CN102844092A - 可变组成的进气流的轻气体与烃的分离 - Google Patents

Abstract

本发明是分离具有可变组成的包含轻和较重挥发性组分的多组分气流的组分的方法和装置。该方法包括在吸收塔中使多组分气流与贫溶剂接触以产生轻质组分塔顶流和富溶剂塔底流，在具有依次递减压力的至少第一、第二和第三递减恒压下闪蒸富溶剂塔底流，其中将释放的气体压缩，将一部分作为汽提气送回吸收塔底部并将一部分作为较重产物流的一部分输送。在本发明中，来自第一或第二递减恒压富溶剂闪蒸器的压缩蒸气根据进料气的轻质组分浓度通过流量控制在作为汽提气再循环送往吸收塔底部阶段和送往较重产物烃流之间分流。在依次递减的压力下的第三和任何附加的闪蒸器产生闪蒸气体，其是制成的烃产物流的剩余部分。将最低压闪蒸后留下的贫溶剂送回吸收塔顶部。

Description

可变组成的进气流的轻气体与烃的分离

技术领域

本发明涉及化学加工领域，更具体涉及烃气流的加工。特别地，公开了用于分离具有可变组成的烃气流的组分的方法和装置。

背景技术

许多烃气体，如天然气、煤矿和煤层气（coal seam gas）、填埋气体、炼油操作废气和加氢处理的再循环气体（recycle loop gas）含有一种或多种污染主要气体或当可以与主气流分离时本身更有价值的轻质组分。这样的轻气体（light gases）包括氮气和氢气。许多经济考虑因素使得希望将这些轻气体与烃气流分离。

可以采用使用物理溶剂吸收以除去较重的烃组分并因此将它们与轻质组分分离。在若干专利中描述了这种方法，包括美国专利No. 4,623,371、4,680,042、4,740,222、4,832,718、4,883,514、5,224,350、5,325,672、5,462,583、5,551,972、6,698,237 B2、7,337,631 B2、7,442,847 B2和7,563,307 B2以及美国专利申请序号12/082,976，所有这些都全文经此引用并入本文。这些专利描述了用于从较重组分，如甲烷或乙烯中除去轻质组分，如氮气或氢气的吸收/闪蒸（flash）再生系统。在大多数引用的现有技术中，将进料气与贫溶剂流冷却（chill）至0°F (-17.7°C)至-40°F (-40°C)以提高较重组分的回收和减轻轻质组分流被较重组分，包括溶剂组分污染。吸收塔可以在通常200 psig (13.8 barg)或更高的宽压力范围内运行。用于从富溶剂中释放回收的较重组分的最后闪蒸在低压下进行以使贫溶剂中吸收的较重组分的浓度最小化。

在这些方法中，使用循环的物理溶剂从轻质组分中吸收掉较重组分。在一个或多个闪蒸分离器中降低富溶剂的压力以释放较重的吸收的组分并使溶剂再生以再循环至吸收塔。这些专利提出了所用物理溶剂是外加（是指由添加到该系统中的组分构成）的系统（美国专利4,623,371、4,680,042、4,740,222、4,832,718、4,883,514）和所用物理溶剂是内部生成的并因此由进料气中的最终组分构成的系统（美国专利5,462,583和5,551,972）。控制富溶剂中的轻质组分的量影响轻质组分的回收和吸收并释放的较重组分的纯度。在一些应用中，从第一闪蒸器释放的蒸气作为汽提气再循环至吸收塔底部，从而有效降低在后继闪蒸器中由富溶剂释放的较重组分产物（heavier component product）中轻质组分的量（美国专利4,740,222、4,832,718、5,462,583、5,551,972）。使用这种方法，降低第一闪蒸器的压力使得重质产物（heavy product）中的轻质组分较少。在进料中轻质组分的量较高时，这种第一闪蒸压力必须较低以保持类似的较重组分纯度。或者，可以通过重质组分产物（heavy component product）作为汽提气再循环至吸收塔底部（US 5,325,672）或用吸收塔底部上的再沸器控制随较重组分产物吸收和释放的轻质组分的量。在使用重质组分再循环时，更多循环产生更纯的重质组分，在进料气含有更多轻质组分时，需要更高的再循环速率保持重质产物纯度。

可以使用重质产物再循环法或第一闪蒸蒸气再循环法在宽范围的进料气组成内控制重质组分产物中的轻质组分浓度规格。但是，适应进料中的低量轻质组分并也在高浓度下运行的设计使得各设备件的设计应付所要求的两种操作的最坏情况负荷。需要带来改进的灵活性以适应进料组成的变化和在使相关系统成本和复杂性最小化或甚至降低的同时改进的可操作性的对该方法的改进。

发明概述

本发明的目的是改进吸收分离法中的可操作性和灵活性，其中进料气流的组成可变。令人惊讶地，为提高可操作性和灵活性而开发的本发明的方法也使得能量消耗和总安装成本显著降低，常规方法所需的功率需要多44%的气体再压缩装机马力（installed gas recompression horsepower）。

本发明的一个优选实施方案是分离具有可变组成的包含轻质和较重挥发性组分的多组分气流的组分的方法和装置。该方法包括在吸收塔中使多组分气流与贫溶剂接触以产生轻质组分塔顶流和富溶剂塔底流，在具有依次递减压力的至少第一、第二和第三递减恒压阶段（reduced constant pressure stages）中闪蒸富溶剂塔底流，其中该释放的气体通过专用于此工作的压缩机压缩，将一部分作为汽提气送回吸收塔底部并将一部分作为较重产物流的一部分输送。在此实施方案中，来自第一或第二富溶剂闪蒸器的压缩蒸气根据进料气的轻质组分浓度通过流量控制在作为汽提气再循环送往吸收塔底部阶段和送往较重产物烃流之间分流（split）。在依次递减的恒压下的第三和任何附加的闪蒸器产生闪蒸气体，其是制成的烃产物流的剩余部分。将最低压闪蒸后留下的贫溶剂送回吸收塔顶部。

改进的实施方案包括下列事项。在来自第一恒定减压闪蒸器的闪蒸气体速率不足以产生所需纯度的重质烃产物气体时，来自第二恒定减压闪蒸器的气体的一部分也送往吸收塔底部阶段。在仅需要来自第一闪蒸器的一部分闪蒸气体就能符合产物规格时，将来自第一闪蒸器的其余气体送往烃产物，并将来自第二闪蒸器的所有气体也送往重质烃产物。来自第一闪蒸器的闪蒸气体用专用于此工作的相同压缩机压缩，无论压缩气体送往何处。来自第二恒定减压闪蒸器的气体也在专用于此工作的压缩机中压缩，无论压缩气体送往何处。

下面是附加的改进的实施方案。吸收塔可以在200至3000 psia (13.8至207 bara)的压力下运行，闪蒸器可以各自在依次递减的恒压下运行，在最高压闪蒸器用的2800 psia (193 bara)至最低压闪蒸器用的7 psia (0.48 bara)的范围内。各闪蒸器通常具有前一闪蒸器的压力的20至75%的运行压力。吸收塔和闪蒸器中的温度可以为环境温度至20°F (-6.7°C)，或在制冷下冷却系统流时低至-40°F (-40°C)。控制送往吸收塔的闪蒸气体的速率，并可以按需要调节以符合产物纯度。闪蒸器压力恒定，并可以通过控制送往烃产物的闪蒸气体来维持恒压。

本发明的新颖布置能在进料组成可变时实现改进的工艺控制，同时令人惊讶地也降低能量消耗。这些目的、特征和优点在下列附图、描述和实施例中显而易见。

附图简述

图1描绘使用贫油吸收在溶剂闪蒸再生和使第一闪蒸蒸气作为汽提气再循环至吸收塔的情况下分离气流组分的常规（对比）方法。

图2描绘根据本发明的使用贫油吸收在汽提气闪蒸再循环和溶剂闪蒸再生下分离气流组分的新型方法，其中该方法包括分流压缩闪蒸气体的能力，第一部分气体送往吸收塔底部阶段以用于汽提，第二部分送往重质烃产物，从而在进料气组成改变时改进控制和可操作性。意外的好处是能量消耗和的压缩机装机马力显著降低。

优选实施方案详述

本发明的一个目的是改进吸收分离法中的可操作性和灵活性，其中进料气流的组成可变。令人惊讶地，为提高可操作性和灵活性而开发的该方法也使得与常规方法相比气体再压缩装机马力降低31%和最坏情况中的气体再压缩运行马力（gas recompression operating horsepower）降低24%。

本发明是分离具有可变组成的包含轻和较重挥发性组分的多组分气流的组分的方法和装置。该方法包括在吸收塔中使多组分气流与贫溶剂接触以产生轻质组分塔顶流和富溶剂塔底流，在具有依次递减压力的至少三个递减恒压阶段中闪蒸富溶剂塔底流，其中将释放的气体压缩，将一部分作为汽提气送回吸收塔底部并将一部分作为较重产物流的一部分输送。在此实施方案中，来自第一或第二富溶剂闪蒸器的压缩蒸气根据进料气的轻质组分浓度通过流量控制在作为汽提气送往吸收塔底部阶段和送往较重产物烃流之间分流。在依次递减的压力下的第三和任何追加的闪蒸器产生闪蒸气体，其是制成的烃产物流的剩余部分。将最低压闪蒸后留下的贫溶剂送回吸收塔顶部。

为了展示该新型方法的独特优点和益处，提供常规技术的综述。

 

对比例1

使用含有轻质组分氮气以及酸性气和烃的进料气描述常规技术，其中进料的氮组成预计在一段时间内从24%氮的初始组成提高至54%氮的最终组成。制成的烃产物在与入口气体相同的压力下，含有少于2%摩尔的氮，并回收进料气的几乎所有烃含量。这是具有为保持压力而添加的氮气盖（nitrogen cap）的气藏（gas reservoir）的现实例子。

参照图1，24%氮进料情况下的总材料平衡和条件如下：

表1

在交换器2中将进料气1冷却至-25°F (-31.7°C)并作为料流3送入吸收塔4中的中间点。通过并行的交换器7、54和52中的冷流的再热和最终由丙烷制冷剂冷却器提供对交换器2的冷却。贫溶剂流5进入吸收塔顶部，由此接触上升时的进料气，纯化的富氮气流6在-24°F (-31.1°C)下离开顶部，在交换器7中再热并作为料流8在接近入口压力和温度下离开该系统。吸收塔中的富溶剂在入口气体进料点下方接触汽提气9，且富溶剂作为料流10在1021 psia (70.4 bara)和7°F (-14°C)下离开吸收塔的底部。料流10通过控制阀11减压并作为料流12在513 psia (35.4 bara)和-2°F (-19°C)下进入闪蒸器13。一些入口氮气与烃一起吸收到富溶剂中。这种闪蒸器压力允许释放足够的吸收的氮气以致在剩余的相继闪蒸中总释放蒸气符合<2%氮含量的销售规格。来自第一闪蒸器的蒸气，料流14在压缩机15中压缩并作为料流9进入吸收塔的底部。这不仅向吸收塔提供汽提气，还从富溶剂中除去氮。其余闪蒸器39、20、25和30分别在260、190、87和16 psia (17.9、13.1、6.9和1.1 bara)的较低压力下运行。控制阀18、42、23和28既为闪蒸器提供料位控制（level control），又提供压降以从溶剂中释放更多吸收的烃和少量残留氮。从闪蒸器39、20、25和30释放的蒸气是料流40、21、26和31，包含重质烃产物流，它们在交换器52和54中再热并在多级压缩机32中再压缩后作为烃产物流33离开。料流34是离开最后闪蒸器的再生的贫溶剂。这种溶剂进入泵35，作为料流36在略高于吸收塔运行压力下离开。任何过量溶剂作为料流38取出，剩余贫溶剂57随后在交换器37中使用丙烷制冷冷却以作为料流58在-25°F (-31.7°C)的温度下离开，58随后经过流量控制阀59，作为料流5离开并进入吸收塔。最后闪蒸器30的压力决定贫溶剂多纯。溶剂5的速率控制留在氮气流8中的烃的量，且第一闪蒸器13的压力控制烃产物中的氮的量。由于入口气体含有显著量的比甲烷重的烃，该溶剂由在闪蒸器中不汽化的该溶剂的较重组分构成。这被称作内部溶剂。该方法连续产生过量溶剂并作为料流38取出。其在图1中没有指示，但在此实施例中，过量溶剂在小汽提塔中进一步稳定，其中释放的塔顶较轻组分送往压缩机32且稳定的溶剂塔底产物离开该系统并在上述物料平衡中标作料流38。注意按需要在压缩机排料上以及在离开稳定器的溶剂上使用空气冷却器，尽管没有显示这些。也没有指示附加的控制点。

对这种24%氮进料实施例而言，临界设备负荷列在下表中：

表2

* 制冷压缩机未显示在图1中

对比例2

为了完成常规设计性能的综述，评估另一情况。在所述另一情况中，进料气组成可提高至54%氮的最大值，在此实施例中，必须用相同设施加工这种另一进料和在24%和54%之间的所有进料。<2%氮的销售纯度规格不变，入口和出口压力和进料气流速也不变。为了适应这种高氮含量进料，在该操作中作出两种改变：第一闪蒸器压力从513 psia降至265 psia（35.4至18.3 bara）并提高贫溶剂速率。第一闪蒸器压力的降低提高送回吸收塔底部阶段的汽提气的量以使烃产物流33符合纯度规格。要求提高溶剂速率以保持轻质组分流8的纯度。其余闪蒸器39、20、25和30中的运行压力与对比例1中相同。溶剂泵35马力与提高50%的流速成比例地提高。该方法的制冷要求提高25%。24%氮和54%氮情况下的临界设备负荷列在表3中。

表3

* 制冷压缩机未显示在图1中

在54%氮下重质烃产物流和轻产物氮气流的纯度与在24%氮进料气情况中的产物纯度基本相同，因此达到该方法的目标。但是，第一闪蒸器的压力的变化造成实际问题。吸收塔4压力保持恒定在1021 psia (70.4 bara)，第二闪蒸器压力保持恒定在264 psia (18.2 bara)。由于第一闪蒸器压力从对比例1中的513 psia (35.4 bara)变成265 psia (18.3 bara)，吸收塔与第一闪蒸器压力之间的料位控制阀11具有从508 psi至756 psi (35.0至52.1 bar)的压差变化。经过第一和第二闪蒸器之间的料位控制阀18的压差从249 psi变成1 psi (17.2至0.07 bar)。几乎没有来自第三闪蒸器20的蒸气流。必须降低第三闪蒸器压力以实现经过阀18的充足压降以保持该容器中适当料位控制。闪蒸器料位的控制在54%情况中更困难。通过流经压缩机控制闪蒸器中的压力，取出来自闪蒸器的蒸气。闪蒸器压力的控制也更困难，因为流动和抽吸压力的闪蒸器蒸气压缩机负荷如此不同于24% N2情况。压缩要求的改变影响该方法的能量消耗和资本成本。必须设置用于最高负荷情况的压缩才能使该方法按需要运行。尽管压缩工作32和15的总量在24%氮情况下为6,876马力(5129 KW)和在54%氮情况下为9,382 (6999 KW)，总实际装机马力必须为10,387 (7749 KW)。

 

实施例3

本发明的方法显示在图2中。

开发出图2的方法以解决常规方法中的会影响可操作性的料位和压力控制的问题。目标是甚至在入口气体组成改变时闪蒸器也在恒定预定压力下运行。这使得闪蒸器之间的料位控制阀始终具有相同的可用压降。恒定的闪蒸器压力也会使得闪蒸器蒸气压缩机始终具有相同的抽吸压力和抽吸/排料压缩比（compression ratio from suction to discharge）。用于解决控制问题的方法具有显著降低能量消耗和资本成本的意外的和非常有益的结果。

使用如用于描述常规技术的设计的进料组成范围、条件和制成产物规格描述图2的方法，以便比较结果。参照图2，37%氮进料情况下的总材料平衡和条件如下：

表4

在交换器2中将进料气1冷却至-25°F (-31.7°C)并作为料流3送入吸收塔4中的中间点。通过并行的交换器7、54和52中的冷流的再热和最终由丙烷制冷剂冷却器提供对交换器2的冷却。贫溶剂流5进入吸收塔顶部，由此接触上升时的进料气，纯化的富氮气流6在-24°F (-31.1°C)下离开顶部，在交换器7中再热并作为料流8在接近入口压力和温度下离开该系统。吸收塔中的富溶剂在入口气体进料点下方接触汽提气9，且富溶剂作为料流10在1021 psia (70.4 bara)和6°F (-14.4°C)下离开吸收塔的底部。料流10通过控制阀11减压并作为料流12在513 psia (35.4 bara)第一恒定减压和-1°F (-18.3°C)下进入闪蒸器13。一些入口氮气与烃一起吸收到富溶剂中。这种闪蒸器会释放一部分吸收的氮气。来自第一闪蒸器的蒸气，料流14在专用压缩机15中压缩，作为料流60离开并作为料流61经过阀62和作为料流63与料流48中的任何流混合以随后作为料流9进入吸收塔底部阶段。这不仅向吸收塔提供汽提气，还从富溶剂中除去氮。在此实施例中，关闭阀并在料流64和66中没有流量。其余闪蒸器39、20、25和30分别在260、190、87和16 psia (17.9、13.1、6.9和1.1 bara)的恒定的较低压力下运行。控制阀18、42、23和28既为闪蒸器提供料位控制，又提供压降以从溶剂中释放更多吸收的烃和少量残留氮。从第二闪蒸器39释放的蒸气经由专用压缩机44输送，作为料流45离开。一部分料流45作为料流46流经流量控制阀47，作为料流48离开并汇入料流63以作为料流9进入吸收塔。剩余料流45流经控制阀50并成为重质烃产物流56的一部分。在此实施例中，大约48%的料流45以955 lb-摩尔/hr (433 kg-摩尔/hr)的流速经过阀47送往吸收塔。这种蒸气提供吸收塔中的额外汽提和从蒸气中除去额外的氮气以产生所需纯度的制成烃产物。控制阀50可用于控制第二闪蒸器中的恒压。控制阀65用于在分流时控制第一闪蒸器中的压力，一部分在流量控制下送往吸收塔，一部分在压力控制下送往烃产物。从闪蒸器20和25中释放的烃产物流在交换器52和54中用入口气体再热，并如来自最后闪蒸器的蒸气，料流31那样通过压缩机32压缩以产生压力。料流34是离开最后闪蒸器的再生的贫溶剂。这种溶剂进入泵35，作为料流36在略高于吸收塔运行压力下离开。任何过量溶剂作为料流38取出，剩余贫溶剂57随后在交换器37中使用丙烷制冷冷却以作为料流58在-25°F (-31.7°C)的温度下离开，58随后经过流量控制阀59，作为料流5离开并进入吸收塔。最后闪蒸器30的压力决定贫溶剂的纯度为多少。溶剂5的速率控制留在氮气流8中的烃的量。来自闪蒸器13和39的再循环气体的总流量控制烃产物中的氮的量。由于入口气体含有显著量的比甲烷重的烃，该溶剂由在闪蒸器中并不汽化的该溶剂的较重组分构成。这被称作内部溶剂。该方法连续产生过量溶剂并作为料流38取出。其在图1中没有指示，但在此实施例中，过量溶剂在小汽提塔中进一步稳定，其中释放的塔顶较轻组分送往压缩机32且稳定的溶剂塔底产物离开该系统并在上述物料平衡中标作料流38。注意按需要在压缩机排料上以及在离开稳定器的溶剂上使用空气冷却器，尽管没有显示这些。也没有指示附加的控制点。

对这种37%氮进料实施例而言，在下表中列出临界设备负荷：

表5

* 制冷压缩机未显示在图2中

在这种改进的方法中，闪蒸器都保持在恒压下。现在通过控制阀62和47调节送回吸收塔底部阶段的闪蒸气体速率。当进料气的氮含量以低氮量开始随时间经过提高时，通过提高送往吸收塔底部阶段的闪蒸气体量（通过最初提高流经阀62的气体量）来保持烃产物的所需纯度，直至来自第一恒压闪蒸器的所有气体送往吸收塔且完全没有流入烃产物流。随着入口氮含量再提高，阀47用于按需要提高进入吸收塔的闪蒸气体流量。流量控制的这种应用能在极大范围内连续调节闪蒸气体而对闪蒸器上的压力或对闪蒸气体压缩机的压缩比没有任何影响。这利用除闪蒸气体控制阀62、65、47和50外的专用压缩机44实现。在常规设计中，在压缩机32中包括压缩机44的功能。

这种改进的方法可用于在如常规方法的实施例中所用的24%和54%组成的范围内的进料组成。对进料中大约24%氮而言，极少（minimal）第一恒压闪蒸器13蒸气经由阀65流向烃产物，绝大部分流经阀62。来自第二恒压闪蒸器的蒸气完全没有经由阀47流向吸收塔底部，所有都经由阀50流向烃产物。在几乎54%进料气氮含量下，来自第一闪蒸器的所有蒸气送往吸收塔，来自第二闪蒸器的绝大部分蒸气也送往吸收塔底部，仅极少量经由阀50送往烃产物。

在下表中显示接近54%氮进料情况的性能：

表6

在下表中显示接近24%氮进料气情况的性能：

表7

下表合并上文提供的本发明的三种进料情况的压缩机马力，还包括来自入口气体中12%氮的情况的结果并符合相同的轻氮气流和烃产物流组成。对12%氮进料的情况而言，将来自第一恒压闪蒸器的蒸气分流送往吸收塔和送往烃产物，来自第二闪蒸器的所有蒸气都送往烃产物：

表8

	最坏情况负荷,  各自	12%氮	~24%氮	~37%氮	~54%氮
						设备	HP (KW)	HP (KW)	HP (KW)	HP (KW)	HP (KW)
压缩机32	4367 (3258)	3795 (2831)	4206 (3138)	4339 (3237)	4367 (3258)
						压缩机44	1507 (1124)	1236 (922)	1406 (1049)	1507 (1124)	1500 (1119)
压缩机15	1314 (980)	1181 (881)	1264 (943)	1314 (980)	1261 (941)
						总计	7188 (5362)	6212 (4634)	6876 (5130)	7160 (5341)	7128 (5318)
						制冷		3408 (5242)	3507 (2616)	3837 (2862)	4367 (3258)
泵35		1947 (1452)	2537 (1893)	2998 (2237)	3805 (2839)

表8中所示的性能显示用于气体再压缩和用于再循环至吸收塔的工作的压缩机（压缩机32、44和15）负荷的显著一致性。每种工作的最差情况总计仅7188马力 (5362 KW)。使用常规（对比）技术，对于气体压缩的装机马力的最差情况总量为10,387 马力 (7749 KW)，高出本发明44%（an increase of 44% above the present invention）。使用常规技术的任何情况下的最高运行马力也高得多，为9,382 (6999 KW)，与本发明的7,160 (5341 KW)相比高出31%。压缩机32、44和15在所有情况下都几乎完全利用。从闪蒸器蒸气中回收能量的热交换器52和54在与本发明一起使用时在所有情况中回收的能量（amount of energy）方面也极其一致。这些益处补充了通过使闪蒸器中的压力保持恒定（这通过使用再循环至吸收塔底部的闪蒸气体蒸气的流量控制而非改变压力来实现）来提高可操作性的原始目标。

如果该设计不使用本发明，具体而言，如果其不提供具有闪蒸蒸气专用的压缩机的闪蒸器（具有将这种蒸气送往吸收塔底部、烃产物流、或将该料流的一部分分别送往两者的能力），设备要求的变化远远更大。无论进料组成如何，通过使该设施中的运行压力保持恒定，也极大有助于控制和设计。

本公开的发明有助于从烃流中脱氮（nitrogen rejection）以及提纯被烃污染的氢气，但其不限于这些用途并可用于将一种或多种较高挥发性组分与一种或多种较低挥发性组分分离。所用溶剂可以由进料气中的较重组分构成、由添加到该系统中的外部组分构成，或两者的组合。可以通过一部分烃产物气体的再循环或通过将热添加至吸收塔底部的再沸器来增加送往吸收塔底部的汽提气。可以包括用于热集成的附加交换器，如在第一和第二闪蒸器蒸气压缩机的抽吸处。可以在本发明中添加附加系统以稳定过量溶剂，通过额外膨胀、热交换、吸附或膜处理进一步提纯轻质组分产物，或通过产物烃流的额外冷却、吸收或膨胀回收附加的烃液体产物，回收的液体可用作单独产物或用作维持溶剂存量的手段。控制系统可以是料位、压力和流量的任何组合，包括多变量控制以最好地保持可适应进料流量、组成或压力的变化以及设施运行参数的任何所需变化的稳定运行。第一恒定减压闪蒸器压缩蒸气可以用送往吸收塔底部的料流上的流量控制进行控制，调节以确保烃产物不含太多轻质组分。如果可从第一闪蒸器中获得额外流量，其通过第一闪蒸器压力控制阀65送往烃产物。在将所有第一闪蒸蒸气送往吸收塔并且都不送往烃产物时，在关闭阀65和需要压力控制时，可随后使用对吸收塔控制阀62的压力控制保持第一闪蒸器中的压力。明显地，对流量控制和压力控制的组合有许多选择，包括压缩机的控制和不使用阀。存在用于控制来自第二闪蒸器的蒸气的类似选择。尽管本公开的发明实施例使用制冷剂将进料气和溶剂冷却至-25°F (-31.7°C)，这种温度可随用途而变，使用制冷时预见到热至+20°F (-6.7°C)和冷至-40°F (-40°C)的温度，在使用进料气膨胀时，温度甚至更冷，或在不使用制冷时，高达环境温度。

可以根据本公开不经过度实验制造和实施本文中公开的所有方法和装置。尽管已参照具体实施方案描述了本发明的方法，但本领域技术人员显而易见的是，可以对该方法和装置和在本文所述的方法的步骤或步骤次序中作出变动，而不背离本发明的概念、精神和范围。本领域技术人员显而易见的所有这样的类似取代和修改被认为在如下列权利要求书规定的本发明的精神、范围和概念内。 

Claims (13)

1.分离可变组成多组分气流的组分的方法，所述多组分气流包含轻质组分和较重烃组分，所述方法包括：

在吸收塔中使该多组分气流与贫溶剂接触以产生轻质组分塔顶流和富溶剂塔底流；

将该富溶剂塔底流送往在第一恒定减压下的第一闪蒸器以产生蒸气，所述蒸气的全部或一部分送往该吸收塔底部阶段且剩余蒸气送往制成的烃产物流；

将来自第一闪蒸器的该富溶剂送往在进一步减低的第二恒压下的第二闪蒸器以产生蒸气，所述蒸气的全部、没有或一部分送往该吸收塔底部阶段且剩余蒸气送往制成的烃产物流；其中当全部来自第一闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段时，则一部分来自第二闪蒸器的所述生成的蒸气必须送往该吸收塔底部阶段，或当一部分来自第一闪蒸器的所述生成的蒸气送往吸收塔底部阶段时，则没有来自第二闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段；

将来自第二闪蒸器的该富溶剂送往一个或多个减压闪蒸器，且将所述制成的烃蒸气压缩并送往该制成的烃流；

使再生的贫溶剂从最后的最低压闪蒸器经由泵再循环至该吸收塔。

2.权利要求1的方法，其中将全部来自第一闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段并将一部分来自第二闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段。

3. 权利要求1的方法，其中将一部分来自第一闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段且没有来自第二闪蒸器的所述生成的蒸气送往该吸收塔底部阶段。

4. 权利要求1的方法，其中该吸收塔在200 psia至3000 psia (13.8至207 bara)的压力下运行。

5. 权利要求1的方法，其中该闪蒸器在2800 psia至7 psia (193至0.48 bara)的压力下运行，各个后继闪蒸器在比在前闪蒸器低的压力下运行。

6. 权利要求5的方法，其中各后继闪蒸器中的所述压力为前一闪蒸器中的压力的大约20至75%。

7. 权利要求1的方法，其中所述方法在环境温度至20°F (-6.7°C)的温度下运行。

8. 权利要求1的方法，其中将工艺流冷却且该吸收塔在+20°F至-40°F (-6.7至-40°C)的温度下运行。

9. 权利要求1的方法，其中使用一个或多个控制阀调节送往该吸收塔底部阶段的蒸气速率。

10. 权利要求1的方法，其中用于将蒸气送往该吸收塔底部闪蒸器的压缩机是用于将蒸气送往所述烃产物的相同压缩机。

11. 权利要求1的方法，其中闪蒸器的压力控制用于将生成的蒸气送往所述烃产物。

12. 权利要求1的方法，其中来自第一恒定减压闪蒸器的所述压缩蒸气通过专用于此工作的压缩机压缩。

13. 权利要求1的方法，其中来自第二恒定减压闪蒸器的压缩闪蒸蒸气通过专用于此工作的压缩机压缩。

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