CN104342220B - 氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收 - Google Patents

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Abstract

本文公开了一种用于回收天然气液的方法，所述方法包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为至少两种馏分，包括富氮馏分和贫氮馏分；将所述贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分所述富含丙烷的馏分作为回流加入至所述分馏步骤中；将至少一部分所述贫丙烷的馏分循环至所述第一分离器。在一些实施方式中，可将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，以制备贫氮天然气流和富氮天然气流。

Description

氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收
本申请是申请日为2010年3月4日，申请号为201010127076.2，发明名称为“氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收”的发明专利申请的分案申请。
技术领域
本文公开的实施方式总体涉及从含烃的气体进料流中回收天然气液的方法，具体涉及从气体进料流中回收甲烷和乙烷的方法。
背景技术
天然气包含各种烃，包括甲烷、乙烷和丙烷。天然气通常具有甲烷和乙烷的主体部分，即甲烷和乙烷通常共占天然气的至少50摩尔％。天然气也包含相对少量的重烃，如丙烷、丁烷和戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和其它气体。除了天然气之外，含烃的其它气流也可包含轻烃和重烃的混合物。例如，在精制工艺中形成的气流可包含待分离的烃的混合物。这些烃的分离和回收可提供有价值的产物，所述产物可直接使用或用作其它方法的进料。这些烃通常作为天然气液(NGL)回收。
从气体进料流中回收天然气液已使用多种方法进行，如气体的冷却和制冷、油吸收、制冷的油吸收，或通过使用多个蒸馏塔。最近，使用焦耳-汤姆逊(Joule-Thompson)阀或透平式膨胀器的低温膨胀法已成为从天然气中回收NGL的优选方法。
在常规低温膨胀回收方法中，受压的进料气流通过与过程中其它流和/或诸如丙烷压缩-制冷体系等外部制冷源的热交换而冷却。随着气体冷却，液体可作为含所需组分的高压液体在一个或多个分离器中冷凝并收集。
高压液体可膨胀至较低压力并被分馏。将含液体和蒸气的混合物的膨胀流在蒸馏塔中分馏。在蒸馏塔中，挥发性气体和轻烃作为塔顶馏出物蒸气被去除，且重烃组分作为塔底物中的液体产物排出。
进料气通常不全部冷凝，部分冷凝所剩下的蒸气可通过焦耳-汤姆逊阀或透平式膨胀器至较低压力，在此较低压力下，其它液体因膨胀流的进一步冷却而冷凝。将膨胀流作为进料流提供至蒸馏塔。在冷却后但在膨胀前，将回流的流，通常为部分冷凝的进料气部分，提供至蒸馏塔。多种方法已使用其它来源用于回流，如在压力下提供的残留气体的循环流。
通常需要对来自上述低温分离的所得天然气进行附加处理，这是因为此天然气中的氮含量常高于管道销售中可接受的水平。通常，由于规定和管道规格，气体中仅允许有4％的氮气或氮气和其它惰性气体。氮气通常通过低温分离去除，类似于将空气分离为氮气和氧气。一些氮去除方法使用变压吸附、吸收、膜和/或其它技术，其中这些方法通常与低温天然气液回收串联布置。
虽然已经尝试对上述含有氮去除的天然气回收方法做出各种改进，但是本领域仍需要用一种方法来改进从天然气进料流中回收NGL。
发明内容
一方面，本文公开的实施方式涉及用于回收天然气液的方法，包括：将含有氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为至少三种馏分，包括富氮塔顶馏出物馏分、贫氮塔底物馏分和中等氮含量的侧线馏分；将所述贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分所述富含丙烷的馏分作为回流加入至所述分馏步骤中；将一部分所述贫丙烷的馏分循环至第一分离器；和排出一部分贫丙烷的馏分作为天然气液产物流。
另一方面，本文公开的实施方式涉及用于从含有氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它组分的气流中回收天然气液的方法。所述方法可包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为包括富氮馏分和贫氮馏分的至少两种馏分；将所述贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分所述富含丙烷的馏分作为回流加入至所述分馏步骤中；将至少一部分所述贫丙烷的馏分循环至所述第一分离器；和将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，以制得贫氮天然气流和富氮天然气流。
又一方面，本文公开的实施方式涉及用于回收天然气液的方法，包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为包括富氮馏分和贫氮馏分的至少两种馏分；压缩并冷却所述贫氮馏分；将经压缩并冷却的贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分所述富含丙烷的馏分作为回流加入至分馏中；将至少一部分贫丙烷的馏分循环至所述第一分离器；在气流、轻馏分、一部分贫丙烷的馏分、富氮馏分、贫氮馏分、经压缩并冷却的贫氮馏分和制冷剂中的两个或更多个之间进行热交换；以及将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，包括：将所述富氮馏分在第一膜分离阶段中分离，以制得第一贫氮天然气流和第一富氮天然气流；将所述富氮馏分在第二膜分离阶段中分离，以制得第二贫氮天然气流和第二富氮天然气流；和将至少一部分第二贫氮天然气流循环至第一膜分离阶段的分离中。
再一方面，本文公开的实施方式涉及用于回收天然气液的方法，包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将轻馏分在第一分离器中分离为包括富氮馏分和贫氮馏分的至少两种馏分；压缩并冷却贫氮馏分；将经压缩并冷却的贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分所述富含丙烷的馏分作为回流加入至所述分馏步骤中；将至少一部分所述贫丙烷的馏分循环至第一分离器；在气流、轻馏分、一部分贫丙烷的馏分、富氮馏分、贫氮馏分、经压缩并冷却的贫氮馏分和制冷剂中的两个或更多个之间进行热交换；以及将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，包括：将所述富氮馏分在第一膜分离阶段中分离，以制得第一贫氮天然气流和第一富氮天然气流；将所述富氮馏分在第二膜分离阶段中分离，以制得第二贫氮天然气流和第二富氮天然气流；将所述第一贫氮天然气流作为高btu天然气产物流回收；将所述第二贫氮天然气流作为中等btu天然气产物流回收；和将所述第二富氮天然气流作为低btu天然气产物流回收。
又一方面，本文公开的实施方式涉及用于回收天然气液的方法，包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为至少两种馏分，包括富氮馏分和贫氮馏分；压缩并冷却所述贫氮馏分；将经压缩并冷却的贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分富含丙烷的馏分作为回流加入至所述分馏步骤中；将一部分贫丙烷的馏分加入至第一分离器中；排出一部分贫丙烷的馏分；在所述气流、轻馏分、一部分贫丙烷的馏分、富氮馏分、贫氮馏分、排出部分、经压缩并冷却的贫氮馏分和制冷剂中的两个或更多个之间进行热交换；以及将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，包括：将所述富氮馏分在第一膜分离阶段中分离，以制得第一贫氮天然气流和第一富氮天然气流；将所述富氮馏分在第二膜分离阶段中分离，以制得第二贫氮天然气流和第二富氮天然气流；和将至少一部分所述第二贫氮天然气流循环至第一膜分离阶段的分离中；和将排出的馏分和第一贫氮天然气流混合，以形成天然气产物流。
又一方面，本文公开的实施方式涉及用于回收天然气液的方法，包括：将含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的气流分馏为至少两种馏分，所述馏分包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分；将所述轻馏分在第一分离器中分离为至少三种馏分，包括富氮馏分、中等氮含量的馏分和贫氮馏分；压缩并冷却贫氮馏分；将经压缩并冷却的贫氮馏分在第二分离器中分离为富含丙烷的馏分和贫丙烷的馏分；将至少一部分富含丙烷的馏分作为回流加入至分馏中；将至少一部分贫丙烷的馏分循环至第一分离器；在所述气流、轻馏分、一部分贫丙烷的馏分、富氮馏分、贫氮馏分、经压缩并冷却的贫氮馏分、中等氮含量的馏分和制冷剂中的两个或更多个之间进行热交换；以及将所述富氮馏分在氮去除单元中分离，包括：将富氮馏分在第一膜分离阶段中分离，以制得第一贫氮天然气流和第一富氮天然气流；将富氮馏分在第二膜分离阶段中分离，以制得第二贫氮天然气流和第二富氮天然气流；和将至少一部分第二贫氮天然气流循环至第一膜分离阶段的分离中；和将中等氮含量的馏分和第一贫氮天然气流混合，以形成天然气产物流。
其它方面和优点将从以下说明书和所附权利要求书中显而易见。
附图说明
图1为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的简易流程图。
图2为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的简易流程图。
图3为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的氮回收单元的简易流程图。
图4为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的氮回收单元的简易流程图。
图5为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的简易流程图。
图6为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的简易流程图。
图7为根据本文所公开实施方式的等压开放式制冷天然气液回收方法的简易流程图。
具体实施方式
本文公开的方法是用诸如蒸馏塔、闪蒸器、吸收塔等分离器，将混合进料分离为重组分和轻组分。例如，在蒸馏塔中，混合进料可被分离为塔顶馏出物(轻/蒸气)馏分和塔底物(重/液体)馏分，在此处，希望将重要组分与混合物的其它组分分离。运行蒸馏塔，以从剩余组分中气提或蒸馏重要组分，获得或“富”或“贫”重要组分的塔顶馏出物馏分和塔底物馏分。本领域技术人员将认识到，术语“富”和“贫”是指重要组分与轻或重馏分的理想分离，且“贫”可包括重要组分的非零组成。当进料流经由如具有侧线的蒸馏塔分离为三种或更多种馏分时，也可形成中等含量的重要组分馏分。
一方面，本文公开的实施方式涉及天然气产物流的提纯和制造，包括含烃的气流中C3+组分的回收，以及氮气与C1和C2组分的分离。例如，可去除C3+组分，以满足烃露点温度要求，且可进行氮去除，以满足对天然气管道销售流中惰性组分的要求。
根据本文公开的实施方式，天然气液(NGL)可从油井(well)生产的油田气(fieldgas)中回收，或从各种石油工艺的气流中回收。待用本文公开的实施方式所处理的常规天然气进料可包括氮气、二氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷和其它C3+组分，如异丁烷、正丁烷、戊烷等。在一些实施方式中，天然气流可包括，以约摩尔百分数计，60～95％甲烷、最多为约20％的乙烷和其它C2组分、最多为约10％的丙烷和其它C3组分、最多为约5％的C4+组分、最多为约10％或更多的氮气，和最多为约1％的二氧化碳。
天然气的组成可根据来源和任何上游工艺而改变。根据本文公开的实施方式的方法对具有高氮含量，如在一些实施方式中大于约4摩尔％氮气的天然气来源特别有用；在其它实施方式中大于5摩尔％、6摩尔％、7摩尔％、8摩尔％、9摩尔％和10摩尔％。例如，上游工艺可包括如通过将天然气接触分子筛系统的水去除，和如经由胺体系的二氧化碳去除。根据本文公开的实施方式的方法可包括“冷”氮去除体系和“暖”氮去除系统，其中“暖”系统在高于二氧化碳凝固点的温度下进行氮去除，因此对这些体系可以不要求二氧化碳去除。
根据本文公开的实施方式，满足露点和惰性组分销售要求的天然气流可使用等压开放式制冷系统制备。在其它实施方式中，根据本文公开的实施方式，满足露点和惰性组分销售要求的氮气流可使用包括氮去除的等压开放式制冷系统制备。此方法可在近似恒压下进行，而不需试图降低通过设备的气压。如上所述，待处理的油田气或其它气流可被压缩至适度的压力，如约20巴～35巴(300～500磅/平方英寸)，并干燥至小于约1ppm水，以重量计。根据本文公开的实施方式，随后可将气体在等压开放式制冷系统中处理，以从天然气中去除天然气液和惰性气体。如下文所述，根据本文公开的实施方式，用等压开放式制冷系统的天然气流处理可用于氮气与天然气流的高效分离，其远超过常规天然气处理的效率，如低温分离与氮去除单元串联。
含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的天然气进料可用一个或多个蒸馏塔和/或吸收塔分馏，以形成天然气液馏分(主要为C3+烃)、混合制冷剂(主要为C1和C2烃)和富氮馏分。由这种分离产生的混合制冷剂也可用作热交换介质，对所需的天然气进料分离至少起到部分热交换作用。
在一些实施方式中，含4％或更少氮气和其它惰性组分的混合制冷剂中至少一部分可用于管道销售。在其它实施方式中，可将至少一部分混合制冷剂与氮气含量大于4％的过程流合并，以得到适合于管道销售的含4％或更少氮气和其它惰性组分的流。
在包括氮去除系统的实施方式中，富氮馏分可在氮去除系统中分离，以回收两种馏分，包括高btu馏分(小于15％惰性组分)和低btu馏分(大于15％惰性组分)。在一些实施方式中，富氮馏分可分离为三种馏分，包括高btu馏分(小于15摩尔％惰性组分)、中等btu馏分(15～30摩尔％惰性组分)和低btu馏分(大于30摩尔％惰性组分)。
在一些实施方式中，适合于管道销售的高btu馏分可包含4摩尔％或更少的氮气，或4％或更少的氮气和其它惰性组分。
在其它实施方式中，含大于4摩尔％氮气，或氮气和惰性组分的高btu馏分可与一部分混合制冷剂合并，以形成适合于管道销售的天然气组合物。此方法中制备的其它氮含量低的流也可以与高btu馏分合并，以制得适于管道销售的天然气。例如，可调整工艺条件，使得混合制冷剂基本不含氮气，且主要包括甲烷和乙烷。以增加极低的处理成本，即可从混合制冷剂体系中获得令人惊奇地大量含氮量低的天然气。因此，由于获得的天然气氮含量极低，富氮馏分可通过所需的较低级别的氮分离来处理。因此，与去除氮的常规低温工艺相比，本文公开的实施方式所需工艺步骤明显变少。此外，本文公开的实施方式可充分降低从天然气流中去除氮气所需的能量。
在本文公开的一些实施方式中，可将如含氮气、甲烷、乙烷和丙烷以及其它C3+烃的天然气进料分馏为至少两种馏分，包括含氮气、甲烷、乙烷和丙烷的轻馏分，以及含丙烷和其它C3+烃的重馏分。例如，分馏可在单个蒸馏塔中进行，以分离轻烃和重烃。
随后可将轻馏分在如闪蒸罐、蒸馏塔或吸收塔中分离为至少两种馏分，包括富氮馏分和贫氮馏分。
例如，随后可将贫氮馏分分离，以回收如丙烷等其它天然气液，并形成例如含甲烷和乙烷的混合制冷剂。如下所述，贫氮馏分可在闪蒸罐、蒸馏塔或其它分离装置中分离，以形成供其它天然气液回收的富含丙烷的馏分，和可在此方法中用作混合制冷剂的贫丙烷馏分。随后可将富含丙烷的馏分循环至用于从气体进料中分馏天然气液的蒸馏塔。在一些实施方式中，富含丙烷的馏分可用作蒸馏塔的回流。
随后可将含甲烷、丙烷和氮气的富氮馏分加入至氮去除系统。例如，在一些实施方式中，氮去除系统可包括膜分离系统。在一些实施方式中，膜分离系统为适合二氧化碳的暖系统。也可使用其它氮去除系统，包括低温系统、变压吸附系统、吸收系统，和用于氮气和轻烃分离的其它方法。
膜氮去除单元可包括橡胶状膜，在此处，甲烷和乙烷选择性地透过此膜，将富氮流留在高压侧。膜氮去除单元可具有若干不同构造，且会具有内部压缩要求以实现高度分离。膜氮去除单元可将富氮馏分进料分离为三种流，包括高btu气、中等btu气和低btu气，所述高btu气可与一部分混合制冷剂混合以产生销售气，所述中等btu气可用作燃料或可在氮去除系统内部循环以进一步处理，所述低btu气具有高氮含量，如大于30或40摩尔％的氮气。因为混合制冷剂超过氮规格，所以来自于膜氮去除单元的高btu流会包含大于管道规格的氮含量，因此减轻了氮去除系统内的分离要求。可将来自膜氮去除单元的低氮混合制冷剂和高btu气压缩并合并，满足管道销售的4摩尔％氮气规格。
如上所述，本文公开的方法使用开放式环路混合制冷剂方法，以实现高水平NGL回收所需的低温。可利用单个蒸馏塔将重烃与轻组分分离。将来自蒸馏塔的塔顶馏出物流冷却，以部分液化塔顶馏出物流。将部分液化的塔顶馏出物流分离为包含轻组分的蒸气流，和用作混合制冷剂的液体组分。混合制冷剂提供过程冷却，并将一部分混合制冷剂用作回流的流，以使蒸馏塔富集重要组分。随着蒸馏塔中的气体富集，蒸馏塔的塔顶馏出物流在较暖的温度下冷凝，且蒸馏塔在比通常用于高NGL回收更暖的温度下运行。此方法实现所需NGL组分的高回收，而无需如在焦耳-汤姆逊阀或透平式膨胀器类设备中一样使气体膨胀，且仅使用单个蒸馏塔。
与使用天然气液回收用的透平式膨胀器和标准氮去除体系相比，本文所述的具有氮去除系统的等压开放式制冷法可降低所需的膜面积和与氮去除相关的能耗。在一些实施方式中，膜面积可减少多至75％或更多，且能耗可降低多至58％或更多。
如上所述，混合制冷剂可提供过程冷却，以实现NGL气体高回收所需的温度。混合制冷剂可包括进料气中的轻烃和重烃的混合物，且在一些实施方式中，与进料气相比，混合制冷剂富含轻烃。
本文公开的方法可用于获得高级别的丙烷回收。在一些实施方式中，进料中99％或更多的丙烷可在此方法中回收，与用于管道销售的回收天然气(销售气)分离。此方法也可以某种方式操作以回收大量乙烷和丙烷或排除大部分乙烷和用于管道销售的回收天然气。或者，可操作此方法以回收进料流中高百分比的C4+组分，并排出C3和轻组分以及销售气。
现参照图1，图1示出了根据本文所公开实施方式的氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收方法的简易流程图。应理解，确立此方法的操作参数，如各种流的温度、压力、流速和组成，以实现NGL的所需分离和回收。所需操作参数也取决于进料气的组成。本领域技术人员使用已知技术，包括如计算机模拟，已能确定所需操作参数。
将进料气通过线路12进料至主热交换器10。虽然示出了多通道热交换器，但是使用多个热交换器可实现相似的结果。进料气可以为天然气、炼厂气或需分离的其它气流。在加入到设备前通常将进料气过滤和脱水，以防止在NGL单元中冻结。通常将进料气在约43℃和54℃(110℉和130℉)之间的温度和约7巴和31巴(100磅/平方英寸和450磅/平方英寸)之间的压力下进料至主热交换器。将进料气通过与较冷的过程流和/或制冷剂的间接热交换而在主热交换器10中冷却并部分液化，它们可以为此方法提供额外冷却所需的量经由线路15加入至主热交换器中。例如，诸如丙烷等暖制冷剂可用于提供进料气所需的冷却。进料气可在主热交换器中冷却至约-18℃和-40℃(0℉和-40℉)之间的温度。
冷进料气排出主热交换器10，并经由进料线路13加入至蒸馏塔20。蒸馏塔20在略低于进料气压力的压力下运行，通常在比进料气压力低约0.3～0.7巴(5～10磅/平方英寸)的压力下运行。在蒸馏塔中，将诸如丙烷和其它C3+组分的重烃与诸如乙烷、甲烷和其它气体的轻烃分离。重烃组分通过线路16排出在蒸馏塔的液体塔底物中，而轻组分通过蒸气塔顶线路14排出。在一些实施方式中，塔底物流16在约65℃和149℃(150℉和300℉)之间的温度下排出蒸馏塔，且塔顶馏出物流14在约-23℃和-62℃(-10℉和-80℉)之间的温度下排出蒸馏塔。
将来自蒸馏塔的塔底物流16分流成为产物流18和送往再沸器30的再沸流22。可选地，可将产物流18在冷却器(未显示)中冷却至约15℃和54℃(60℉和130℉)之间的温度。产物流18高度富含进料气流中的重烃。在图1所示的实施方式中，产物流可富含丙烷和重组分，且如下文所述乙烷和轻质气可进一步处理。或者，可操作设备，使得产物流高度富含C4+烃，且将丙烷和所制备的销售气中的乙烷一同去除。将再沸流22在再沸器30中加热以向蒸馏塔供热。可使用常用于蒸馏塔的任何类型的再沸器。
蒸馏塔塔顶馏出物流14穿过主热交换器10，在此处，其通过与过程气间接热交换而冷却至至少部分液化或完全(100％)液化。如下所述，蒸馏塔塔顶馏出物流通过线路19排出主热交换器10，并充分冷却至产生混合制冷剂。在一些实施方式中，将蒸馏塔塔顶馏出物流在主热交换器10中冷却至约-34℃和-90℃(-30℉和-130℉)之间的温度。
可将已冷却且部分液化的流19和来自回流分离器40的塔顶馏出物流28(经过控制阀75的流32)加入到蒸馏塔塔顶馏出物分离器60中。
将蒸馏塔塔顶馏出物流19和回流器塔顶馏出物流32中的组分在塔顶馏出物分离器60中分离为塔顶馏出物流42、侧线馏分51和塔底物流34。来自蒸馏塔塔顶馏出物分离器60的塔顶馏出物流42包含甲烷、乙烷、氮气和其它轻组分，且氮气含量高。侧线馏分51可具有中等氮含量。来自蒸馏塔塔顶馏出物分离器60的塔底物流34为用于在主热交换器10中冷却的液体混合制冷剂，其氮气含量低。侧线馏分可通过流量阀95减压，加料至用于整合的热交换系统中的热交换器10，并经由流路52回收。
将塔顶馏出物流42中的组分加入至主热交换器10并加热。在常规设备中，来自塔顶馏出物分离器60的经由流42回收的塔顶馏出物馏分的温度在-40℃和-84℃(-40℉和-120℉)之间，且压力在约5巴和30巴(85磅/平方英寸和435磅/平方英寸)之间。随后在主热交换器10中热交换，经由流43从热交换器10回收的塔顶馏出物馏分的温度在约37℃和49℃(100℉和120℉)之间。塔顶馏出物馏分富含氮，且可作为低btu天然气流经由流43回收。
如上所述，混合制冷剂经由塔底物线路34从蒸馏塔塔顶馏出物分离器60回收。混合制冷剂的温度可通过减小经过控制阀65的制冷剂压力来降低。将混合制冷剂的温度降低至足以在主热交换器10中提供所需冷却的温度。将混合制冷剂通过线路35加料至主热交换器。进入主热交换器的混合制冷剂温度通常在约-51℃和-115℃(-60℉和-175℉)之间。当使用控制阀65降低混合制冷剂的温度时，温度通常降低约6℃～10℃(20℉～50℉)，且压力降低约6巴～17巴(90～250磅/平方英寸)。随着混合制冷剂穿过主热交换器10并通过线路35a排出，其被蒸发并过度受热。排出主热交换器的混合制冷剂的温度在约26℃和38℃(80℉和100℉)之间。
在排出主热交换器10后，将混合制冷剂加料至压缩器80。将混合制冷剂压缩至比蒸馏塔操作压力高1巴～2巴(15磅/平方英寸～25磅/平方英寸)的压力，和约110℃～177℃(230℉～350℉)的温度。通过将混合制冷剂压缩至比蒸馏塔压力大的压力，则不需要回流泵。已压缩的混合制冷剂流经线路36至冷却器90，在此处，其冷却至约21℃和54℃(70℉和130℉)之间的温度。可选地，可省略冷却器90，且已压缩的混合制冷剂可直接流至主热交换器10。随后，已压缩的混合制冷剂经由线路38流过主热交换器10，在此处，混合制冷剂进一步冷却并部分液化。在主热交换器中，将混合制冷剂冷却至约-9℃～-57℃(15℉～-70℉)的温度。将部分液化的混合制冷剂通过线路39引入回流分离器40中。如前述，将来自回流分离器40的塔顶馏出物28和来自蒸馏塔20的塔顶馏出物14加入至蒸馏塔塔顶馏出物分离器60中。将来自回流分离器40的液体塔底物26作为回流的流26加回至蒸馏塔20中。控制阀75、85可用于保持压缩器上的压力以促进冷凝。
用作回流(经由流26加入)的混合制冷剂使蒸馏塔20富含气相组分。随着蒸馏塔中的气体富集，塔的塔顶馏出物流在较暖的温度下冷凝，且蒸馏塔在比高NGL回收通常所需的更暖的温度下工作。
回到蒸馏塔20的回流还降低了塔顶馏出物馏分中的重烃。例如，在回收丙烷的方法中，回流增加蒸馏塔中乙烷的摩尔分数，这使得塔顶馏出物流易冷凝。此方法两次使用在蒸馏塔塔顶馏出物分离器中冷凝的液体，一次用作低温制冷剂，第二次用作蒸馏塔的回流的流。
流路28中至少一部分具有极低氮含量的混合制冷剂在到达分离器60前，可经由流动流32ex排出。在一些实施方式中，经由流动流32ex排出的部分可用于管道销售。在其它实施方式中，具有小于1摩尔％氮气的混合制冷剂流32ex可与具有大于4％氮气的高或中等btu天然气过程流混合，以产生具有4％或更低氮气的管道销售流。例如，混合制冷剂流32ex可与流52(侧线)中的中等btu天然气合并，以产生适于管道销售的天然气流。流32ex和52的流速可以是这样，即得到的产物流48具有小于4摩尔％的氮气(惰性气)含量。在一些实施方式中，可将流动流32ex加入至主热交换器10；且在热传递后，可将混合制冷剂经由流路41从热交换器10中回收，用于与中等btu流52混合。在其它实施方式中，其它过程流也可与混合制冷剂流32ex混合。
如上所述，根据本文公开的实施方式的方法使得主要方法具有灵活性，提供了有效处理具有大范围氮含量的进料气流的能力。对于图1所述的实施方式可将大部分进料气btu值作为天然气销售流回收。根据本文公开的实施方式，等压开放式制冷方法可另外包括从高或中等氮含量的流中分离氮气，针对处理条件和进料气氮含量，用于btu值的额外回收，或额外的灵活性。
现参照图2，图2示出了根据本文所公开实施方式用于氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收方法的简易流程图，其中相同附图标记表示相同部分。应理解，确立此方法的操作参数，如各种流的温度、压力、流速和组成，以实现NGL的所需分离和回收。所需操作参数也取决于进料气的组成。本领域技术人员使用已知技术，包括如计算机模拟，已能确定所需的操作参数。
将进料气通过线路12加料至主热交换器10。虽然示出了多通道热交换器，但是使用多个热交换器可实现相似结果。进料气可以为天然气、炼厂气或需分离的其它气流。在加入到设备前通常将进料气过滤和脱水，以防止在NGL单元中冻结。通常将进料气在约43℃和54℃(110℉和130℉)之间的温度和约7巴和31巴(100磅/平方英寸和450磅/平方英寸)之间的压力加入至主热交换器。将进料气通过与较冷的过程流和/或制冷剂在主热交换器10中间接热交换而冷却并部分液化，将所述制冷剂以为此方法提供额外冷却所需的量经由线路15加入至主热交换器中。例如，诸如丙烷等暖制冷剂可用于提供进料气所需的冷却。可将进料气在主热交换器中冷却至约-18℃和-40℃(0℉和-40℉)之间的温度。
冷进料气离开主热交换器10，并经由进料线路13加至蒸馏塔20。蒸馏塔20在略低于进料气压力的压力下运行，通常在比进料气压力低约0.3～0.7巴(5～10磅/平方英寸)的压力下运行。在蒸馏塔中，诸如丙烷和其它C3+组分的重烃与诸如乙烷、甲烷和其它气体的轻烃分离。重烃组分通过线路16排出在蒸馏塔的液体塔底物中，而轻组分通过蒸气塔顶线路14排出。在一些实施方式中，塔底物流16在约65℃和149℃(150℉和300℉)之间的温度下排出蒸馏塔，且塔顶馏出物流14在约-23℃和-62℃(-10℉和-80℉)之间的温度下排出蒸馏塔。
将来自蒸馏塔的塔底物流16分流，成为产物流18和送往再沸器30的再沸流22。可选地，可将产物流18在冷却器(未显示)中冷却至约15℃和54℃(60℉和130℉)之间的温度。产物流18高度富含进料气流中的重烃。在图2所示的实施方式中，产物流可富含丙烷和重组分，且如下文所述进一步处理乙烷和轻质气。或者，可操作设备，使得产物流高度富含C4+烃，且将丙烷和所制得的销售气中的乙烷一同去除。将再沸流22在再沸器30中加热，以向蒸馏塔供热。可使用常用于蒸馏塔的任何类型的再沸器。
蒸馏塔塔顶馏出物流14穿过主热交换器10，在此处，其通过与过程气间接热交换而冷却，以使塔顶馏出物流部分或完全(100％)液化。如下所述，蒸馏塔塔顶馏出物流通过线路19排出主热交换器10，并充分冷却以制得混合制冷剂。在一些实施方式中，将蒸馏塔塔顶馏出物流在主热交换器10中冷却至约-34℃和-90℃(-30℉和-130℉)之间的温度。
可将已冷却且部分液化的流19和来自回流分离器40的塔顶馏出物流28(经过控制阀75的流32)合并，并加入到蒸馏塔塔顶馏出物分离器60中。或者，如图2所示，可将流19加入至蒸馏塔塔顶馏出物分离器60中，而不与来自回流分离器40的塔顶馏出物流28(32)合并。
将蒸馏塔塔顶馏出物流19和回流器塔顶馏出物流32中的组分在塔顶馏出物分离器60中分离为塔顶馏出物流42和塔底物流34。来自蒸馏塔塔顶馏出物分离器60的塔顶馏出物流42包含甲烷、乙烷、氮气和其它轻组分。来自蒸馏塔塔顶馏出物分离器60的塔底物流34为用于在主热交换器10中冷却的液体混合制冷剂。
将塔顶馏出物流42中的组分加入至主热交换器10并加热。在常规设备中，经由来自于塔顶馏出物分离器60的流42回收的塔顶馏出物馏分的温度在-40℃和-84℃(-40℉和-120℉)之间，且其压力在约5巴和30巴(85磅/平方英寸和435磅/平方英寸)之间。在主热交换器10中经过热交换后，经由流43从热交换器10回收的塔顶馏出物馏分的温度在约37℃和49℃(100℉和120℉)之间。将塔顶馏出物馏分经由线路43送至氮去除体系100以用于进一步处理。
如上所述，混合制冷剂经由塔底物线路34从蒸馏塔塔顶馏出物分离器60回收。混合制冷剂的温度可通过减小经过控制阀65的制冷剂压力来降低。将混合制冷剂的温度降低至足以在主热交换器10中提供所需冷却的温度。将混合制冷剂通过线路35加入至主热交换器。进入主热交换器的混合制冷剂的温度通常在约-51℃和-115℃(-60℉和-175℉)之间。当使用控制阀65来降低混合制冷剂的温度时，温度通常降低约6℃～10℃(20℉～50℉)，且压力降低约6巴～17巴(90～250磅/平方英寸)。随着混合制冷剂穿过主热交换器10并通过线路35a排出，其被蒸发并过度受热。排出主热交换器的混合制冷剂的温度在约26℃和38℃(80℉和100℉)之间。
在排出主热交换器10后，将混合制冷剂加入压缩器80。将混合制冷剂压缩至比蒸馏塔操作压力高1巴～2巴(15磅/平方英寸～25磅/平方英寸)的压力，和约110℃～177℃(230℉～350℉)的温度。通过将混合制冷剂压缩至比蒸馏塔压力大的压力，则不需要回流泵。已压缩的混合制冷剂流经线路36至冷却器90，在此处，其冷却至约21℃和54℃(70℉和130℉)之间的温度。可选地，可省略冷却器90，且已压缩的混合制冷剂可直接流至主热交换器10。随后，已压缩的混合制冷剂经由线路38流过主热交换器10，在此处，混合制冷剂进一步冷却并部分液化。在主热交换器中，将混合制冷剂冷却至约-9℃～-57℃(15℉～-70℉)的温度。将部分液化的混合制冷剂通过线路39引入回流分离器40中。如前述，将来自回流分离器40的塔顶馏出物28和来自蒸馏塔20的塔顶馏出物14加入至蒸馏塔塔顶馏出物分离器60中。将来自回流分离器40的液体塔底物26作为回流的流26加回至蒸馏塔20中。控制阀75、85可用于保持压缩器上的压力以促进冷凝。
用作回流的混合制冷剂使蒸馏塔20富含气相组分。随着蒸馏塔中的气体富集，塔的塔顶馏出物流在较暖的温度下冷凝，且蒸馏塔在比高NGL回收通常所需的更暖的温度下运行。
回到蒸馏塔20的回流还降低了塔顶馏出物馏分中的重烃。例如，在回收丙烷的方法中，回流增加蒸馏塔中乙烷的摩尔分数，这使得塔顶馏出物流易冷凝。此方法两次使用在蒸馏塔塔顶馏出物分离器中冷凝的液体，一次用作低温制冷剂，第二次用作蒸馏塔的回流的流。
如上所述，将来自分离器60的含甲烷、乙烷、氮气和其它轻组分的塔顶馏出物馏分经由线路43加入至氮去除系统100。氮去除单元100可用于将氮气浓缩在一个或多个馏分中。例如，氮去除单元100，如膜分离单元，可用于制备贫氮天然气馏分47和富氮天然气馏分49。在一些实施方式中，贫氮天然气馏分可具有小于4摩尔％的氮气(惰性气)含量。
现参照图3，图3示出了氮分离单元100的一种可能实施方式，其中相同的附图标记表示相同部分。在此实施方式中，将含氮流43加入至包括压缩器150和后冷却器155的第一压缩阶段。随后可使流路156中已压缩并冷却的组分(包括甲烷、乙烷、氮气和其它轻组分)接触膜分离装置158，所述膜分离装置158包括橡胶状膜，以使甲烷和乙烷选择性地透过此膜，且使氮气在高压侧158H上浓缩。贫氮天然气馏分可经由流路159从低压侧158L回收。如上所述，随后可将贫氮天然气馏分经由流路159加入至包括压缩器160和后冷却器165的第二压缩阶段，得到可经由流路47回收的已压缩并冷却的贫氮天然气馏分。
富氮馏分可从高压侧158H回收，并经由流路166加入至第二膜分离装置168，所述第二膜分离装置168同样包括橡胶状膜，以使甲烷和乙烷选择性地透过此膜，且使氮气在高压侧168H上浓缩。诸如低btu馏分等天然气馏分可经由流路49从高压侧168H回收。贫氮馏分可经由流路169从低压侧168L回收，并加入至包括压缩器170和后冷却器175的压缩阶段，得到压缩的贫氮馏分413，其可在第一膜分离单元158的上游循环，以回收附带的轻烃。
在氮分离单元100中所实现的分离程度可根据所用的流程图来改变。例如，可将含约8摩尔％氮气的进料气43加入至膜分离单元158。在分离后，可将含约4摩尔％或更低氮气的贫氮天然气馏分(高btu馏分)经由流路47回收，且可将线路43中与进料气相比为富氮馏分(低btu馏分)经由流路49回收，所述富氮馏分含约40摩尔％或更高的氮气。在此实施例中，可将经由流路47回收的含小于4摩尔％氮气的贫氮天然气馏分直接用作销售气。
作为另一实施例，可将含约18摩尔％氮气的进料气43加入至膜分离单元158。在分离后，可将含约10摩尔％或更低氮气的贫氮天然气馏分(高btu馏分)经由流路47回收，且可将与线路43中的进料气相比为富氮馏分(低btu馏分)经由流路49回收，所述富氮馏分含约40摩尔％或更高的氮气。在此实施例中，可将经由流路47回收的贫氮天然气馏分通过诸如来自制冷剂流32的甲烷和乙烷稀释，以得到适合用作销售气的含少于4摩尔％氮气的天然气产物流。
现参照图4，其中相同的附图标记表示相同部分，图4示出了膜氮分离单元100的第二种选择。在此实施方式中，富氮馏分413未被循环，导致产生高btu流(流47)、低btu流(流49)和中等btu流(流413)，各自从膜氮分离单元100回收。
现参照图5，图5示出了根据本文所公开实施方式用于氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收的方法简易流程图，其中相同的附图标记表示相同部分。在此实施方式中，可将流路28中具有极低氮含量的一部分混合制冷剂经由流路32ex加入，并与高btu流47合并，以制得满足惰性气体组分要求的天然气产物。例如，可将具有小于1摩尔％氮气的混合制冷剂流32ex与来自氮去除单元100的具有大于4％氮气的高btu天然气产物流47混合。流32ex和47的流速可以是这样，即得到的产物流48具有小于4摩尔％的氮气(惰性气)含量。在一些实施方式中，可将流动的流32ex加入至主热交换器10；在热传递后，可将混合制冷剂经由流路41从热交换器10中回收用于与高btu流47混合。
现参照图6，图6示出了根据本文所公开实施方式用于氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收的方法简易流程图，其中相同的附图标记表示相同部分。关于图2，如上文对图2所述，将混合制冷剂28通过压力控制阀75减压，并经由流路32加入至分离器60。在此实施方式中，可用分离器60将塔顶馏出物馏分14和混合制冷剂28分离为三种馏分。富氮且贫丙烷的塔顶馏出物馏分可经由流路42从分离器60中回收，用于氮分离单元100中处理。贫氮且富含丙烷的塔底物馏分可经由流路34从分离器60回收。作为第三种馏分，中等丙烷和氮气的馏分可作为侧线经由流路51回收。随后可将侧线馏分通过流动阀95减压，加入至用在整合的热交换系统中的热交换器10，且经由流路52加入用于与高btu流47混合，产生具有适于管道销售的氮气(惰性气)组成(即小于4摩尔％氮气/惰性气)的天然气产物流48。
现参照图7，图7示出了根据本文所公开实施方式用于氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收的方法简易流程图，其中相同的附图标记表示相同部分。此流程图的大部分与图1和5所示的类似，包括侧线51。此外，氮分离单元100如图4所示和所述。在此实施方式中，可将中等btu气流413循环至分离器60，用于氮和轻烃的额外分离和回收。在循环期间，热可在热交换器10中与中等btu气流交换，且需要时，额外的热可在热交换器110中与侧线51交换，产生进入分离器60的冷却了的循环413A。
实施例
以下实施例源自模型化技术。虽然已进行此工作，但是发明人未用过去式来说明这些实施例以遵守可应用规则。
实施例1
对类似于图1所示的方法流程图进行了模拟。将具有如表1所示组成的气体进料加入至氮去除和等压开放式制冷的天然气液回收的方法中。在49℃(120℉)的温度和29巴(415磅/平方英寸)的压力下，将进料气的进料速率设为11,022kg/h(24,300lb/h)。随后将气体进料按图1所示处理，以得到高btu(混合制冷剂)流41、中等btu流52和低btu流43。模拟的结果示于表1中。
模拟时控制关键参数。设定来自流15的初级制冷以冷却和/或部分冷凝进料流和混合制冷剂，可调节制冷剂温度以最优化热转移和能量需要。调节再沸器热，以控制乙烷与丙烷的比例或其它NGL产物规格。流35的压力和温度是关键参数。这是低温混合制冷剂的主要控制参数。当流35的压力降低时，相应的温度降低，流19的温度降低，且混合制冷剂的量增加。因此，此流35的压力参数改变回到蒸馏塔20的回流，改变塔顶馏出物流的纯度。也调节流35的压力、温度和流速，以满足主热交换器10中的热转移要求。
表1
流 12 13 15 17 14 18 19 34 35
温度(℃) 48.9 -31.7 -34.4 -34.3 -36.3 106.9 -98.1 -90.4 -106.4
温度(℉) 120 -25 -30 -29.68 -33.27 224.5 -144.6 -130.8 -159.5
压力(巴) 28.6 28.3 1.5 1.4 27.9 28.3 27.6 27.6 15.4
压力(磅/平方英寸) 415 410 21.88 20.88 405 410 400 400 222.7
质量流量(kg/h) 11022 11022 9834 9834 9761 2816 9761 8782 8782
质量流量(lb/h) 24300 24300 21680 21680 21520 6209 21520 19360 19360
组分(摩尔％)
甲烷 0.7597 0.7597 0 0 0.7927 0 0.7927 0.7711 0.7711
乙烷 0.0768 0.0768 0.015 0.015 0.1126 0.0091 0.1126 0.1566 0.1566
丙烷 0.0629 0.0629 0.98 0.98 0.0486 0.4575 0.0486 0.0622 0.0622
异丁烷 0.0113 0.0113 0.005 0.005 0 0.1094 0 0 0
正丁烷 0.027 0.027 0 0 0 0.2613 0 0 0
异戊烷 0.0065 0.0065 0 0 0 0.0629 0 0 0
正戊烷 0.0066 0.0066 0 0 0 0.0639 0 0 0
正己烷 0.0037 0.0037 0 0 0 0.0358 0 0 0
二氧化碳 0.0025 0.0025 0 0 0.0029 0 0.0029 0.0041 0.0041
氮气 0.043 0.043 0 0 0.043 0 0.043 0.006 0.006
表1续
流 42 43 39 28 26 32 32ex 51 48
温度(℃) -98.4 43.3 -41.1 -41.1 -41.1 -45.3 -45.3 -95.8 43.1
温度(℉) -145.1 110 -42 -42 -42 -49.5 -49.5 -140.5 109.6
压力(巴) 27.2 26.9 33.4 33.4 33.4 27.9 27.9 27.5 27.2
压力(磅/平方英寸) 395 390 485 485 485 405 405 399.5 394.5
质量流量(kg/h) 533 533 8782 7226 1557 1999 5253 2448 7702
质量流量(lb/h) 1174 1174 19360 15930 3433 4408 11580 5397 16980
组分(摩尔％)
甲烷 0.8267 0.8267 0.7711 0.8316 0.3229 0.8318 0.8318 0.8825 0.8488
乙烷 0.0091 0.0091 0.1566 0.1297 0.3551 0.1292 0.1292 0.0103 0.0895
丙烷 0.0006 0.0006 0.0622 0.0278 0.3169 0.0279 0.0279 0.0007 0.0188
异丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
异戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正己烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
二氧化碳 0.0007 0.0007 0.0041 0.004 0.0043 0.004 0.004 0.0008 0.0029
氮气 0.1629 0.1629 0.006 0.0067 0.0008 0.007 0.007 0.1057 0.04
实施例2～5
对于实施例2～5中的各个模拟研究，将具有如表2所示组成的气体进料加入至氮去除连同等压开放式制冷天然气液回收的方法中。在49℃(120℉)的温度和29巴(415磅/平方英寸)的压力下，将进料气的进料速度设为11,181kg/h(24,650lb/h)。
表2.含氮的天然气进料组成
组分 摩尔分数
甲烷 0.7327
乙烷 0.0768
丙烷 0.0629
异丁烷 0.0113
正丁烷 0.0270
异戊烷 0.0065
正戊烷 0.0066
正己烷 0.0037
二氧化碳 0.0025
氮气 0.0700
实施例2
模拟了与图2所示相似的方法流程图，其中氮分离单元100如图3所示。在模拟中控制关键参数。设定来自流15的初级制冷，以冷却和/或部分冷凝进料流和混合制冷剂，可调节制冷剂温度以最优化热转移和能量要求。调节再沸器热量，以控制乙烷与丙烷的比例或其它NGL产物规格。流35的压力和温度是关键参数。这是低温混合制冷剂的主要控制参数。当流35的压力降低时，相应的温度降低，流19的温度降低，且混合制冷剂的量增加。因此，此流35的压力参数改变了回到蒸馏塔20的回流，从而改变了塔顶馏出物流的纯度。也调节流35的压力、温度和流速以满足主热交换器10中的热转移要求。控制氮分离单元100，以制得具有4摩尔％氮含量的贫氮(高btu)的馏分47，同时计算各分离阶段中膜的所需尺寸。对于膜尺寸，将膜的选择性，即允许通过膜的甲烷与氮气比设定为3:1。模拟的结果示于表3中，
在表7中比较了实施例2～5的应用要求和膜尺寸。
表3
流 12 13 15 17 14 18 19 34
温度(℃) 48.9 -31.7 -34.4 -34.3 -35.2 105.7 -58.3 -53.0
温度(℉) 120 -25 -30 -29.68 -31.29 222.3 -72.95 -63.42
压力(巴) 28.6 28.3 15 1.4 27.9 28.3 27.6 27.9
压力(磅/平方英寸) 415 410 21.88 20.88 405 410 400 405
质量流速(kg/h) 11181 11181 9371 9371 9974 2885 9974 1871
质量流速(lb/h) 24650 24650 20660 20660 21990 6361 21990 4124
组分(摩尔％)
甲烷 0.7327 0.7327 0 0 0.7589 0 0.7589 0.3267
乙烷 0.0768 0.0768 0.0150 0.0150 0.1171 0.0095 0.1171 0.3566
丙烷 0.0629 0.0629 0.9800 0.9800 0.0508 0.4730 0.0508 0.3110
异丁烷 0.0113 0.0113 0.0050 0.0050 0 0.1061 0 0
正丁烷 0.0270 0.0270 0 0 0 0.2536 0 0
异戊烷 0.0065 0.0065 0 0 0 0.0610 0 0
正戊烷 0.0066 0.0066 0 0 0 0.0620 0 0
正己烷 0.0037 0.0037 0 0 0 0.0348 0 0
二氧化碳 00025 0.0025 0 0 0.0030 0 0.0030 0.0043
氮气 0.0700 0.0700 0 0 0.0701 0 0.0701 0.0014
表3续
流 35 42 43 39 28 26 47 49
温度(℃) -85.3 -58.3 43.3 -34.4 -34.4 -34.4 48.9 21.9
温度(℉) -121.5 -72.91 110 -30 -30 -30 120 71.34
压力(巴) 4.0 27.6 27.2 28.9 28.9 28.9 27.6 25.9
压力(磅/平方英寸) 57.65 400 395 420 420 420 400 375
质量流速(kg/h) 1871 8296 8296 1871 194 1676 7307 990
质量流速(lb/h) 4124 18290 18290 4124 427.7 3696 16110 2182
组分(摩尔％)
甲烷 0.3267 0.8200 0.8200 0.3267 0.7737 0.2437 0.8470 0.5936
乙烷 0.3566 0.0848 0.0848 0.3566 0.1762 0.3901 0.0942 0.0055
丙烷 0.3110 0.0140 0.0140 0.3110 0.0392 0.3614 0.0156 0.0003
异丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0
正丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0
异戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0
正戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0
正己烷 0 0 0 0 0 0 0 0
二氧化碳 0.0043 0.0029 0.0029 0.0043 0.0050 0.0042 0.0032 0.0001
氮气 0.0014 0.0783 0.0783 0.0014 0.0060 0.0005 0.0400 0.4005
实施例3
模拟了与图5所示相似的方法流程图，其中氮分离单元100如图3所示。在模拟中控制关键参数。设定来自流15的初级制冷，以冷却和/或部分冷凝进料流和混合制冷剂，可调节制冷剂温度以最优化热转移和能量要求。调节再沸器热量，以控制乙烷与丙烷的比例或其它NGL产物规格。流35的压力和温度是关键参数。这是低温混合制冷剂的主要控制参数。当流35的压力降低时，相应的温度降低，流19的温度降低，且混合制冷剂的量增加。因此，此流35的压力参数改变了回到蒸馏塔20的回流，从而改变了塔顶馏出物流的纯度。也调节流35的压力、温度和流速以满足主热交换器10中的热转移要求。为了增加可在流32ex中输出的低氮天然气的量，降低流35的温度，引起混合制冷剂的质量流速和甲烷含量增加，使得过量的混合制冷剂在流32ex中离开该体系。虽然流35在较冷温度运行，但是因为甲烷含量增加，其可最终处于较高压力。调节流32的流速，以在分离器60中提供解吸气(strippinggas)。流32的氮含量低，且流32将氮气从混合制冷剂源流34中提出。控制氮分离单元100，以产生具有40摩尔％氮含量的富氮(低btu)馏分49，同时计算膜的所需尺寸(也具有3:1的选择性)。设定总体流程图计算控制，以得到具有4摩尔％氮含量的天然气销售流48。模拟的结果示于表4中，且在表7中比较了实施例2～5的应用要求和膜尺寸。
表4
流 12 13 15 17 14 18 19 34 42
温度(℃) 48.9 -28.9 -34.4 -34.3 -36.1 105.7 -100.1 -87.9 -98.2
温度(℉) 120 -20 -30 -29.68 -33.04 222.3 -148.2 -126.3 -144.8
压力(巴) 28.6 28.3 1.5 1.4 27.9 28.3 27.6 27.6 27.2
压力(磅/平方英寸) 415 410 21.88 20.88 405 410 400 400 395
质量流速(kg/h) 11181 11181 10437 10437 10201 2887 10201 8818 3646
质量流速(lb/h) 24650 24650 23010 23010 22490 6365 22490 19440 8039
组分(摩尔％)
甲烷 0.7327 0.7327 0 0 0.7570 0 0.7570 0.7495 0.8136
乙烷 0.0768 0.0768 0.0150 0.0150 0.1245 0.0095 0.1245 0.1836 0.0103
丙烷 00629 0.0629 0.9800 0.9800 0.0470 0.4734 0.0470 0.0622 0.0006
异丁烷 0.0113 0.0113 0.0050 0.0050 0 0.1061 0 0 0
正丁烷 0.0270 0.0270 0 0 0 0.2534 0 0 0
异戊烷 0.0065 0.0065 0 0 0 0.0610 0 0 0
正戊烷 0.0066 0.0066 0 0 0 0.0619 0 0 0
正己烷 0.0037 0.0037 0 0 0 0.0347 0 0 0
二氧化碳 0.0025 0.0025 0 0 0.0031 0 0.0031 0.0045 0.0007
氮气 0.0700 0.0700 0 0 0.0684 0 0.0684 0.0002 0.1748
表4续
流 43 35 28 32 32ex 26 39 47 49 48
温度(℃) 43.3 -106.4 -41.1 -45.4 -45.4 -41.1 -41.1 48.9 30.4 38
温度(℉) 110 -159.5 -42 -49.7 -49.71 -42 -42 120 86.78 100.4
压力(巴) 26.9 14.2 33.4 27.9 27.9 33.4 33.4 27.6 25.9 27.6
压力(磅/平方英寸) 390 206.0 485 405 405 485 485 400 375 400
质量流速(kg/h) 3646 8818 6894 2260 4636 1906 8817 2653 992 7289
质量流速(lb/h) 8039 19440 15200 4983 10220 4202 19440 5851 2188 16070
组分(摩尔％)
甲烷 0.8136 0.7495 0.8248 0.8248 0.8248 0.3245 0.7495 0.8811 0.5988 0.8458
乙烷 0.0103 0.1836 0.1459 0.1459 0.1459 0.3964 0.1836 0.0129 0.0022 0.0957
丙烷 0.0006 0.0622 0.0246 0.0246 0.0246 0.2743 0.0622 0.0007 0.0001 0.0154
异丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
异戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正己烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
二氧化碳 0.0007 0.0045 0.0045 0.0045 0.0045 0.0048 0.0045 0.0009 0.0002 0.0031
氮气 0.1748 0.0002 0.0002 0.0002 0.0002 0 0.0002 0.1045 0.3988 0.0400
实施例4
模拟了与图6所示相似的方法流程图，其中氮分离单元100如图3所示。在模拟中控制关键参数。设定来自流15的初级制冷，以冷却和/或部分冷凝进料流和混合制冷剂，可调节制冷剂温度以最优化热转移和能量要求。调节再沸器热量，以控制乙烷与丙烷的比例或其它NGL产物规格。流35的压力和温度是关键参数。这是低温混合制冷剂的主要控制参数。当流35的压力降低时，相应的温度降低，流19的温度降低，且混合制冷剂的量增加。也调节流35的压力、温度和流速以满足主热交换器10中的热转移要求。为了增加可输出的低氮天然气的量，降低流35的温度，混合制冷剂的质量流速和甲烷含量增加，使得过量的混合制冷剂离开该体系。虽然流35在较冷温度运行，但是因为甲烷含量增加，其可最终处于较高压力。作为去除流32ex液体天然气中低氮天然气的另一种方案，流51或冷天然气蒸气在此塔中氮气充分贫化时从分离器60中排出。可微调流39的温度和压力，以调节流26中回流的流速。增加回流的流26会降低蒸馏塔60塔顶馏出物中重质重要组分的量。控制氮分离单元100，以产生具有40摩尔％氮含量的富氮(低btu)馏分49，同时计算膜的所需尺寸(也具有3:1的选择性)。设定总体流程图计算控制，以得到具有4摩尔％氮含量的天然气销售流48。模拟的结果示于表5中，且在表7中比较了实施例2～5的应用要求和膜尺寸。
表5
流 12 13 15 17 14 18 19 34 42
温度(℃) 4.9 -28.9 -34.4 -34.3 -40.6 105.7 -103.9 -78.3 -97.7
温度(℉) 120 -20 -30 -29.68 -41.03 222.3 -155.0 -109 -143.8
压力(巴) 28.6 28.3 1.5 1.4 27.9 28.3 27.6 27.6 27.2
压力(磅/平方英寸) 415 410 21.88 20.88 405 410 400 400 395
质量流速(kg/h) 11181 11181 9675 9675 10532 2887 10532 5679 3864
质量流速(lb/h) 24650 24650 21330 21330 23220 6365 23220 12520 8518
组分(摩尔％)
甲烷 0.7327 0.7327 0 0 0.7363 0 0.7363 0.5829 0.8222
乙烷 0.0768 0.0768 0.0150 0.0150 0.1632 0.0095 0.1632 0.3581 0.0125
丙烷 0.0629 0.0629 0.9800 0.9800 0.0295 0.4734 0.0295 0.0447 0.0003
异丁烷 0.0113 0.0113 0.0050 0.0050 0 0.1060 0 0 0
正丁烷 0.0270 0.0270 0 0 0 0.2534 0 0 0
异戊烷 0.0065 0.0065 0 0 0 0.0610 0 0 0
正戊烷 0.0066 0.0066 0 0 0 0.0619 0 0 0
正己烷 0.0037 0.0037 0 0 0 0.0347 0 0 0
二氧化碳 0.0025 0.0025 0 0 0.0045 0 0.0045 0.0143 0.0010
氮气 0.0700 0.0700 0 0 0.0665 0 0.0665 0 0.1640
表5续
流 43 35 51 39 28 26 47 49 48
温度(℃) 43.3 -110.6 -91.1 -40 -40 -40 48.9 17.4 48.8
温度(℉) 110 -167.0 -131.9 -40 -40 -40 120 63.24 119.8
压力(巴) 26.9 7.4 27.5 29.6 29.6 29.6 27.6 64.8 27.6
压力(磅/平方英寸) 390 106.8 398.3 430 430 430 400 940 400
质量流速(kg/h) 3864 5679 4453 5679 3440 2241 2879 985 7330
质量流速(lb/h) 8518 12520 9817 12520 7584 4940 6348 2171 16160
组分(摩尔％)
甲烷 0.8222 0.5829 0.8186 0.5829 0.7306 0.2668 0.8866 0.5976 0.8467
乙烷 0.0125 0.3581 0.1501 0.3581 0.2436 0.6033 0.0154 0.0025 0.0944
丙烷 0.0003 0.0447 0.0266 0.0447 0.0155 0.1158 0.0004 0 0.0158
异丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
异戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正己烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0
二氧化碳 0.0010 0.0143 0.0044 0.0143 0.0144 0.0141 0.0012 0.0002 0.0031
氮气 0.1640 0 0.0003 0 0 0 0.0964 0.3996 0.0400
实施例5
模拟了与图7所示相似的方法流程图，其中氮分离单元100如图4所示。在模拟中控制关键参数。设定来自流15的初级制冷，以冷却和/或部分冷凝进料流和混合制冷剂，可调节制冷剂温度以最优化热转移和能量要求。调节再沸器热量，以控制乙烷与丙烷的比例或其它NGL产物规格。流35的压力和温度是关键参数。这是低温混合制冷剂的主要控制参数。当流35的压力降低时，相应的温度降低，流19的温度降低，且混合制冷剂的量增加。也调节流35的压力、温度和流速，以满足主热交换器10中的热转移要求。为了增加可输出的低氮天然气的量，降低流35的温度，混合制冷剂的质量流速和甲烷含量增加，使得过量的混合制冷剂离开该体系。虽然流35在较冷温度运行，但是因为甲烷含量增加，其可最终处于较高压力。液体天然气、流51在此塔中氮气充分贫化时从分离器60中排出。流51具有高百分比的液体甲烷，使得其成为低温制冷的优异来源。降低通过阀95的流51的压力为热交换器110提供了冷的制冷可用的流，所述热交换器110冷凝了源自氮分离单元100的部分高氮含量流413。此循环消耗了中等btu气流413，而非制得中等btu燃料流，并制得了更多销售气和低btu氮气流。将413a循环的流加入到分离器60增强了通过蒸馏进行的氮气-甲烷分离。可微调流39的温度和压力，以调节流26中回流的流速。增加回流的流26会降低蒸馏塔60塔顶馏出物中重质重要组分的量。控制氮分离单元100以产生具有10摩尔％氮含量的贫氮(高btu)馏分47，同时计算膜的所需尺寸(也具有3:1的选择性)。设定总体流程图计算控制，以得到具有4摩尔％氮含量的天然气销售流48。模拟的结果示于表6中，且在表7中比较了实施例2～5的应用要求和膜尺寸。
表6
流 12 13 15 17 14 18 19 34 42
温度(℃) 48.9 -28.9 -34.4 -34.3 -40.8 105.7 -99.4 -79.5 -106.7
温度(℉) 120 -20 -30 -29.68 -41.5 222.3 -147.0 -111.1 -160.1
压力(巴) 28.6 28.3 1.5 1.4 27.9 28.3 27.6 26.9 26.5
压力(磅/平方英寸) 415 410 21.88 20.88 405 410 400 390 385
质量流速(kg/h) 11181 11181 9652 9652 10542 2888 10542 6060 6672
质量流速(lb/h) 24650 24650 21280 21280 23240 6366 23240 13360 14710
组分(摩尔％)
甲烷 0.7327 0.7327 0 0 0.7350 0 0.7350 0.5860 0.8068
乙烷 0.0768 0.0768 0.0150 0.0150 0.1656 0.0095 0.1656 0.3592 0.0005
丙烷 0.0629 0.0629 0.9800 0.9800 0.0285 0.4735 0.0285 0.0408 0
异丁烷 0.0113 0.0113 0.0050 0.0050 0 0.1060 0 0 0
正丁烷 0.0270 0.0270 0 0 0 0.2533 0 0 0
异戊烷 0.0065 0.0065 0 0 0 0.0611 0 0 0
正戊烷 0.0066 0.0066 0 0 0 0.0619 0 0 0
正己烷 0.0037 0.0037 0 0 0 0.0347 0 0 0
二氧化碳 0.0025 0.0025 0 0 0.0045 0 0.0045 0.0139 0.0002
氮气 0.0700 0.0700 0 0 0.0664 0 0.0664 0 0.1926
表6续
流 43 35 51 39 28 26 413 47 49 48
温度(℃) 43.3 -113.9 -92.1 -40 -40 -40 48.9 48.9 8.5 48.8
温度(℉) 110 -173.0 -133.8 -40 -40 -40 120 120 47.27 119.8
压力(巴) 26.2 6.4 26.8 29.1 291 29.1 28.3 27.6 64.8 27.6
压力(磅/平方英寸) 380 92.72 388.9 422 422 422 410 400 940 400
质量流速(kg/h) 6672 6060 4808 6060 3807 2252 3202 2791 681 7598
质量流速(lb/h) 14710 13360 10600 13360 8394 4964 7060 6152 1501 16750
组分(摩尔％)
甲烷 0.8068 0.5860 0.8234 0.5860 0.7246 0.2604 0.7960 0.8970 0.3678 0.8520
乙烷 0.0005 0.3592 0.1474 0.3592 0.2503 0.6152 0.0003 0.0007 0 0.0904
丙烷 0 0.0408 0.0240 0.0408 0.0110 0.1108 0 0 0 0.0147
异丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正丁烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
异戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正戊烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
正己烷 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
二氧化碳 0.0002 0.0139 0.0047 0.0139 0.0140 0.0136 0.0001 0.0003 0 0.0030
氮气 0.1926 0 0.0005 0 0 0 0.2035 0.1020 0.6322 0.0400
以上模拟的结果，包括所需的膜表面积和氮回收单元(NRU)能量要求，总结在表7中。
表7
实施例 2 3 4 5
NRU能量需要(kW) 1467 342 371 579
NRU能量需要(hp) 1967 459 497 776
阶段1膜面积(m2) 1010 456 207 206
阶段2膜面积(m2) 1105 74 57 260
与实施例2相比，实施例3显示出膜和压缩要求的改变，这可根据本文公开的实施方式来实现，其中混合制冷剂在进入吸收器前被分开。氮回收单元的能量要求从每百万标准立方英尺的来自气田的气体约197hp降低至82hp，以及将膜面积降低至实施例2所需面积的约25％。这是大幅度降低，远超过本领域技术人员通过从等压开放式制冷单元分出支流(slip stream)以用于混合可预想的，且极大地改进了NGL处理的经济性，其中此经济性可用于进行甚至是小气田的高氮气体生产。实施例4包括来自吸收器的侧线，以从等压开放式制冷系统去除低氮气体，并利用高压膜NRU，使得与实施例3相比所需的膜面积进一步降低。
实施例5说明了将氮去除单元与等压开放式制冷系统整合的优点。如实施例5所示，可改变气体处理设施的整体材料平衡，同时与实施例2相比，提供可销售性更好的产品，能耗更低且要求的膜面积明显变小。在实施例5中，中等btu气的循环可为高甲烷回收提供。在实施例5中，仅有约3％的进入的甲烷作为氮清除气流中的低btu气损失。其能耗也显著低于实施例2。与实施例2相比，实施例4回收的甲烷多了4.7％，同时降低净氮回收单元的马力。
如上述实施例所示，本文公开的实施方式提供的混合制冷剂体系的响应大大增强了氮分离，并提供适用于NGL处理的体系。等压开放式制冷系统用于较冷的制冷温度，且不增加制冷压缩的压力比。此外，可采用等压开放式制冷系统，提供用于NGL回收和氮分离，与具有系列常规NGL回收和氮去除的现有技术单元操作相比，这极大地改进了NGL处理的经济性。
与直观认识相反，根据本文公开的实施方式的方法允许较高吸入压力下的较低温度。在大多数制冷系统中，需要较低吸入压力来实现较冷温度。然而，与流35、混合制冷剂相比，在实施例2中，混合制冷剂温度为-85.3℃(-121.5℉)且压力为4巴(57.65磅/平方英寸)，且具有1871kg/h(4124lb/h)的流速；然而，在实施例3中，混合制冷剂的温度为-106.4℃(-159.5℉)且压力为14.2巴(206磅/平方英寸)，且具有3646kg/h(8039lb/h)的流速。通过有利地调控流组成，本文公开的方法用于生产具有更高甲烷含量的其它的混合制冷剂，在较高吸入压力下产生较冷的温度。本文公开的实施方式提供的此类有利方法用于生产基本上无氮的天然气，可将这种天然气输出并与高氮含量气体混合，其中此类处理用于所需作用更低、所需膜表面积更少且整体处理成本更低的氮气回收单元。
如上所述，本文公开的实施方式涉及用于天然气和氮气有效分离的体系。更具体地，本文公开的实施方式允许使用等压开放式环路制冷来有效分离天然气和氮气。
本文公开的方法的优点为回到蒸馏塔的回流富含如乙烷，减少了蒸馏塔中丙烷的损失。回流也增加了蒸馏塔中诸如乙烷等轻烃的摩尔分数，使其易于冷凝塔顶馏出物流。此外，本文公开的方法两次使用了在蒸馏塔塔顶馏出物中冷凝的液体，一次用作低温制冷剂，且第二次用作蒸馏塔的回流的流。
有利地，本文公开的实施方式可用于使用与氮回收单元整合的开放式环路制冷系统，从制得的含大于4摩尔％惰性组分的气流中制备天然气销售流。与常规天然气分离方法相比，根据本文公开的实施方式的高纯度天然气流的整合可用于降低能量和膜表面积要求。更具体地，已发现，提供适当利用过程流动流，满足组成要求的天然气产物流可使用本文公开的实施方式以优异的处理效率制备。根据本文公开的实施方式，等压开放式制冷和氮回收的整合可有利地使用低氮含量的流，使得具有应用要求低、膜表面积要求低、方法灵活性和其它优点如上文所述的有效分离。等压开放式制冷和氮去除的整合在天然气系列处理与氮去除期间提供惊人的协同作用。因此，本文公开的方法不但用于低氮含量天然气流的有效分离，而且本文公开的方法提供的优点还用于制备之前在经济上不合算的高氮含量天然气流。
虽然本公开包括有限数量的实施方式，但是从本公开获益的本领域技术人员将明白，可设计不脱离本公开范围的其它实施方式。因此，本发明的范围仅由所附权利要求书限定。

Claims (5)

1.一种用于从进料气流中分离天然气液的设备，所述设备包括：
(a)热交换器，所述热交换器可操作为通过所述进料气流与一种或多种过程流之间的热交换接触而提供从进料气流中分离天然气液必须的加热和冷却；
(b)蒸馏塔，所述蒸馏塔用于接收所述进料气流并在所述蒸馏塔将所述进料气流分离成蒸馏塔塔顶馏出物流和蒸馏塔塔底物流，所述蒸馏塔塔顶馏出物流包含所述进料气流中的大量轻烃组分，所述蒸馏塔塔底物流包含大量重烃组分；
(c)第一分离器，所述第一分离器用于接收所述蒸馏塔塔顶馏出物流并将所述塔顶馏出物流分离成第一分离器塔顶馏出物流、中等氮含量的侧线流和包含混合制冷剂的第一分离器塔底物流，所述混合制冷剂在所述热交换器中用于提供过程冷却；
(d)压缩器，所述压缩器在所述混合制冷剂流已经在所述热交换器中提供过程冷却之后用于压缩所述混合制冷剂流；
(e)第二分离器，所述第二分离器用于接收所压缩的混合制冷剂流并将所压缩的混合制冷剂分离成第二分离器塔顶馏出物流和第二分离器塔底物流；以及
(f)线路，所述线路用于使所述第二分离器塔底物流穿过到达所述蒸馏塔作为回流。
2.如权利要求1所述的设备，其中所述第一分离器为蒸馏塔塔顶馏出物分离器。
3.如权利要求1所述的设备，其中所述第二分离器为回流分离器。
4.如权利要求1所述的设备，其中所述侧线流用于在热交换器中热交换。
5.如权利要求1所述的设备，其中所述侧线流从产物线中的过程排出。
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