去。在该实施方案中，使用吸收器(110)用于分离该蒸馏塔塔顶流和该回流分离器塔顶流以得到该混合致冷剂。表11显示了该工艺的实施方案的操作参数。表5中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C3+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约3.734×105Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约316马力(P)。
表5-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
甲烷 0.9212 0.0000 0.9457 0.5987
乙烷 0.0396 0.0083 0.0397 0.3763
丙烷 0.0105 0.4154 0.0001 0.0054
丁烷 0.0036 0.1421 0.0000 0.0000
戊烷 0.0090 0.3552 0.0000 0.0000
庚烷 0.0020 0.0789 0.0000 0.0000
CO2 0.0050 0.0000 0.0051 0.0195
氮气 0.0091 0.0000 0.0094 0.0001
如表5中能够看到的那样，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C3+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C2和更轻烃和气体。该混合致冷剂主要由C2和更轻组分构成，但比销售气包含更多的丙烷。
实施例6
在该实施例中，提供用于图1中所示的工艺装置的操作参数，使用富供气回收产物流中的C3+组分，该C2组分在该销售气流中除去。表12显示了该工艺的实施方案的操作参数。表6中提供了以摩尔分数计的该供气、销售气流和C3+产物流和该混合致冷剂流的组成。用于该实施方案的能量输入包括向再沸器(30)输入的约1.458×106Btu/hr(Q)和向乙烷压缩机(80)输入的约226马力(P)。
表6-流中组分的摩尔分数
供气(12) 产物(18) 销售气(43) 混合致冷剂(35)
甲烷 0.7304 0.0000 0.8252 0.3071
乙烷 0.1429 0.0119 0.1566 0.6770
丙烷 0.0681 0.5974 0.0003 0.0071
丁烷 0.0257 0.2256 0.0000 0.0000
戊烷 0.0088 0.0772 0.0000 0.0000
庚烷 0.0100 0.0878 0.0000 0.0000
CO2 0.0050 0.0000 0.0056 0.0079
氮气 0.0091 0.0000 0.0103 0.0009
如表6中能够看到的那样，在该实施方案中，蒸馏塔塔底的产物流(18)高度富集C3+组分，而销售气流(43)包含几乎所有的C2和更轻烃和气体。该混合致冷剂主要由C2和更轻组分构成，但比销售气包含更多的丙烷。
尽管上面已经描述了本发明的特别实施方案，但本领域技术人员将认识到在不脱离后附权利要求所述本发明的范围的情况下能够对上述工艺进行大量的变化或改变。因此，前面对优选实施方案的描述用于以示例性的而非限定性的意义描述本发明。

Claims (21)

1.用于从供气流中回收天然气液体的方法，包括以下步骤：
(a)提供供气流并在热交换器中冷却该供气流；
(b)将该冷却的供气流进料到蒸馏塔，其中将该供气流中的较轻组分从该蒸馏塔中作为塔顶蒸气流除去，将该供气流中的较重组分从该蒸馏塔中作为产物流在塔底除去；
(c)将该蒸馏塔塔顶流进料到该热交换器，并将该流冷却以至少部分液化该塔顶流；
(d)将该部分液化的蒸馏塔顶流进料到第一分离器；
(e)在该第一分离器中分离该蒸气和液体以产生包括销售气的塔顶蒸气流和包括混合致冷剂的塔底流；
(f)将该混合致冷剂流进料到该热交换器以提供冷却，其中随着其通过该热交换器，该混合致冷剂流气化；
(g)压缩该气化的混合致冷剂流并将该经压缩的混合致冷剂流通过该热交换器；
(h)将该经压缩的混合致冷剂流进料到第二分离器；和
(i)将来自该第二分离器的塔底流作为回流进料到该蒸馏塔，并将来自该第二分离器的塔顶流进料到该第一分离器。
2.权利要求1的方法，进一步包括以下步骤：在所述混合致冷剂进入该热交换器之前，通过使用控制阀降低该混合致冷剂的压力而降低该混合致冷剂的温度。
3.权利要求1的方法，进一步包括以下步骤：将来自该第二分离器的塔顶流与来自该蒸馏塔的塔顶流相结合并将该结合流进料到该第一分离器。
4.权利要求1的方法，进一步包括以下步骤：在将该经压缩的混合致冷剂流通过该热交换器之前，将该经压缩的混合致冷剂流在冷却器中冷却。
5.权利要求1的方法，其中该第一分离器是吸收器。
6.权利要求1的方法，其中该供气流是天然气或炼厂气之一。
7.权利要求1的方法，其中该产物流包括至少99wt％的C3+烃。
8.权利要求1的方法，其中该产物流包括该供气中至少97％的C3+烃。
9.权利要求1的方法，其中该产物流包括该供气中至少55％的C2+烃。
10.权利要求1的方法，其中该产物流包括该供气中至少99％的C4+烃。
11.权利要求1的方法，其中该蒸馏塔是在100psia～450psia的压力操作的。
12.用于从供气流中回收天然气液体的方法，包括以下步骤：
(a)提供供气流并在热交换器中冷却该供气流；
(b)将该冷却的供气流进料到蒸馏塔，其中将该供气流中的较轻组分从该蒸馏塔中作为塔顶蒸气流除去，将该供气流中的较重组分从该蒸馏塔中作为产物流在塔底除去；
(c)将该蒸馏塔塔顶流进料到该热交换器，并将该流冷却以至少部分液化该塔顶流；
(d)将该部分液化的蒸馏塔顶流进料到第一分离器；
(e)在该第一分离器中分离该蒸气和液体以产生包括销售气的塔顶蒸气流和包括混合致冷剂的塔底流；
(f)将该混合致冷剂流进料到该热交换器以提供冷却，其中随着其通过该热交换器，该混合致冷剂流气化；
(g)压缩该气化的混合致冷剂流；
(h)将该经压缩的混合致冷剂流分成返回流和回收流；
(i)将该回收流进料到用于回收该混合致冷剂中的较轻烃的装置；
(j)将该返回流进料到第二分离器；和
(k)将来自该第二分离器的塔底流作为回流进料到该蒸馏塔。
13.权利要求12的方法，进一步包括以下步骤：在所述混合致冷剂进入该热交换器之前，通过使用控制阀降低该混合致冷剂的压力而降低该混合致冷剂的温度。
14.权利要求12的方法，进一步包括以下步骤：将来自该第二分离器的塔顶流与来自该蒸馏塔的塔顶流相结合并将该结合流进料到该第一分离器。
15.权利要求12的方法，进一步包括以下步骤：在将该经压缩的混合致冷剂流分成返回流和回收流之前，将该经压缩的混合致冷剂流在冷却器中冷却。
16.权利要求12的方法，其中将该经压缩的混合致冷剂的95％分入用于回收较轻烃的回收管线中。
17.权利要求12的方法，其中该蒸馏塔是在100psia～450psia的压力操作的。
18.权利要求12的方法，其中该蒸馏塔是在200psia的压力操作的。
19.用于从供气流中回收天然气液体的方法，包括以下步骤：
(a)提供供气流并在热交换器中冷却该供气流；
(b)将该冷却的供气流进料到蒸馏塔，其中将该供气流中的较轻组分从该蒸馏塔中作为塔顶蒸气流除去，将该供气流中的较重组分从该蒸馏塔中作为产物流在塔底除去；
(c)将该蒸馏塔塔顶流进料到该热交换器，并将该流冷却以至少部分液化该塔顶流；
(d)将该部分液化的蒸馏塔顶流进料到分离器；
(e)在该分离器中分离该蒸气和液体以产生包括销售气的塔顶蒸气流和包括混合致冷剂的塔底流；
(f)将该混合致冷剂流进料到该热交换器以提供冷却，其中随着其通过该热交换器，该混合致冷剂流气化；
(g)压缩该气化的混合致冷剂流并将该经压缩的混合致冷剂流通过该热交换器；和
(h)将该经压缩的混合致冷剂流作为回流进料到该蒸馏塔。
20.用于从供气流中分离天然气液体的设备，该设备包括：
(a)热交换器，可操作以通过在供气流和一种或多种工艺流之间的热交换接触提供从供气流中分离天然气液体所需的加热和冷却；
(b)蒸馏塔，用于接收该供气流并将该供气流分离成包括显著量的供气流的较轻烃组分的塔顶流和包括显著量的较重烃组分的塔底流；
(c)第一分离器，用于接收该蒸馏塔塔顶流并将该塔顶流分离成塔顶销售气流和包括用于在该热交换器中提供工艺冷却的混合致冷剂的塔底流；
(d)压缩机，用于在该混合致冷剂流已经在该热交换器中提供了工艺冷却之后压缩该混合致冷剂流；
(e)第二分离器，用于接收该经压缩的混合致冷剂流并将该经压缩的混合致冷剂流分成塔顶流和作为回流进料到该蒸馏塔的塔底流。
21.权利要求20的设备，其中该第一分离器是吸收器。
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