CN103575063B - 用于从含有二氧化碳的进料流回收氦的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

提供了用于从进料回收氦的系统和方法，所述进料包含氦、二氧化碳和至少一种挥发度在氦和二氧化碳的挥发度之间的中间组分。具体地，本发明的方法包括在大于‑82.7℃的温度下使二氧化碳和具有中间挥发度的组分与氦分离，以形成富氦的产物流，其中在富氦的产物流中至少一种中间组分的浓度低于其在进料流中的浓度，并且其中至少部分所述分离通过使蒸气与液体接触而实现。

Description

用于从含有二氧化碳的进料流回收氦的系统和方法
发明背景
本发明提供了从含有二氧化碳的进料流得到富氦的产物部分的系统和方法。
存在许多为油气工业供应富二氧化碳的气体流的高压气田。总的来说，这些流的二氧化碳(CO2)含量大于50体积%，并且通常为约60-约98体积%。此外，气体混合物通常含有甲烷(例如约0.1-约20体积%)、氮(最多约30体积%)、少量的氩、氢和更重质的烃，以及最多约1体积%的氦部分。这些富CO2的气体流用于增强油回收(EOR)的工业，而且当经济上合理时将相关的烃任选回收。
氦用于多种应用，包括例如低温过程、加压和吹扫系统、保持受控的气氛和焊接。然而，由于氦正变得日益稀缺，正考虑回收氦的新方式，包括回收包含在这些富CO2的流中的少量的氦。为此，必须回收具有足够的组成和压力的产物流，供氦纯化和液化过程中的进一步处理。回收的富氦的产物部分则应具有在氮中至少约35体积%的氦含量，优选大于50体积%，具有仅痕量的CO2。
由于CO2的三相点为-56.6℃，借助通过低温蒸馏过程进行的相分离的纯化过程可进行CO2与进料气体混合物的仅粗分离。CO2分离还可通过其它方法进行，例如胺洗涤、甲醇洗涤或吸附过程例如压力摇摆吸附(PSA)，但是在商业上和经济上期望使氦和CO2的回收最大化和使功率要求最小化的改进的过程。
美国专利号3,653,220描述了从含有天然气的进料回收氦，其中使用低温分离单元上游的CO2 PSA，除去进料中的CO2(约22体积%)。然而，从天然气进料回收氦比从具有大于50体积% CO2的进料回收氦简单，因为在回收过程中可较早采用低温分离以产生纯氦。
美国专利号3,740,962与前面的过程类似，除了使用胺洗涤单元从天然气进料除去CO2，并且随后经由使用外部制冷剂来冷凝进料气体的低温分离过程，将粗品氦与主要甲烷流分离。
WO 2010/060533描述了使用低温分离过程从含有氦的天然CO2来源大量分离CO2，带有进一步下游氦纯化。DE 102008007925描述了通过部分冷凝进料从含有氦、氮和甲烷的进料回收氦，和随后分离成为富氦部分和贫氦部分。
本发明提供了一种从CO2进料回收氦的改进的方法，同时优选回收进料中的至少98%的氦成为氦产物，优选将进料中的至少99%的CO2回收返回管线，使功率要求最小化，并且通过在氦回收过程内任选排出氮以满足下游管线的CO2组成要求。
发明概述
本发明提供了从进料回收氦的系统和方法，所述进料包含氦、二氧化碳和至少一种挥发度在氦和二氧化碳的挥发度之间的中间组分。特别是，本发明的方法包括在大于-82.7℃的温度下使二氧化碳和具有中间挥发度的组分与氦分离，以形成富氦的产物流，其中在富氦的产物流中至少一种中间组分的浓度低于其在进料流中的浓度，并且其中至少部分所述分离通过使蒸气与液体接触而实现。用于从包含氦和至少50摩尔%CO2的进料流回收氦的本发明的系统包含：(i) 包含蒸馏塔的第一分离器，其设置为将进料流分离成为第一富氦的流和第一富CO2的流，其中至少部分进料流在中间位置进入蒸馏塔；(ii) 一个或多个换热器，其设置为冷却进料流和加热第一富氦的流和第一富CO2的流；(iii) 第二分离器，其设置为将一部分第一富CO2的流分离成为液体部分和蒸气部分和将液体部分再循环至蒸馏塔的顶部；(iv) 压缩机，其设置为压缩第一富CO2的流的未分离部分和第一富CO2的流的已分离部分的蒸气部分，以形成富CO2的产物流；和任选(v) 第三分离器，其设置为分离第一富氦的流，以形成富氦的产物流和贫氦的流。
本发明的系统和方法可将进料流中的氦大于98%回收提供为氦产物流，并优选将进料流中的CO2大于99%回收提供为CO2产物流。此外，本发明的系统和方法可设置为使功率要求最小化，使设备尺寸最小化，和通过使用中间塔再沸器、进料至蒸馏塔顶部的CO2洗涤流和/或从过程排出氮而满足下游CO2管线组成要求。
数个附图的简述
图1为结合多个闪蒸分离器的氦回收系统的示意图。
图2为结合汽提塔的氦回收系统的示意图。
图3为结合蒸馏塔的本发明的一个实施方案的示意图，该蒸馏塔具有CO2洗涤流。
图4为结合蒸馏塔的本发明的一个实施方案的示意图，该蒸馏塔具有CO2洗涤流和氮排出。
图5为结合催化燃烧来提高氦产物流中氦纯度的本发明的一个实施方案的示意图。
图6为结合蒸馏塔的本发明的一个实施方案的示意图，该蒸馏塔具有再循环CO2洗涤流，在蒸馏塔的下游没有另外的氦纯化。
图7为结合蒸馏塔的本发明的一个实施方案的示意图，该蒸馏塔具有衍生自进料流的CO2洗涤流，在蒸馏塔的下游没有另外的氦纯化。
发明详述
为了有助于描述本发明，在说明书和权利要求书中可使用方向术语来描述本发明的部分(例如，上、下、左、右等)。这些方向术语仅旨在帮助描述和要求保护本发明，并且不旨在以任何方式限制本发明。此外，结合附图引入说明书中的附图标记可在一个或多个随后的图中重复而不在说明书中另作描述，以提供其它特征的上下文。
在某些实施方案中，本发明提供了从进料流回收氦的系统和方法，所述进料流包含氦、二氧化碳(CO2)和一个或多个具有中间挥发度(即挥发度在氦和CO2的挥发度之间)的组分。这些组分在本文称为“中间组分”，并且可包括(但不限于)氮、氢、氩、甲烷和乙烷。所述方法包括在大于-82.7℃的温度下，或者在大于-56.6℃的温度下，使CO2和中间组分与氦分离，和形成富氦的产物流，其中在富氦的产物流中至少一种中间组分的浓度低于其在进料流中的浓度。在本发明方法的一个或多个实施方案中，至少部分所述分离通过使蒸气与液体接触而实现。在一个或多个实施方案中，至少部分方法在低于环境温度的温度下发生。
在某些实施方案中，进料流可包含至少50摩尔%CO2，或至少60摩尔%CO2，或至少70摩尔%CO2，或至少75摩尔%CO2，或至少80摩尔%CO2，或至少85摩尔%CO2，或至少90摩尔%CO2。此外，用于本发明的进料流通常包含小于约3摩尔%，或小于约2摩尔%，或小于约1摩尔%氦，并且可包含0-约15摩尔%，或1-约10摩尔%，或2-约8摩尔%氮。进料流可为气体、液体或混合进料，并且可任选包含超临界流体。在一个或多个实施方案中，可采用高压进料；例如，进料流的压力可大于约30巴，或大于约35巴，或大于约40巴。
在一些实施方案中，本发明的系统和方法还包括以下步骤：冷却进料流，和在第一分离器中分离进料流，以形成第一富氦的流和第一富CO2的流。可通过本领域技术人员已知的并且与总体过程和期望的结果相容的任何可用方式将流冷却并分离。例如，可在为整个过程提供热控制和集成的单一换热器中将流冷却并将过程中的其它流加热。或者，可使用多个换热器、一个或多个致冷单元或冷却器或其它冷却方法。在冷却前可任选将进料流干燥，以从进料除去足够的水，以避免在过程中形成冰或CO2水合物。例如，可将进料流干燥，以实现水露点小于或等于-40℃。可使用任何合适的干燥过程或设备干燥进料流。例如，可经由温度摇摆吸附来干燥进料流。
类似地，可通过本领域技术人员已知的并且与总体过程和期望的结果相容的任何可用方式将流分离。虽然在本文使用术语“分离器”主要为了容易提及，该术语旨在包括任何合适的分离装置。例如，可使用一个或多个填充塔或塔板塔、一个或多个闪蒸分离器、一个或多个吸附单元、膜分离器等分离进料流。优选，经由蒸馏塔分离进料流，而任选经由吸附单元例如压力摇摆吸附系统(PSA)来分离第一富氦的流。
蒸馏塔可任选包括一个或多个再沸器，其中从塔取出液体流，加热并至少部分汽化，和使至少蒸气部分(vapor portion)返回塔。一个或多个再沸器可汽化从塔的底部或从塔的中间段取出的液体，并且可类似地使蒸气返回塔的底部或塔的中间段。在本发明的一个或多个实施方案中，蒸馏塔包含底部再沸器。在其它实施方案中，蒸馏塔包含底部再沸器和一个或多个中间再沸器。
在本发明的一些实施方案中，蒸馏塔可结合“CO2洗涤”，其中进料流在中间段进入塔，并将包含(通常除了其它组分以外的)CO2的液体流进料至塔的顶部。采用这种方式，氮从塔的富氦的塔顶流被洗涤，并且移至第一富CO2的流。CO2洗涤还具有以下益处：从塔顶流除去甲烷和其它烃，消除杂质，否则杂质必须在随后的低温纯化过程中除去。结果，当与不带有CO2洗涤流的塔相比较时，在蒸馏塔中使用CO2洗涤导致较高的总体氦回收。例如，当不带有CO2洗涤操作蒸馏塔时，通过本发明的系统和方法产生的富氦的产物流通常包含至少约60摩尔%氦。然而，当在蒸馏塔中采用CO2洗涤时，富氦的产物流可包含大于85摩尔%氦，或大于90摩尔%氦，或大于92摩尔%氦，或大于95摩尔%氦。
CO2洗涤可来自多种来源。例如，在本发明的某些实施方案中，可将离开蒸馏塔的第一富CO2的流分成两个或更多个衍生的富CO2的流。随后可将一个或多个衍生的富CO2的流分离成为蒸气部分和液体部分，并且可将作为结果得到的液体部分再循环至塔的顶部作为CO2洗涤流。在这些方法中，在分离前可任选将衍生的富CO2的流加热，和在进料至蒸馏塔的顶部之前可任选将液体部分冷却。在其它实施方案中，CO2洗涤流可取自进料流。在这些实施方案中，将进料流部分冷却，并且分离成为液体部分和蒸气部分。将至少一部分液体部分引向蒸馏塔的顶部，而将蒸气部分进一步冷却并且进料至蒸馏塔。任选，在进入蒸馏塔的顶部之前，可将至少一部分液体部分进一步冷却。本领域技术人员将认识到CO2洗涤流可来自本文描述的过程中的多种来源，只要它们包含足够量的CO2以有效用于预期目的。来自任何这样的来源的CO2洗涤流已被本文预期并且在本发明的范围内。
本发明的一些系统和方法还包括以下步骤：使第一富CO2的流分成两个或更多个衍生的富CO2的流，加热至少一个衍生的富CO2的流(例如经由也用于冷却进料流的换热器)，和组合两个或更多个衍生的富CO2的流，以形成富CO2的产物流。在将流组合之前，可任选将一个或多个流压缩。
本发明的一些系统和方法还包括消除(或排出)至少一种具有中间挥发度的组分。这些系统和方法还包括在第二分离器中将一个衍生的富CO2的流分离成为液体部分和蒸气部分，冷却蒸气部分，和将所得到的冷却部分分离成为(i) 富含至少一种具有中间挥发度的组分的产物流和(ii) 富CO2的再循环流。任选，可将离开第二分离器的液体部分加热，并且进一步分离成为次要液体部分和次要蒸气部分，并且可将次要液体部分再循环至蒸馏塔的顶部以提供CO2洗涤。在一个或多个实施方案中，第二分离器为蒸馏塔。在相同或其它实施方案中，富含至少一种具有中间挥发度的组分的产物流包含氮。优选，产物流富氮。在结合氮排出的这些系统和方法中，富CO2的再循环流可与离开蒸馏塔的第一富CO2的流再组合(或者与富CO2的再循环流分开之后形成的一个衍生的富CO2的流再组合)，从而形成富CO2的产物流的一部分。在这些实施方案中，富CO2的产物流可包含大于80摩尔%CO2，或大于85摩尔%CO2，或大于90摩尔%CO2，或大于95摩尔%CO2。
在一些实施方案中，在第三分离器中分离第一富氦的流，以形成富氦的产物流和贫氦的流。优选，在PSA中分离第一富氦的流。PSA可设置为从第一富氦的流除去例如氮、氩和CO2。贫氦的流可随后引向下游，用于进一步加工、作为产物除去或者再循环。如果再循环，可将贫氦的流独立地进料至蒸馏塔，或者可在蒸馏塔上游的点与进料流组合。
在本发明的相同或其它系统和方法中，离开蒸馏塔的第一富氦的流可包含一个或多个可燃组分。在这些实施方案中，第一富氦的流的可燃组分可在氧存在下催化燃烧，以将可燃组分(例如，诸如氢和/或甲烷)至少部分转化为CO2和水。随后可在分离步骤中或当将第一富氦的流分离时除去水，以形成富氦的产物流和第二富CO2的流。通过采用这种方式燃烧第一富氦的流和除去至少一部分燃烧产物，可得到基本上纯的氦产物流。例如，富氦的产物流可包含至少98摩尔%氦，或至少99摩尔%氦，或至少99.5摩尔%氦，或至少99.9摩尔%氦。在结合氮排出和燃烧第一富氦的流两者的系统和方法中，可得到富CO2的产物流中的CO2组成，使得富CO2的产物流满足下游管线要求，同时还获得基本上纯的氦产物。例如，富CO2的产物流可包含大于90摩尔%CO2，或大于92摩尔%CO2，或大于95摩尔%CO2。或者，或除了催化燃烧以外，氢可通过被无机氧化物氧化而除去，例如在串联提供的用于在线和再生模式之间切换的床中。合适的无机氧化物包括但不限于氧化铜(II) (CuO)。
在本发明的某些实施方案中，可能不必要或不期望在蒸馏塔的下游进一步分离或纯化第一富氦的流。在这些实施方案中，可消除上述PSA，而过程的其余部分保持不变，并且可具有本文描述的任何设置或设置组合。例如，在蒸馏塔中包括CO2洗涤流的设置可适于不带有PSA来操作，与CO2洗涤流的来源无关并且与该设置是否也结合氮排出无关。
已描述了本文的组成的各个方面，本发明的其它具体实施方案包括在以下文字段落中描述的那些：
A. 一种从进料流回收氦的方法，所述进料流包含氦、二氧化碳和一个或多个挥发度在二氧化碳和氦的挥发度之间的中间组分，所述方法包括在大于-82.7℃的温度下使所述二氧化碳和中间组分与所述氦分离，以形成富氦的产物流，其中在所述富氦的产物流中至少一种所述中间组分的浓度低于其在所述进料流中的浓度，并且其中至少部分所述分离通过使蒸气与液体接触而实现。
B. 段落A的方法，其中在大于-56.6℃的温度下使所述二氧化碳和中间组分与所述氦分离。
C. 段落A至B中任一个的方法，其中所述进料流包含至少50摩尔%二氧化碳。
D. 段落A至C中任一个的方法，其中所述方法中至少一部分在低于环境温度的温度下发生。
E. 段落A至D中任一个的方法，所述方法还包括以下步骤： (a) 冷却所述进料流；(b) 将所述进料流分离成为第一富氦的流和第一富CO2的流；和(c) 分离所述第一富氦的流，以形成所述富氦的产物流和贫氦的流。
F. 段落E的方法，所述方法还包括以下步骤：(d) 使所述第一富CO2的流分成两个或更多个衍生的富CO2的流；(e) 加热所述两个或更多个衍生的富CO2的流中的至少一个；和(f) 压缩和组合所述两个或更多个衍生的富CO2的流，以形成富CO2的产物流。
G. 段落E至F中任一个的方法，其中在冷却所述进料流之前，将所述进料流干燥至水露点小于或等于-40℃。
H. 段落E至G中任一个的方法，其中所述进料流在步骤b)中在蒸馏塔内分离，并且其中将所述贫氦的流再循环并且进料至所述蒸馏塔。
I. 段落H的方法，其中在进料至所述蒸馏塔之前将所述再循环的贫氦的流与所述进料流组合。
J. 段落E至I中任一个的方法，其中所述进料流在步骤b)中在具有第一再沸器的蒸馏塔内分离，其中将第一液体流从所述蒸馏塔的底部取出，加热和至少部分汽化，和使所述已加热的第一液体流的至少蒸气部分返回至所述蒸馏塔的底部。
K. 段落J的方法，其中所述蒸馏塔还包含第二再沸器，其中从所述蒸馏塔的中间段取出第二液体流，加热和至少部分汽化，和将所述已加热的第二液体流的至少蒸气部分返回至所述蒸馏塔的中间段。
L. 段落J至K中任一个的方法，其中至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔，所述方法还包括向所述蒸馏塔的顶部进料包含CO2的液体流。
M. 段落F至I中任一个的方法，其中所述进料流在步骤b)中在蒸馏塔内分离，并且至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔，所述方法还包括将所述两个或更多个衍生的富CO2的流中的至少一个分离成为液体部分和蒸气部分，并且向所述蒸馏塔的顶部进料所述液体部分。
N. 段落M的方法，其中在将衍生的富CO2的流分离成为所述液体部分和蒸气部分之前，加热所述流，并且其中在进入所述蒸馏塔的顶部之前，冷却所述液体部分。
O. 段落L或M的方法，其中所述富氦的产物流包含至少90摩尔%氦。
P. 段落F至O中任一个的方法，所述方法还包括将所述衍生的富CO2的流中的一个分离成为液体部分和蒸气部分，冷却所述衍生的富CO2的流的蒸气部分，和将所得到的冷却的部分分离成为富含至少一个所述具有中间挥发度的组分的产物流和富CO2的再循环流。
Q. 段落F至O中任一个的方法，所述方法还包括将所述衍生的富CO2的流中的一个分离成为液体部分和蒸气部分，冷却所述蒸气部分，和将所得到的冷却的部分分离成为富氮的产物流和富CO2的再循环流。
R. 段落E至Q中任一个的方法，其中所述第一富氦的流包含一个或多个可燃组分，所述方法还包括在氧存在下催化燃烧所述第一富氦的流的可燃组分，以将所述可燃组分至少部分转化为CO2和水，和在分离所述第一富氦的流之前或在相同的步骤中除去水，以形成所述富氦的产物流和第二富CO2的流。
S. 段落R的方法，其中所述富氦的产物流包含至少99摩尔%氦。
T. 段落A至R中任一个的方法，其中所述富氦的产物流包含至少60摩尔%氦。
U. 段落F至T中任一个的方法，其中所述富CO2的产物流包含至少90摩尔%CO2。
V. 段落F至U中任一个的方法，其中所述富CO2的产物流包含至少95摩尔%CO2。
W. 段落A至V中任一个的方法，其中所述进料流包含气体。
X. 段落A至W中任一个的方法，其中所述进料流包含液体。
Y. 段落A至X中任一个的方法，其中所述进料流包含超临界流体。
Z. 段落A至Y中任一个的方法，其中所述进料流的压力大于约35巴。
AA. 一种用于从进料流回收氦的系统，所述系统包含：(a) 包含氦和至少50摩尔%CO2的进料流；(b) 包含蒸馏塔的第一分离器，其设置为将所述进料流分离成为第一富氦的流和第一富CO2的流，其中至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔；(c) 一个或多个换热器，其设置为冷却所述进料流和加热所述第一富氦的流和第一富CO2的流；(d) 第二分离器，其设置为将(i)所述进料流和/或(ii)一部分所述第一富CO2的流分离成为液体部分和蒸气部分，和向所述蒸馏塔的顶部再循环所述液体部分；和(e)
压缩机，其设置为压缩所述第一富CO2的流的未分离部分和所述第一富CO2的流的任何已分离部分的蒸气部分，以形成富CO2的产物流。
BB. 段落AA的系统，所述系统还包含第三分离器，其设置为分离所述第一富氦的流，以形成富氦的产物流和贫氦的流。
CC. 段落AA至BB中任一个的系统，所述系统还包含干燥器，其设置为在所述换热器中冷却所述进料流之前，干燥所述进料流至水露点小于或等于-40℃。
DD. 段落BB至CC中任一个的系统，其中将所述贫氦的流再循环并且进料至所述蒸馏塔。
EE. 段落AA至DD中任一个的系统，其中所述第一分离器还包含第一再沸器，其设置为向所述蒸馏塔的底部供应蒸气。
FF. 段落EE的系统，其中所述第一分离器还包含第二再沸器，其设置为向所述蒸馏塔的中间段供应蒸气。
GG. 段落AA至FF中任一个的系统，其中在进入所述第二分离器之前加热所述进料流或所述一部分第一富CO2的流，和在进入所述蒸馏塔的顶部之前冷却所述液体部分。
HH. 段落BB至GG中任一个的系统，其中所述富氦的产物流包含至少90摩尔%氦。
II. 段落BB至HH中任一个的系统，其中所述第三分离器包含压力摇摆吸附单元(PSA)。
JJ. 段落II的系统，其中所述PSA设置为从所述第一富氦的流除去至少氮、氩和CO2。
KK. 段落AA至JJ中任一个的系统，所述系统还包含第四分离器，其中将离开所述第二分离器的所述蒸气部分冷却，并且其中所述第四分离器设置为将所得到的冷却部分分离成为富CO2的再循环流和富含一个或多个挥发度在CO2和氦的挥发度之间的中间组分的产物流。
LL. 段落KK的系统，其中在步骤d)中，将离开所述第二分离器的所述液体部分加热，并且分离成为次要液体部分和次要蒸气部分，并将所述次要液体部分再循环至所述蒸馏塔的顶部。
MM. 段落AA至LL中任一个的系统，其中所述第二分离器为蒸馏塔。
NN. 段落KK至MM中任一个的系统，其中所述第四分离器为蒸馏塔。
OO. 段落BB至NN中任一个的系统，其中所述第一富氦的流包含一个或多个可燃组分，所述系统还包含催化燃烧器，其设置为在氧存在下燃烧所述第一富氦的流，以将所述可燃组分至少部分转化为CO2和水，和在所述第一富氦的流进入所述第二分离器之前任选除去至少部分所述水。
PP. 段落OO的系统，其中所述富氦的产物流包含至少99摩尔%氦。
QQ. 段落AA至OO中任一个的系统，其中所述富氦的产物流包含至少60摩尔%氦。
RR. 段落BB至QQ中任一个的系统，其中所述富CO2的产物流包含至少90摩尔%CO2。
SS. 段落BB至RR中任一个的系统，其中所述富CO2的产物流包含至少95摩尔%CO2。
TT. 段落AA至SS中任一个的系统，其中所述进料流包含气体。
UU. 段落AA至TT中任一个的系统，其中所述进料流包含液体。
VV. 段落AA至UU中任一个的系统，其中所述进料流包含超临界流体。
WW. 段落AA至VV中任一个的系统，其中所述进料流的压力大于约35巴。
附图和实施例详述
参考图1至7及以下对其的描述，可进一步理解本发明的系统和方法。应注意到，附图为简化的流程图，并且在一些情况下，不显示辅助设备（例如泵、压缩机、换热器和阀）的各个部件。由于本领域普通技术人员容易认识到需要这样的辅助设备和它们的位置，其省略是适当的并且有利于图的简化。对于多于一个图或实施方案共有的流体流和设备用每个图中相同的附图标记来指定。为了清楚，对这些共享特征（就它们首次出现的图对其描述）中的一些按后续的图编号，但是那些描述在说明书中不再重复。
在伴随图的讨论的实施例中，使用两种进料气体组成，称为低N2进料和高N2进料。基于干重，即排除可能存在的任何水，这些组成示于表1。在表1和以下通篇讨论中，基于摩尔给出组成。选择这两种组成来举例说明本发明，因为认为它们是具有低水平和高水平氮的含氦CO2气田的典型。然而，本领域技术人员将认识到，本发明的系统和方法设计为从具有各种各样组成的进料流回收氦，并且本文预期了所有这些可能的进料组成。
表1。
组分 低N2进料 高N2进料
CO2，摩尔% 96.38 92.38
N2，摩尔% 3.00 7.00
He，摩尔% 0.35 0.35
CH4，摩尔% 0.20 0.20
H2，ppm 100 100
Ar，ppm 600 600
C2H6，ppm 1 1
H2S，ppm 5 5
示于表1的高N2进料组成特别显著，因为CO2含量小于典型的管线要求95%。本发明提供从进料回收氦的能力，同时提高CO2浓度至管线要求的95%水平。在低N2进料和高N2进料两者的情况下，在进料流中氦的量保持在30.72 千摩尔/小时的恒定值，以确保一致的比较基准。进料CO2在705 psi (48.6巴)压力下，并且以下描述的所有示例性过程将产物CO2压缩至相同的压力作为进料。
使用由Aspen Technology，Inc生产的市售可得的软件包Aspen Plus V7.2对本文描述的所有过程建模。该程序用于对物理过程建模，并且其优化器用于确定优化操作参数，包括压力和流速。
图1显示从含有CO2的进料回收氦的示例性系统。将图1及其伴随的描述包括在内，为描述本发明的实施方案的随后的图提供必要的背景信息，并明确本领域技术的发展水平。进料流S100具有示于表1的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的过程。在该低N2实施例中，流S100在705 psi (48.6巴)，并且在干燥器A101 (例如温度摇摆吸附(TSA)单元、压力摇摆吸附(PSA)单元或乙二醇干燥器)中干燥，以经由流S101除去水，留下基本上不含水的流S102。在实践中，会有一些水留在流S102中，例如最多约50 ppm，但是在干燥器A101中除去足够的水，以防止在随后的低温度过程中由于水凝固或形成固体CO2水合物引起的问题。因此，干燥器A101将进料流S100干燥至水露点低于约-40℃。
随后将已干燥的流S102与流S123中的压缩再循环气体混合，以形成流S103，并且在换热器HX100中冷却至-49℃，以产生流S104，其导致已干燥的进料流S102中大多数CO2冷凝。随后在相分离器C100中将流S104的冷凝的富CO2液相(其为总流的97.2%)与S104的蒸气相分离，得到第一富CO2的液体流S105和富氦的蒸气流S106。流S106占通过流S103进料至HX100的流的2.8%。由于主要CO2组分从气相中冷凝并且具有13.3%氦的浓度，该蒸气流富集了氦。
富氦的流S106随后在HX100中再加热并且通向PSA单元A100。温热的富氦的流S107仍含有一些CO2(在这种情况下，21.1% CO2)，由于CO2为杂质，其在随后低温度纯化粗品氦期间可凝固并堵塞设备，因此PSA A100用于除去残余的CO2。通过将CO2排出到贫氦的流S109中，PSA A100防止流S107中基本上所有的CO2到达粗品富氦的产物流S108。在A100中，通过PSA过程纯化粗品富氦的产物流S108，以产生以下组成：54.7%氮、42.8%氦、0.6%甲烷、1.1%氢气和0.85%氩，带有小于1 ppm C2H6和H2S，和最多约1 ppm CO2。将进料至PSA A100的流S107的其余部分于贫氦的流S109中回收到过程中。当通过降低床的压力，释放组成流S109的组分来再生流S109时，其具有在PSA A100中从吸附剂回收的流的组成。因此，贫氦的流S109为低压(1.6巴)，必须在一个或多个压缩机K101和K102中再压缩，以回收该流至进料。将该流回收至过程是重要的，因为其含有15%的进料至PSA A100的氦。此外，也回收该流S109中的CO2。
在离开第一分离器C100的富CO2的液体流S105中仍存在显著的氦。实际上，流S104中约21%的氦在液体流S105中离开C100。为了使从进料流S100回收氦最大化，通过降低压力和回收蒸气，可将该氦从液体中汽提，随后再压缩并再循环至进料。在图1中，这通过返回至换热器HX100的流S105显示，在换热器HX100中流S105温热至-45℃。该加热形成HX100将C100中分离的液相冷凝所需的冷却的显著部分。
温热的富CO2的流S111随后通过阀V100降低压力至约25巴，以形成流S112。进料至进料流S100的氦的仅约2%保留在液体CO2流S115中，这是在相分离器C101中分离流S112的结果。优化该示例性过程，以得到98%氦回收；通过V100进一步降低压力，将允许提高氦回收；然而这样的较高的氦回收将以较高的再压缩功率为代价。离开相分离器C101的蒸气流S113含有回收的氦，并且在HX100中温热，以得到温热的流S114，其随后在压缩机K102中再压缩至进料压力，并且与已干燥的进料流S102混合，以产生流S103。
通过温热流S105部分提供冷凝进料流S100所需的致冷，但是大多数致冷来自再加热离开相分离器C101的贫氦的液体CO2流S115。流S115分成多个衍生流。(两个衍生流S116和S117示于图1，但是流S115可分成任何数量的衍生流，以适应特定过程的要求)。将衍生流S116和S117在HX100中温热。这些衍生流可经由阀(例如V101)或泵(例如P100)调节压力，以在不同的压力水平下(因此在不同的温度水平下)提供致冷。本领域技术人员可容易确定这些流之间的分割以及它们降低或泵压到的压力，以优化过程。
在图1描述的系统中，一些液体流S115分成流S116并且通过阀V101降低压力至约7.8巴，使其在足够冷的温度下沸腾，以在换热器的冷端提供足够的温差。离开阀V101的所得到的流S118为该过程的最冷部分，并且本文使用的优化限制流S118的温度大于CO2的凝固点(因此在-56℃的强制下限)。该流S118仅为少量的流S115，约5.8%，并且用于在冷端打开换热器冷却曲线。由于在优化的条件下流沸腾所需的压力高于在C101中驱除其余的氦所需的压力，使用泵P100将其余的流S115(分成流S117)加压至约36巴，产生流S119。通过在过程中期望的氦回收来确定该压力。部分流S115也可在第三压力下分成另外的流(未显示)，以进一步优化换热器HX100的性能，从而降低随后用于再压缩的功率，但是在该实施例中不需要这一点。在该过程中大多数致冷也来自再温热富CO2的液体流S105。
在示于图1的过程中使用压缩机，首先再压缩再循环的流S114和S109，然后压缩低压温热的CO2流S120 (其得自在换热器HX100中温热流S118)至泵P100之后CO2的压力，最后压缩至产物压力(这两个压缩阶段显示为具有中间进料流S121的一个压缩机K100，进料流S121得自在换热器HX100中温热流S119，在图1中)。
来自过程的产物为富CO2的产物流S122(其含有来自进料流S100的基本上所有的CO2)和粗品富氦的产物流S108，产物流S108可经进一步纯化和液化以产生纯的氦流。图1中描述的双闪蒸循环过程的性能在表2中汇总。
现在考虑在表1中给出的具有高N2进料组成的图1的双闪蒸循环。该实施例的性能也示于表2。该较高的氮进料的主要差别如下。由于在第一分离器C100中回收较多的氦，第二分离器C101的压力不必如此低，即约40巴对比约25巴。用于致冷的较高压力CO2流S109仍约为相同的压力(约36巴对比约33巴)，因此在这种情况下，P100将被压力降低阀代替。在进料中较高量的氮导致离开分离器C100的流S106中较低的第一富氦组成，3.55%对比13.27%。由于假定PSA A100的性能(即，组分到产物流的回收)恒定，这也导致具有较低的氦组成(14.76%对比42.77%)的产物粗品氦流S108。此外，携带通向PSA A100的额外的氮意味着PSAA100将较大。最后，在低N2进料和高N2进料情况之间的最显著的差别在于功耗增加，特别是再压缩功率，其主要为再压缩从PSA A100排出到流S109中所增加的CO2和氮所需的额外功率，归因于来自流S106的蒸气中这些组分增加的量。
如表2所示，由于留在粗品氦产物(流S108)中的组分，低氮和高氮两种情况下，CO2产物组成(流S122)均提高。在高氮情况下，CO2产物纯度仍低于期望的95% CO2纯度规格，因此需要一种方法来提高CO2组成以满足该规格。在这种情况下，通过降低C101的压力可满足纯度，但是这也将进一步提高再循环功率压缩机，并且由于更多的氮连带氦产物排出，第一富氦的组成(流S106)和产物氦组成(流S113)降低。另外注意到，在两种情况下，CO2回收为100%，因为CO2从粗品氦产物流排出并且返回至过程，且氦回收为98%，这是施加于优化过程的限制。
表2。
表2（续）。
图2中举例说明的过程在图1的循环上改进。与图1一样，将图2及其伴随的描述包括在内，为描述本发明的实施方案的随后的图提供必要的背景信息，并明确本领域技术的发展水平。图2中描述的过程包括汽提塔C102，代替图1系统中使用的两个分离器C100和C101，使得功率显著降低。功率降低是因为需要较少功率来将CO2再压缩回管线压力，因为其压力保持得高。现在通过将主再沸器(流S132和S133)所需的热量集成到换热器HX100中而进行图1中通过蒸发CO2进行的一部分致冷。通过向塔中加入任选的中间再沸器(流S130和S131)，实现进一步的效率提高。由于中间再沸器在塔的较上部，其提供较冷的流，所述较冷的流可集成到换热器HX100中，以在比主塔再沸器所提供的温度更低的温度下提供致冷。如图2中举例说明，考虑了低N2和高N2进料组成两者，以及含有和不含中间再沸器的实施方案。
在图2中，与图1相同的特性使用相同的附图标记来标记。进料流S100具有示于表1的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的实施例。将进料流S100在TSA A101中干燥，并且与来自PSA A100的压缩的尾气S110组合。组合的流S103随后在换热器HX100中冷却，以在约-54℃下得到流S104，在该温度下该流被大部分液化(液体部分为约99.5%)。随后经由阀V103将流S104降低压力，以达到汽提塔C102的操作压力，在这种情况下为约40巴，以得到流S125，随后流S125进料至汽提塔C102的顶部段。C102为设计使得蒸气/液体接触的填充蒸馏塔或塔板蒸馏塔，如本领域熟知。在这种情况下，使用10个理论段对C102建模，但是更多或更少的理论段可容易用于实现分离。
汽提塔为其中存在再沸器但是没有塔顶冷凝器的蒸馏塔类型，其中回流液体仅通过由进料流提供的液体来供应。在这种情况下，汽提塔C102不仅包含主再沸器而且包含任选的中间再沸器。通过集成到换热器HX100中，为这两个再沸器提供它们所需的热量。通过取离开塔的底段的流S132并且将其通向HX100(在这里将其加热和部分汽化)而集成主(或底部)再沸器，以在流S133中提供向上流动蒸气，用于塔C102的底部部分。在这种情况下，流S132在-23℃，而流S133在-13℃。这为HX100冷却曲线的的中间部分提供了致冷。通过取在这种情况下离开塔的中部(即，离开塔C102的第5个理论段，如Aspen Plus内对其建模)的液体流S130，并且将其通向HX100(在这里将其加热和部分汽化)，中间再沸器起作用，以在流S133中提供向上流动蒸气，用于塔C102的顶部部分。在这种情况下，流S130在-52℃，而流S133在-26℃。这为HX100冷却曲线的较低部分提供了致冷。
冷凝进料流S100所需致冷的约三分之一由C102内的再沸器提供，但是大多数致冷来自再加热离开C102底部的贫氦的液体CO2流S115。流S115分成多个流，将其在HX100中温热。流S115分成的流在不同的压力水平下(因此在不同的温度水平下)提供致冷，如前面关于图1描述的。确定这些流之间的分割和它们降低或泵压到的压力，以优化过程。
在这种情况下，通过阀V101将一些流S116降低压力至约6.0巴，使其在足够冷的温度下沸腾，以在换热器HX100的冷端提供足够的温差。在阀V101之后的该流S118为过程的最冷部分。优化限制S118的温度大于CO2的凝固点，因此在-56℃的强制下限。该流仅为流S115的总流的少量，约5%，以在冷端打开换热器冷却曲线。由于通过优化器确定在优化条件下流沸腾所需的压力与塔压力相同，其余部分（流S117）保持在40巴的塔压力。然而，在采用高N2进料的情况下，V102用于降低流S117的压力至较低的压力，相应于较低的温度。部分流也可在第三压力(未显示)，以进一步优化换热器的性能，从而降低随后用于再压缩的功率，但是在这种情况下不需要这一点。
使用压缩机K101和K100，首先再压缩再循环的流S109，然后压缩低压温热的CO2流S120至较高压力流S121的压力，最后压缩至产物压力(在图2中这两个压缩阶段显示为具有中间进料流的一个机构K100)。
来自过程的产物为CO2产物流S122(其含有来自进料S100的基本上所有的CO2)和可进一步纯化和液化以产生纯氦流的粗品氦产物流S108。该汽提塔循环的性能在表2中汇总。
表2显示在图2中描述的汽提塔循环相对图1的双闪蒸循环有改进，但是这伴随着集成到主换热器HX100中的蒸馏塔和再沸器的增加的复杂性。显而易见，特别是使用低N2进料，存在显著降低的功耗，以及流S106和S108中氦的较高浓度，说明通过较小的PSA (A100)和降低纯化粗品氦的成本会实现的益处。然而，注意到使用高N2进料劣化汽提塔循环的性能，因为在进料中增加的氮按照它影响双闪蒸循环几乎相同的方式影响该过程，这归因于流S106和S108中氮的增加。
通过过程优化确定图2中描述的塔C102的最优压力（用高和低N2进料两者以及带有或没有中间再沸器两者），结果示于表3。如表3所示，在进料中使用低氮，压力跨过V103降低，对于所示的两种情况(使用或不使用中间再沸器)得到在塔C102中刚好超过40巴的操作压力。然而，在进料中使用高氮，塔压力保持得高，但是压力跨过V102下降，以实现较高压力CO2致冷流的最优压力。表3还显示，当进料中存在低氮时，比起单一再沸器，中间再沸器产生显著得益，其中有0.49 MW的得益，而当在进料中存在高水平的氮时，得到仅0.08 MW的得益。
表3。
如在表3中报道的，图2的实施例显示需要同样良好地处理低和高N2进料流的循环。图1和图2的双闪蒸和汽提塔对于低N2进料组成作用良好，但是它们的性能(由功耗和氦产物流S108的氦组成测量)需要改进。另外，使用高N2进料，需要富集CO2产物组成以满足>95% CO2的管线要求。在以下图3至7的本发明实施方案中解决这些问题。
图3显示在主分离塔中结合CO2洗涤的过程。该实施方案不同于图2的汽提塔循环，因为蒸馏塔C103具有主进料之上的部分，在此使用包含液体CO2的流洗涤塔顶蒸气，以进一步降低第一富氦的流S106中氮的量。
在图3中，与图1或图2相同的特征使用相同的附图标记来标记。进料流S100具有示于表1的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的实施方案。将进料流在TSAA101中干燥，并且与来自PSA A100的压缩尾气在流S110中组合。将组合的流S103在换热器HX100中冷却，以在-17℃下产生流S104，该温度下流被大部分液化(液体部分为约99.1%)。随后经由阀V103将流S104降低压力，以达到塔C103的操作压力，在这种情况下为41巴，以产生流S125。随后将流S125进料至塔C103内确定为最优位置的段；在这种情况下，流从塔C103的顶部进入到第6个理论段。C103为设计使得蒸气/液体接触的填充蒸馏塔或塔板蒸馏塔，如本领域所熟知。在这种情况下，使用15个理论段对塔C103建模，但是更多或更少的理论段可容易用于实现该分离。
与在图2中的汽提塔一样，使用或不使用中间再沸器对蒸馏塔C103建模。图3中所示的为不使用中间再沸器的情况。主再沸器如在图2中展现的汽提塔的描述中所讨论，然而，在图3中，对主再沸器中的流布置给出更多细节。从C103的底段取出的液体流(流S132)在-18℃，在HX100中加热和部分汽化至-8℃。来自HX100的两相流(流S133)在相分离器C104中分离成为液体部分(流S115)和蒸气部分(流S134)，蒸气部分返回至塔C103，以提供蒸馏过程所需的向上流动的蒸气流。
冷凝进料流所需致冷的一些由C103内的再沸器提供，但是大多数致冷来自再加热离开相分离器C104的贫氦的液体流S115。流S115分成在HX100中温热的多个流。流S115分成的流在不同的压力水平下(因此在不同的温度水平下)提供致冷。确定这些流之间的分割和它们降低或泵压到的压力，以优化过程。
在这种情况下，在流S116中，该液体中的一些通过阀V101降低压力至7.3巴，使其在足够冷的温度下沸腾，以在换热器的冷端提供足够的温差。离开阀V101的所得到的流S118为过程的最冷部分，并且优化限制该温度大于CO2的凝固点。该流S116仅为流S115的总流的少量，约6.6%，以在冷端打开换热器冷却曲线。在流S117中，其余部分保持在41巴的塔压力。部分流S115还可在第三压力(未显示)，以进一步优化换热器HX100的性能，从而降低随后用于再压缩的功率，但是在这种情况下不需要这一点。
在图3中描述的本发明实施方案与图2的背景实施例之间的差别在于，在图3中，在温热中途从换热器HX100取出流S117，在-7.9℃下进入HX100，并且在4.4℃下离开。通过从塔C103中的塔顶蒸气洗涤氮所需要的液体CO2流，确定从HX100取出流的温度。该温度越低，则更多液体可用于在C103中洗涤。通过容器C105中的相分离，将在4.4℃下从HX100取出的流S140分离成为液体部分(流S142)和蒸气部分(S141)。虽然分离器C105在本文中是指相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多段的蒸馏塔。将流S141返回至HX100并且温热，以产生流S121，其为产物CO2流S122的一部分。将液体流S142返回至HX100，以冷却至-49℃，随后经由P101泵送(以克服压力损失和静压头)并且进料至塔C103的顶部，在此其用于从塔C103中的塔顶蒸气流洗涤氮。采用这种方式，第一富氦的流S106的氮组成降低至一定水平，低于如图2中描述的汽提塔中可得到的那些。
在示于图3的实施方案中使用压缩机K101和K100，首先再压缩离开PSA A100的再循环的流S109，然后压缩低压温热的CO2流S120至较高压力流S121的压力，最后压缩至产物压力(在图3中这两个压缩阶段显示为具有中间进料流的一个机构K100)。
来自图3的过程的产物为CO2产物流S122(其含有来自进料S100的基本上所有的CO2)和可经进一步纯化和液化以产生纯氦流的粗品氦产物流S108。图3的洗涤塔循环的性能在表2中汇总。
表2显示，具有低N2进料的图3的洗涤塔循环的功耗与图2的汽提塔循环相当，但是其导致流S106和S108中氦组成大致为图2那些的两倍，说明下游纯化和液化过程的潜在益处。然而，在高N2进料条件下益处更显著，图3的洗涤塔循环显示在这些条件下功率仅稍微增加，而没有图2的高N2进料实施例中见到的性能显著降低。表2还显示中间再沸器可连带图3的洗涤塔使用(类似于在图2中描述的中间再沸器)，导致约10%功耗降低，但是增加涉及结合中间再沸器的额外复杂性。
本发明系统和方法的另外的实施方案结合从贫氦的CO2产物流排出氮，特别是在进料与高N2进料类似的情况下，以达到给定的CO2规格(在这种情况下，产物流S122中95%CO2)。结合氮气排出的过程的一个实施方案示于图4。图4与图3的洗涤塔循环不同，在于分离器C106和C107用于从产物CO2中闪蒸更多的挥发性组分，特别是氮。在图3中的洗涤过程具有在第一富氦的流S106中降低氮的效果，其驱使氮进入底部流S115中。图4的过程使得氮气与CO2分离。
在图4中，与图1至3中相同的特征使用相同的附图标记来标记。进料流S100具有示于表1的组成。在图4中描述的实施方案中，仅考虑高N2进料组成，因为是这种进料组成需要提高CO2产物纯度至超过在进料流中的浓度。将进料流S100在TSA A101中干燥，并且在流S110中与来自PSA A100的压缩尾气组合。组合的流S103随后在换热器HX100中冷却，以在-46℃下产生流S104，该温度下流被大部分液化(液体部分为约97.3%)。随后经由阀V103将流S104降低压力，以达到塔C103的操作压力，在这种情况下为39巴，以产生流S125。随后将S125进料至C103内确定为最优位置的段；在这种情况下，流S125从塔C103的顶部进入第6理论段。C103为设计使得蒸气/液体接触的填充蒸馏塔或塔板蒸馏塔，如本领域所熟知。在这种情况下，使用15个理论段对C103建模，但是更多或更少的理论段可容易用于实现该分离。
由于在图4中描述的示例性过程集中于高N2进料组成(但是图4的过程可连同低N2进料、高N2进料或具有中间N2组成的进料来使用)，并且如以上讨论，使用高N2进料流，中间再沸器不具有大的影响，所以使用氮气排出和仅一个主再沸器对图4中的洗涤塔过程建模。主再沸器如在图3的描述中所讨论。来自C103底段的液体流(流S132)在-46.4℃，并且在HX100中加热和部分汽化至-27.5℃。来自HX100的两相流(流S133)在C104中分离成为液体部分(流S115)和蒸气部分(流S134)，将该蒸气部分返回至塔C103，以提供蒸馏过程所需的向上流动的蒸气流。
冷凝进料流S100所需致冷的一些由塔C103的再沸器提供，但是大多数致冷来自再加热离开相分离器C104的贫氦的液体流S115。流S115分成多个流，将其在HX100中温热。流S115分成的流在不同的压力水平下(因此在不同的温度水平下)提供致冷。确定这些流之间的分割和它们降低或泵压到的压力，以优化过程。
在这种情况下，该液体中的一些(在流S116中)通过阀V101降低压力至8.1巴，使其在足够冷的温度下沸腾，以在换热器HX100的冷端提供足够的温差。在阀V101之后的该流S118为过程的最冷部分，并且优化限制该温度大于CO2的凝固点。该流仅为流S115的总流的少量，约3.6%，这是由于以下事实：一旦从流S117汽提了氮，一些较高压力的CO2再循环至该点，从而造成差异，以在过程的冷端产生致冷。其余的流S115(在流S117中)保持在39巴的塔压力。
在图4和图3中描述的实施方案之间的差别在于，在图4的系统中，在换热器HX100中将流S117温热至仅-13℃。通过在分离器C106中相分离，将在-13℃下从HX100取出的流S150分离成为液体部分(流S151)和蒸气部分(流S152)部分。虽然分离器C106在本文中是指相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多段的蒸馏塔。过程的该部分的目的是从CO2产物流排出氮。流S150包含约4.1%氮，而离开分离器C106的蒸气流包含约29.2%氮，或者稍多于在C106中分离之前在流S150中的氮的三分之一。
随后将流S151返回至HX100，在此将其温热并在1.1℃下取出作为流S140，并且在容器C105中分离成为液体部分(流S142)和蒸气部分(流S141)。将流S141返回至HX100并且温热，以产生流S121，为产物CO2流S122的一部分。将液体流S142返回至HX100，以冷却至-46℃，随后经由泵P101泵送(以克服压力损失和静压头)并且进料至塔C103的顶部，在此其用于从塔顶蒸气流洗涤氮，从而将第一富氦的流S106的氮组成降低至低于在图2的汽提塔中可得到的水平。
来自分离器C106的富氮蒸气流S152随后返回至HX100再冷却，以冷凝来自流的CO2，提高排放流中氮的浓度，并且使氮排放中CO2的损失最小化。在-49℃下该冷却流S153离开HX100，其中65%的流S153在液相中。在分离器C107中，流S153分离成为富氮的蒸气流S154和液体流S155。富氮的流S154包含73.0%氮和25.0% CO2。流S154中25.0% CO2组成为对过程设置的限制，并且通过使用过程优化器内的限制被强制。该值(其代表来自过程的CO2的损失小于1%)可通过改变过程内的温度和压力而变化。或者，在该排放流S154中的一些或所有CO2可使用公知的吸附、吸收或膜系统来回收，返回过程以接近100% CO2回收。
富氮的流S154随后在HX100内温热，并且由过程排放作为流S157。来自分离器C107的液体流S155经由阀V104将压力降低至流S118的压力，并且组合，以组成冷端致冷负荷所需的低压CO2的其余部分，如前面提及。
使用压缩机K101和K100，首先再压缩再循环的流S109，然后压缩低压温热的CO2流S120至较高压力流S121的压力，最后压缩至产物压力(在图4中这两个压缩阶段显示为具有中间进料流的一个机构K100)。
来自图4中描述的过程的产物为：(1) 富CO2的产物流S122，其中CO2组成从进料组成的92.38%提高至95%(流S122含有几乎所有的来自进料S100的CO2，减去连同氮排放流S157的少量损失)；(2) 可进一步纯化和液化以产生纯氦流的粗品氦产物流S108；和(3) 富氮的排放流S157。当采用氮排出时，所得到的氮排放流S157可含有一些残余的CO2。使用多种公知过程(例如吸收、吸附或膜分离系统)，可容易回收该CO2。
结合CO2洗涤和氮排放，图4的过程的性能在表2中汇总。如表2所示，增加氮气排出，功耗从2.37 MW提高至2.96 MW；由于在氮排放中的CO2损失，CO2回收从100%降低至99.1%，并且产物CO2组成从先前92.74%的值提高至满足95.0%的所需值。
考察表2中的结果，人们可看到，洗涤塔循环，使用或不使用氮气排出，在从第一富氦的流S106/S107中回收CO2之后，流S108中的氦纯度达到大于90%。在图4中展现的情况下，使用氮气排出，流S108包含92.52%氦、5.7%氮和1.7%氢(氢为轻质组分，并且在进料流S100中约三分之二的氢气最后进入该流)，加上394 ppm甲烷和361 ppm氩。
已发现可设计PSA系统A100，以从产物氦流S108除去基本上所有的氮和氩以及CO2。然而，为了除去氢，需要催化燃烧器R100，如在图5中描述的实施方案所示。催化燃烧器R100可为采用含钯或含铂的催化剂或适用于燃烧氢和痕量烃的任何其它催化剂的单元。燃烧需要氧源，其可为空气、富氧空气或氧。在这种情况下，加入空气并且在优化中控制，使得存在比起燃烧所需少量过量的氧。结果，控制加入的空气的量，以在离开燃烧器R100的转化的流S160中产生100 ppm 氧。不含氢和不含甲烷的流S160随后在PSA A100中纯化，以产生纯的氦流S161和尾气流S109。与前面的实施例不同，流S109含有少量的氧(由于其为次要组分，其通常不会有害)，以及作为在R100中发生的氧化反应产物的水。因此，有意义的是，来自PSA A100的再循环流S110应回收至除水TSA A101上游的点，以免将水引入低温过程中，其可凝固或形成固体CO2水合物，并且在换热器HX100中产生堵塞，但是再循环流也可单独干燥。
表2显示在图5中展现的过程的结果，其中氦产物流S161现在包含100%氦，并且在氦可液化之前不需要进一步纯化。因此，来自图5中的过程的产物为：(1) 富CO2的产物流S122，其中CO2组成从进料组成的92.38%提高至95%(流S122含有来自进料流S100的几乎所有的CO2，减去连同氮排放流S157的少量损失)；(2) 纯的氦产物流S161，其可液化而无需进一步纯化以产生产物纯氦流；和(3) 富氮的排放流S157。
注意到不需要氮排放流以得到纯的氦产物。例如，对于不必需氮排出的情况，例如在进料流中具有低氮或较低的产物CO2纯度要求，纯的氦产物可由图3中描述的过程来产生(采用如上所述的修改，例如催化燃烧器和对PSA的相关改进)。
此外，如上所述在图5中描述的PSA设计可结合到过程的其它设置中，并且认为这样的设置在本发明的范围内。例如，可采用催化燃烧器和PSA来改进图1中描述的双闪蒸循环或在图2中描述的汽提塔设置。
还注意到，在蒸馏塔中结合CO2洗涤的本发明的实施方案中，可完全省略PSA并且仍实现期望水平的氦纯度。例如，两个这样的可能设置示于图6和图7，其(分别)结合再循环CO2洗涤和进料CO2洗涤。在图6和图7，与在图1-图5中相同的特征使用相同的附图标记来标记。在图6中描述的过程与示于图3的以及前面描述的相同，除了在离开换热器HX100之后在下游不分离或纯化富氦的流S107，而是直接回收作为产物。
类似地，在图7中描述的过程中，富氦的流S107直接回收作为产物。然而，在图7中，进料至塔C103的CO2洗涤流衍生自进料流S100，而不是衍生自再循环流。如图7所示，干燥的进料流S102在换热器HX100中部分冷却。通过在容器C105中相分离，该部分冷却的流S161随后分离成为液体部分(流S162)和蒸气部分(S161)。虽然分离器C105在本文中是指相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多段的蒸馏塔。将流S161返回至HX100，并且进一步冷却至流被大部分液化的温度，以产生流S104。将液体流S162也返回至HX100，以进一步冷却，形成CO2洗涤流S163。将流S163进料至塔C103的顶部，在此其用于从塔C103中的塔顶蒸气流洗涤氮。
本文描述的系统和方法的益处包括但不限于以下的一个或多个：(1) 从离开汽提(或蒸馏)塔的塔顶富氦的流去除CO2和N2二者，从而提高该流的氦组成和降低氮组成，同时降低由PSA再循环的氮的量；(2) 使用一个或多个分离器代替蒸馏塔的选项；(3) 在蒸馏塔中使用任选的中间再沸器以改进总体效率，尤其是当进料中N2浓度低时；(4) 再循环液体CO2至塔的顶部作为任选的CO2洗涤，其从塔顶流汽提N2并且降低富氦的塔顶流中的N2，改为将其移至CO2产物流；(5) 经由任选的CO2洗涤去除甲烷和其它更高级的烃，从塔顶富氦的流进一步消除杂质（否则需要在低温纯化过程中去除）；(6) 排出氮，以提高产物流中CO2的组成，以满足管线要求(注意到氮排出和CO2方面可共同使用，以提供改进的结果)；和(7) 在富氦的流中催化燃烧氢和烃(通过加入空气或氧)，以除去氦产物流中的杂质。
以上已定义各种术语。在权利要求中使用的术语未在上文定义的情况下，应对其赋予相关领域中人员对该术语给出的最宽广的定义，其反映在至少一个印刷出版物或授权专利中。此外，在本申请中引用的所有专利、测试程序和其它文件通过引用而全文并入，直到对于允许这种结合的所有司法管辖，该公开内容不与本申请不一致的程度。
使用一组数字上限和一组数字下限描述了本发明的某些实施方案和特征。为了简洁的缘故，本文中明确公开了仅某些范围。然而，应理解的是，除非另外说明，否则从任何下限到任何上限的范围都已被预期。类似地，自任何下限的范围可与任何其它下限组合，以描述未明确描述的范围，并且自任何上限的范围可与任何其它上限组合，以描述未明确描述的范围。此外，即使没有明确描述，范围包括在其端点之间的每一个点或单个的值。因此，每一个点或单个的值可充当与任何其它点或单个的值或任何其它下限或上限组合的其自身的下限或上限，以描述未明确描述的范围。所有数值“约”为或“大致”为所指示的值，并且考虑实验误差和本领域普通技术人员预期的变化。
在某些以下权利要求中，字母用于指定要求保护的步骤(例如，a.、b.、c.等)。这些字母用于帮助提及方法步骤并且不旨在指示实施要求保护的步骤的顺序，除了并且仅在这样的顺序为对本发明的可操作性必要的或在权利要求中具体描述的情况下。
虽然前文涉及本发明的实施方案及其备选实施方案，在不偏离本发明预期的精神和范围下，本领域技术人员可预期各种改变、修改和变化。旨在本发明仅由所附权利要求的术语所限制。

Claims (49)

1.一种从进料流回收氦的方法，所述进料流包含氦、二氧化碳和一个或多个挥发度在二氧化碳和氦的挥发度之间的中间组分，所述方法包括在大于-82.7℃的温度下使所述二氧化碳和中间组分与所述氦分离，以形成富氦的产物流，其中在所述富氦的产物流中至少一种所述中间组分的浓度低于其在所述进料流中的浓度，并且其中至少部分所述分离通过使蒸气与液体接触而实现，以及所述进料流包含至少50摩尔%二氧化碳。
2.权利要求1的方法，其中在大于-56.6℃的温度下使所述二氧化碳和中间组分与所述氦分离。
3.权利要求1的方法，其中所述方法中至少一部分在低于环境温度的温度下发生。
4.权利要求1的方法，所述方法还包括以下步骤：
a. 冷却所述进料流；
b. 将所述进料流分离成为第一富氦的流和第一富CO2的流；和
c. 分离所述第一富氦的流，以形成所述富氦的产物流和贫氦的流。
5.权利要求4的方法，所述方法还包括以下步骤：
d. 使所述第一富CO2的流分成两个或更多个衍生的富CO2的流；
e. 加热所述两个或更多个衍生的富CO2的流中的至少一个；和
f. 压缩和组合所述两个或更多个衍生的富CO2的流，以形成富CO2的产物流。
6.权利要求4的方法，其中在冷却所述进料流之前，将所述进料流干燥至水露点小于或等于-40℃。
7.权利要求4的方法，其中所述进料流在步骤b)中在蒸馏塔内分离，并且其中将所述贫氦的流再循环并且进料至所述蒸馏塔。
8.权利要求7的方法，其中在进料至所述蒸馏塔之前将所述再循环的贫氦的流与所述进料流组合。
9.权利要求4的方法，其中所述进料流在步骤b)中在具有第一再沸器的蒸馏塔内分离，其中将第一液体流从所述蒸馏塔的底部取出，加热和至少部分汽化，和使已加热的第一液体流的至少蒸气部分返回至所述蒸馏塔的底部。
10.权利要求9的方法，其中所述蒸馏塔还包含第二再沸器，其中从所述蒸馏塔的中间段取出第二液体流，加热和至少部分汽化，和将所述已加热的第二液体流的至少蒸气部分返回至所述蒸馏塔的中间段。
11.权利要求9或权利要求10的方法，其中至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔，所述方法还包括向所述蒸馏塔的顶部进料包含CO2的液体流。
12.权利要求5的方法，其中所述进料流在步骤b)中在蒸馏塔内分离，并且至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔，所述方法还包括将所述两个或更多个衍生的富CO2的流中的至少一个分离成为液体部分和蒸气部分，并且向所述蒸馏塔的顶部进料所述液体部分。
13.权利要求12的方法，其中在将衍生的富CO2的流分离成为所述液体部分和蒸气部分之前，加热所述流，并且其中在进入所述蒸馏塔的顶部之前，冷却所述液体部分。
14.权利要求11的方法，其中所述富氦的产物流包含至少90摩尔%氦。
15.权利要求13的方法，其中所述富氦的产物流包含至少90摩尔%氦。
16.权利要求5的方法，所述方法还包括将所述衍生的富CO2的流中的一个分离成为液体部分和蒸气部分，冷却所述衍生的富CO2的流的蒸气部分，和将所得到的冷却的部分分离成为富含至少一个具有中间挥发度的组分的产物流和富CO2的再循环流。
17.权利要求5的方法，所述方法还包括将所述衍生的富CO2的流中的一个分离成为液体部分和蒸气部分，冷却所述蒸气部分，和将所得到的冷却的部分分离成为富氮的产物流和富CO2的再循环流。
18.权利要求4的方法，其中所述第一富氦的流包含一个或多个可燃组分，所述方法还包括在氧存在下催化燃烧所述第一富氦的流的可燃组分，以将所述可燃组分至少部分转化为CO2和水，和在分离所述第一富氦的流之前或在相同的步骤中除去水，以形成所述富氦的产物流和第二富CO2的流。
19.权利要求18的方法，其中所述富氦的产物流包含至少99摩尔%氦。
20.权利要求1的方法，其中所述富氦的产物流包含至少60摩尔%氦。
21.权利要求5的方法，其中所述富CO2的产物流包含至少90摩尔%CO2。
22.权利要求18的方法，其中所述富CO2的产物流包含至少95摩尔%CO2。
23.权利要求1的方法，其中所述进料流包含气体。
24.权利要求1的方法，其中所述进料流包含液体。
25.权利要求1的方法，其中所述进料流包含超临界流体。
26.权利要求1的方法，其中所述进料流的压力大于35巴。
27.一种用于从进料流回收氦的系统，所述系统包含：
a. 包含氦和至少50摩尔%CO2的进料流；
b. 包含蒸馏塔的第一分离器，其设置为将所述进料流分离成为第一富氦的流和第一富CO2的流，其中至少部分所述进料流在中间位置进入所述蒸馏塔；
c. 一个或多个换热器，其设置为冷却所述进料流和加热所述第一富氦的流和第一富CO2的流；
d. 第二分离器，其设置为将(i)所述进料流、(ii)一部分所述第一富CO2的流或(iii)所述进料流和一部分所述第一富CO2的流两者分离成为液体部分和蒸气部分，和向所述蒸馏塔的顶部进料所述液体部分；和
e. 压缩机，其设置为压缩所述第一富CO2的流的未分离部分和所述第一富CO2的流的任何已分离部分的蒸气部分，以形成富CO2的产物流。
28.权利要求27的系统，所述系统还包含第三分离器，其设置为分离所述第一富氦的流，以形成富氦的产物流和贫氦的流。
29.权利要求27的系统，所述系统还包含干燥器，其设置为在所述换热器中冷却所述进料流之前，干燥所述进料流至水露点小于或等于-40℃。
30.权利要求28的系统，其中将所述贫氦的流再循环并且进料至所述蒸馏塔。
31.权利要求27的系统，其中所述第一分离器还包含第一再沸器，其设置为向所述蒸馏塔的底部供应蒸气。
32.权利要求31的系统，其中所述第一分离器还包含第二再沸器，其设置为向所述蒸馏塔的中间段供应蒸气。
33.权利要求27的系统，其中在进入所述第二分离器之前加热所述进料流或所述一部分第一富CO2的流，和在进入所述蒸馏塔的顶部之前冷却所述液体部分。
34.权利要求28的系统，其中所述富氦的产物流包含至少90摩尔%氦。
35.权利要求28的系统，其中所述第三分离器包含压力摇摆吸附单元PSA。
36.权利要求35的系统，其中所述压力摇摆吸附单元PSA设置为从所述第一富氦的流除去至少氮、氩和CO2。
37.权利要求27的系统，所述系统还包含第四分离器，其中将离开所述第二分离器的所述蒸气部分冷却，并且其中所述第四分离器设置为将所得到的冷却部分分离成为富CO2的再循环流和富含一个或多个挥发度在CO2和氦的挥发度之间的中间组分的产物流。
38.权利要求37的系统，其中在步骤d)中，将离开所述第二分离器的所述液体部分加热，并且分离成为次要液体部分和次要蒸气部分，并将所述次要液体部分再循环至所述蒸馏塔的顶部。
39.权利要求27的系统，其中所述第二分离器为蒸馏塔。
40.权利要求37的系统，其中所述第四分离器为蒸馏塔。
41.权利要求28的系统，其中所述第一富氦的流包含一个或多个可燃组分，所述系统还包含催化燃烧器，其设置为在氧存在下燃烧所述第一富氦的流，以将所述可燃组分至少部分转化为CO2和水，和在所述第一富氦的流进入所述第二分离器之前任选除去至少部分所述水。
42.权利要求41的系统，其中所述富氦的产物流包含至少99摩尔%氦。
43.权利要求27的系统，其中所述富氦的产物流包含至少60摩尔%氦。
44.权利要求28的系统，其中所述富CO2的产物流包含至少90摩尔%CO2。
45.权利要求44的系统，其中所述富CO2的产物流包含至少95摩尔%CO2。
46.权利要求27的系统，其中所述进料流包含气体。
47.权利要求27的系统，其中所述进料流包含液体。
48.权利要求27的系统，其中所述进料流包含超临界流体。
49.权利要求27的系统，其中所述进料流的压力大于35巴。
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