CN106537072A - 在液化之前从贫天然气中除去重烃的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本文描述了一种用于从混合进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法。所述方法包括在一个或多个热交换器中冷却工艺物流并在多个分离器中分离冷凝化合物以形成富甲烷的产物气流。来自分馏系的所选溶剂物流和/或分离的溶剂物流被用于降低一条或多条含有高冰点烃的物流的冰点。还公开了一种相应的系统。

Description

在液化之前从贫天然气中除去重烃的方法和装置

相关申请

本申请要求2014年3月14日提交的美国临时专利申请号61/953,355的优先权。

背景

需要除去高冰点组分以避免天然气液化设备中的冷冻。液化设备的进料气体的示例性规格含有小于1体积百万分率(ppmv)苯、及小于0.05摩尔%戊烷和较重(C5+)组分。高冰点烃组分除去设备通常位于预处理设备下游以除去汞、酸性气体如CO2和H2S、以及水。

用于预处理LNG进料气体以除去高冰点烃的简单和常用系统涉及使用入口气体冷却器、用于除去冷凝液的第一分离器、进一步冷却来自第一分离器的蒸气的膨胀器(或焦耳汤姆森阀或制冷机)、用于除去额外的冷凝液的第二分离器、以及用于加热来自第二分离器的冷蒸气的再热器。再热器和入口气体冷却器通常将构成单个热交换器。来自第一和第二分离器的液流含有进料气体的苯和C5+组分，连同也已冷凝的进料气体中的一部分轻烃一起。这些液流可通过与入口气体热交换被再加热。也可进一步分离这些液流以浓缩来自可送入LNG设备的组分的高冰点组分而不会冷冻。

送入现有LNG设施中的进料气体组成可随时间变化。液体回收装置可安装在LNG设施上游的管道上用于除去C5+冷凝物以便送到精炼厂或除去丙烷和丁烷以用于局部加热要求或化工厂原料。额外的气田可投入运行，或者来自各种气田的气体混合物可变化。多种情形可导致含有较高浓度的苯的LNG设施进料气体。

如果送入现有LNG设备的进料气体变为含有比预期更多的苯，那么高冰点烃除去设备将不能满足为了避免液化设备中的冷冻所需的苯去除。另外，高冰点组分除去设备中的特定位置归因于苯的增加可冷冻。LNG设施不得不通过不再接收具有较高苯浓度的气体源来减少生产，或者如果苯浓度不能降低的话将完全停产。开发一种克服这些问题的方法和系统将是有用的。

发明概述

本文所述的第一实施方案包括一种用于从混合进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法。所述方法包括：在第一热交换器中冷却混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，在第二热交换器中冷却第一气流以冷凝至少一部分第一气流，以及在第二分离器中分离第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流作为顶部物流和第二液流。然后将第一和第二液流进料到第一分馏器中，并且在顶部物流和第三液流中除去甲烷气体作为底部物流。所述方法还包括从第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，在分馏系中分馏第三液流以获得包含C3组分和C4组分中的至少一种的再循环物流和高冰点烃物流，以及将包含C3组分和C4组分中的至少一种的再循环物流进料到第一分馏器上游位置处的过程中以降低在引入再循环物流的位置处的物流的冰点。

另一实施方案为一种用于从混合进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法，所述方法包括：在第一热交换器中冷却混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，在第二热交换器中冷却第一气流以冷凝至少一部分第一气流，以及在第二分离器中分离第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流作为顶部物流和第二液流。所述方法还包括将第一和第二液流进料到第一分馏器中，并且除去顶部物流中的甲烷气体并除去第三液流作为底部物流，从第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，在分馏系中分馏第三液流以获得烃产物流，以及将包含C3组分和C4组分中的至少一种的溶剂物流进料到在第一分馏器上游位置处的过程中以降低在引入溶剂物流的位置处的物流的冰点，由此使得能够使用较低过程温度。

另一实施方案为一种用于预处理含有甲烷和苯组分的混合进料气流以除去所述苯组分的系统，所述系统包括：第一热交换器，用于部分冷凝所述混合进料气体；第一分离器，被配置来从第一含有甲烷的气流中分离混合进料气体以形成含有C3+组分的第一液态烃流；第二热交换器，被配置来至少部分冷凝第一富甲烷的气流；第二分离器，被配置来从第二液态烃流中分离第二含有甲烷的气流；分馏器，被配置来从第一液态烃流和第二液态烃流中除去甲烷；以及溶剂入口，被配置来将包含C3组分和C4组分中的至少一种的溶剂物流进料到系统中。所述溶剂入口位于第一或第二分离器的上游，或第二分离器的下游和分馏器的上游。

又一实施方案为一种用于从混合烃进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法，所述方法包括：在第一热交换器中冷却混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，通过在第二热交换器中冷却第一气流或降低第一气流的压力来部分冷凝第一气流，以及在第二分离器中分离第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流和第二液流。所述方法还包括从第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，将第一液流进料到分馏系中，并且分馏第一液流以获得烃产物流和包含苯组分的高冰点烃；以及抽取至少一部分第二液流，提高抽取部分的压力，并且将至少一些抽取和压缩的部分再循环至第一分离器上游位置或第一分离器处的过程中以防止过程物流和过程组分的冷冻。

另一实施方案为一种用于预处理含有甲烷和苯组分的混合进料气流以除去所述苯组分的系统，所述系统包括：第一热交换器，用于冷却和部分冷凝混合进料气体；第一分离器，被配置来分离所冷却和部分冷凝的混合进料气流以形成含有C3+组分的第一液态烃流和第一含甲烷的气流；膨胀器，被配置来膨胀和部分冷凝第一含有甲烷的气流；第二分离器，被配置来分离第一含有甲烷的气流以形成第二含有甲烷的气流和第二液态烃流；增压装置，被配置来增加第一液态烃流和第二液态烃流中的至少一个的压力；以及再循环入口，被配置来将第一液态烃流和第二液态烃流中的至少一个的再循环部分送回到位于第一分离器上游处或第一分离器处的系统。

附图简述

图1示意性地描绘了根据第一实施方案从混合烃气流中提取高冰点烃的系统和工艺。

图2示意性地描绘了分馏从图1中所示的工艺获得的混合烃流的系统和工艺。

图3示意性地描绘了从气流中提取高冰点烃的系统和工艺的第二实施方案。

图4示意性地描绘了根据第三实施方案从气流中提取高冰点烃的系统和工艺。

发明详述

本文描述了一种新型低温方法，所述方法将冷冻组分(重烃，包括但不一定限于苯、甲苯、乙苯及二甲苯(BTEX))在液化之前从预处理的天然气流中提取。

在液化之前首先处理原料进气以除去冷冻组分如CO2、水及重烃。CO2和水的除去通过几个可商购获得的工艺实现。然而，冷冻烃组分通过低温过程的除去取决于有待除去的组分的类型和量。对于如C2、C3、C4的组分含量低但含有将在液化期间冷冻的烃的进料气体，冷冻组分的分离将更加困难。

下表3示出了可用于液化的典型气体组成。所述气体是非常贫的，但是具有大量重质冷冻组分。冷冻组分的分离是困难的，因为在冷却过程期间，在液流中不存在足量的C2、C3或C4来稀释冷冻组分的浓度并保护其免于冷冻。当在不存在C2至C4组分下从气体中冷凝的第一组分是重质馏分时，此问题在工艺启动期间被极大地放大。为了克服这个问题，已经开发了将在启动和正常运行期间消除冷冻问题的方法和系统。

定义：

如本文所用，术语“高冰点烃”是指苯、甲苯、乙苯、二甲苯及其他化合物，包括大多数具有至少六个碳原子的烃。如本文所用，术语“苯化合物”是指苯，以及甲苯、乙苯、二甲苯和/或其他取代的苯化合物。如本文所用，术语“富甲烷的气流”意指具有大于50体积%甲烷的气流。如本文所用，术语“增压装置”是指增加气流或液流的压力的组件，包括压缩机和/或泵。

下表1示出了所选烃的冰点。

表1

(表2中的物理性质数据来自于the Gas Processors Suppliers AssociationEngineering Data Book)

参看表1，苯具有类似于正己烷和正庚烷的沸点和蒸气压。然而，苯的冰点为约175°F更高。正辛烷、对二甲苯及邻二甲苯尤其还具有导致在上述的温度下冷冻的物理性质，其中天然气中常见的其他组分基本上不会冷凝为液体。

在实施方案中，本文所述的方法通常具有混合烃进料物流，其具有在100至20,000ppm摩尔或10至500 ppm摩尔范围内的高冰点烃含量、在80至98摩尔%或90至98摩尔%范围内的甲烷含量。富甲烷的产物流通常具有在0至500 ppm摩尔C5+或0至1 ppm摩尔苯范围内的高冰点烃含量以及在85至98摩尔%或95至98摩尔%范围内的甲烷含量。

在实施方案中，本文所述的方法通常在第一分离器中利用在10至-50 F和400至1000 psia范围内的温度和压力，且在第二分离器中利用-10至-150 F和400至1000 psia的温度和压力。如果使用第三分离器，温度和压力通常在-50至-170 F和300至700 psia的范围内。

送入液化设备的入口气体的典型规格是 < 1 ppm摩尔苯及<500 ppm摩尔戊烷和较重组分。

第一实施方案

首先参看图1，示出了部分C2+回收工艺。所述方法使用热交换器和相分离器以除去不是天然气产物部分的混合进料气体的组分。最初，可分析进料气体的冷却曲线以测定混合物的冰点。然后添加足量的非冷冻溶剂如丙烷或丁烷以将重冷冻组分保持为液相。在天然气产物分离期间产生的液体被送入脱甲烷塔中。可在冷却系中的一个或多个位置处进行溶剂注入，任选地使用不同量的溶剂，这取决于进料气体的组成和引入再循环物流的位置。

包括将液体从分离器送入脱甲烷塔中(通过预加热)的工艺包括横跨控制阀的压降。此压力下降可导致闪蒸，冷却，及在过程管线内可能的冷冻条件。为了防止冷冻，溶剂可仅在控制阀上游处添加，或添加到另一合适的位置处。在压力降下来之前，也可通过预加热分离器液体来防止烃的冷冻。溶剂添加的选择和/或预加热水平将取决于冷冻组分的量和类型。

脱甲烷塔在顶部除去甲烷和较轻组分，并且在底部回收一部分C2+组分。来自塔底的C2+物流被送入用来分离C2、C3、C4及C5+组分的分馏系。一部分C3和/或C4物流被再循环回到低温设备用于冷冻预防。图2示出了包括脱乙烷塔、脱丙烷塔及脱丁烷塔的分馏系的实施方案。一种、两种或三种不同溶剂可再循环到气体纯化系统中，只要所述溶剂基本上不含冷冻组分。在实施方案中，溶剂包含C3和C4组分。在一些情况下，使用C2组分或者也包括在混合烃溶剂再循环物流中。

本文所述的方法的一个附加优点是用于防止冷冻的溶剂如丙烷或丁烷可从进料气体中回收。操作所述方法以便添加的所有溶剂都被回收并且在此情况下不需要连续外部补充。如果设备需要回收存在于进料中的额外的C2、C3或C4，那么可在适于产生适销的C2、C3和/或C4产物的条件下运行所述方法。

表2示出了在其中可能发生冷冻的过程中的所选点处的两组数据。标记为“有溶剂”的数据组显示丙烷溶剂的注入和10摄氏度的冰点近似值。标记为“无溶剂”的数据组是相同的工艺，但没有丙烷溶剂注入。此数据组显示-23摄氏度的冰点，使得工艺不能实行。表3提供显示来自工艺的进料和产物的正常运行的物料平衡。

在图1中所示的系统启动期间，产物气流仍含有苯和较重组分，并且由于其不满足液化进料规格而需要闪蒸。然而，作为闪蒸所有产物气体直到其符合规格的代替，可将启动期间的一部分产物气体再循环回到液化过程的前端，由此减少闪蒸。另外，再循环气体中的冷冻组分比进料中要少，并且倾向于稀释通入低温设备的进料，由此有助于在冷却过程期间保护以免冷冻。再循环还加速设备的初始冷却，因为更多气体将通过设备减压装置。产物气体在表中也被称为残余气体。

表4示出了启动期间残余气体再循环和溶剂注入的条件。所示步骤是典型的启动并且列出如下：

1. 开始冷却入口气体，在分离器中开始形成液体。膨胀器被旁通，气体穿过JT阀。脱甲烷塔塔顶闪蒸。

2. 开始残余物再循环

3. 添加新鲜丙烷。增强残余物再循环。

4. 继续冷却设备。

5. 膨胀器打开。

6. 脱甲烷塔塔顶产物残留。分馏系打开。脱丙烷塔塔顶产物再循环回到入口，开始减少新鲜丙烷。

7. 继续冷却设备，减少新鲜丙烷。

8. 继续冷却设备，减少新鲜丙烷。

9. 来自分馏系的所有溶剂注入。

10. 减少残余物再循环。

11. 没有残余物再循环。减少溶剂的量。

在初始阶段期间，来自存储器的新鲜丙烷被用于防止冷冻。然而，一旦丙烷在系统中产生，来自储存器的新鲜丙烷的注入便逐渐递减。表4还显示在步骤2期间开始残余物再循环，并且持续直到步骤10。

表5示出了在无残余气体再循环或溶剂注入的启动期间的条件。该表显示从步骤4开始发生冷冻，并且对于此过程来说启动是不可能的。

图1-2中所示的实施例是针对C2+回收过程。溶剂注入和残余物再循环方案可联合其他C2+回收方案一起实施。所述工艺也可用于C3+或C4+回收过程。设备配置以及C2+、C3+和C4+组分的量根据每个应用所需而变化。

在较低温度下，冷冻组分的浓度必须降低以防止冷冻。多个液体分离点的使用导致需要较少溶剂。多个分离点的使用还由此减少除去高冰点组分所需的总冷却能量。此外，多个分离点的使用通过减少总液体冷凝来减少或消除热交换器的加热/冷却曲线中的夹点。

比除去的所有冷冻组分挥发性更大的溶剂的使用允许供重新使用的溶剂的完全分离而不会有被冷冻组分污染的可能性。此外，比冷冻组分挥发性更大的溶剂的使用允许一些溶剂在一个以上连续分离点中的液化。

在实施方案中，溶剂包含C3和/或C4烃，如丙烷和丁烷。丙烷和/或丁烷溶剂的使用提供在工艺内的液体溶剂，其具有低冷凝热/摩尔，从而使得负荷(duty)和由冷凝溶剂所致的热交换器冷却曲线偏移最小化。

重要的是，足量的溶剂组分在冷却物流(包括热交换器和压降装置)的本发明的每个步骤中在冷冻组分的冷凝和潜在冷冻时或之前作为液体存在。同样重要的是，溶剂在整个冷却过程中的每个点作为液体以足够的量存在以防止冷冻。

物流组成、温度和压力连同冰点算法一起可用于预测冷冻条件，并且可用于控制启动和稳态运行期间的溶剂注入速率和位置。可监测显示包括高于正常压降和低于正常热交换的冷冻的可能性的操作条件，并用作对于控制溶剂注入速率和位置的反馈。

本文所述的用于除去气体液化设施上游的高冰点组分的实施方案的应用要求除去所有可能在液化设备中冷冻的组分。在一些情况下，戊烷和较重组分不适用作溶剂，因为对于进入液化设备的这些组分的量存在严格限制。

图1-2中所示的工艺在气体液化设施上游的使用提供以下益处：在分馏系中溶剂组分的回收还将提供用于通常在液化设施中使用的混合制冷剂的组分。通常在进料气体中可获得并且还在下游过程中可容许的溶剂组分的使用是本文所述的某些实施方案的额外特征和益处。

溶剂的添加增加液相的密度，由此增强包括所含冷冻组分的液体从蒸气中的分离。溶剂的添加增加液体的表面张力，由此进一步增强液体的分离和回收。溶剂的添加允许冷冻组分在更高温度下冷凝和回收，其中蒸气和液体的相对物理性质对于分离更为有利。

冷冻组分稀释到溶剂当中减少在分离器中未在液相中回收的任何液滴中携带的冷冻组分液的体积，从而减小液滴遗留的消极影响。

有时可能需要设计和操作用于BTEX和C5+除去以避免冷冻的设备，其中进料组成在C3+组分方面可在极贫与极富之间变化，有一种或多种不同的平均气体组成。当进料气体是贫C3+烃时，为了避免冷冻，可能需要溶剂组分的再循环。在富C3+进料气体情况中未必需要再循环。富C3和/或C4情况可能需要最大的设备，这是由于液体的更高回收率。当被设计来接纳富气体情况时，分离器和塔将更大(参见下文)。高载荷情况可针对固定设备设置最小尺寸，并且这些尺寸可比贫气情况所需的更大。

为了所有设备都运行良好，需要所有设备在适当的设计运行点下运行以确保适当的性能。为防止贫气情况中的冷冻而进行的液体再循环具有增强设备载荷的继发效应，可能增至富C3+气体情况的相同载荷。避免冷冻的此意外结果对设备性能具有积极效果。再循环可用于防止冷冻且同时平衡对于不同进料气体情况的设备载荷。丙烷和丁烷物流的再循环可允许进料气体组成接近未改变的；不仅避免了冷冻，而且惊人地产生对于所有设备具有几乎相同的操作条件和载荷的极其类似的进料气体。

通常，调整设备操作条件以实现在不同进料气体下的所需结果。在本文所述的实施方案中，为了避免冷冻的再循环使用还造成显著的简化操作。当进料气体变化时，再循环速率可改变，并且所有其他操作条件不需要显著调整，使得操作以改变进料组成变得更容易。此方案仅需要一个项目改变，而非多个项目。

在液化之前从极贫的天然气中除去重烃和BTEX的一种新型设备设计包括至少两个分离容器、至少一个热交换器、至少一个减压装置、以及在设备的两个或更多个这些部分上游的溶剂注入点。丙烷和丁烷可容易获得，可运输并保存在设施场所的储罐中，并且可转移到固定设施中以便当进料气体被引入设备中至高达工作压力的压力时根据添加溶剂组分的顺序启动使用。一部分气体可使用压缩机再循环穿过设备而无闪蒸，使用压降装置冷却设备，添加溶剂组分直到溶剂已经建立正常运行所需的所有液体水平，并且冷却该过程至正常的工作温度。在此系统下，如果有一点延迟、消耗或闪蒸的话，那么在启动期间排放。可由入口气体获得并且也容易商购获得的溶剂的使用允许此低排放启动方法，并且还允许溶剂现场储存的再填充以供任何未来需要。

一个说明性实施方案详细示于图1中。进料气流2，通常是管道级天然气，变成物流3的一部分并且穿过入口热交换器4，由此冷却并液化至少一部分进料气体以形成冷却的进料气体6。冷却的进料气体6被送入热分离器8，其中重烃液体(即C2+烃)与较轻气体组分分离，主要是甲烷及其他不可冷凝的气体，如氮气、二氧化碳、氦气等，其可在进料气体中。热分离器塔顶气流10是由富甲烷的烃加上由热分离器8产生的任何残留的非冷凝重烃构成，该气流10随后穿过低温气体/气体热交换器18并且进一步冷却以形成冷分离器进料20用于冷分离器22。包含冷凝的重烃液体的热分离器底部物流12被从热分离器8的底部抽出并穿过热分离器底部物流控制阀14并且然后被指定为物流15。物流15与其他物流合并以形成合并的贫甲烷烃物流16。

回到冷分离器22，将在冷分离器进料20中的可冷凝的烃在冷分离器22中从富甲烷的气相中分离。该富甲烷的气相随着冷分离器塔顶物流24一起离开冷分离器22。从冷分离器22中除去可冷凝的烃以形成冷分离器底部物流26，该底部物流26穿过冷分离器底部物流加热器28并且随后穿过冷分离器底部物流控制阀30。在穿过冷分离器底部物流控制阀30之后，在低温气体/气体热交换器18中利用减压冷分离器底部物流31作为冷却介质，吸收热分离器塔顶物流10中的热量。这形成烃的贫甲烷物流32，该物流32与热分离器底部物流12合并以形成合并的贫甲烷烃16。

冷分离器塔顶物流24被送到膨胀器/压缩机34并同时膨胀和冷却以形成膨胀的和冷却的富甲烷的烃物流36。膨胀的和冷却的富甲烷的烃物流36导向膨胀器分离器38，其中任何未冷凝的、富甲烷的气体被从任何剩余的可冷凝的烃中分离以形成膨胀器分离器塔顶物流40。在膨胀器分离器中的可冷凝烃被抽取作为膨胀器分离器底部物流42，其穿过膨胀器分离器底部物流控制阀44，离开控制阀作为低压膨胀器分离器底部物流45。在冷分离器底部物流31穿过冷分离器底部物流控制阀30之后但在进入到低温气体/气体热交换器18中之前，物流45与减压冷分离器底部物流31合并。

膨胀器分离器塔顶物流40穿过脱甲烷塔回流冷凝器46作为冷却介质，由此吸收压缩的脱甲烷塔塔顶气体74中的热量。生成的富甲烷的烃物流48保持极冷并且因此被送到低温气体/气体热交换器18和入口热交换器4作为冷却介质，由此吸收相应的进料中的热量。在离开入口热交换器4之后，富甲烷的烃物流48通过膨胀器/压缩机34在第一阶段中被压缩，然后是第二阶段残余气体压缩机50，之后通过空气冷却器52冷却以形成富甲烷的进料气体54用于LNG设备。可包括副流甲烷再循环回路56和甲烷再循环回路控制阀58以允许用于LNG设备54的一部分富甲烷的进料气体再循环回到进料气体2物流。上面描述了这种再循环的目的并且将在下文中更详细地说明。

合并的贫甲烷的烃物流16被送到脱甲烷塔60并经历进一步的分馏并且除去任何残留的甲烷。除去任何残留甲烷作为脱甲烷塔塔顶物流62并且除去来自贫甲烷馏份的任何可冷凝的烃作为脱甲烷塔底部物流64。脱甲烷塔底部物流64的第一部分穿过脱甲烷塔再沸器66并回到脱甲烷塔作为脱甲烷塔再沸器进料68。然而，利用脱甲烷塔底部物流64的第二部分以形成C2+烃物流70。在脱甲烷塔塔顶气体压缩机72中压缩脱甲烷塔塔顶物流62以形成压缩的脱甲烷塔塔顶气体物流74，该物流74随后在脱甲烷塔回流冷凝器46中冷却。冷却的脱甲烷塔塔顶气体76穿过脱甲烷塔回流储液器78，其中除去任何液化部分作为脱甲烷塔回流储液器底部物流80并且作为回流物流被送回到脱甲烷塔60。冷却的脱甲烷塔塔顶物流76的气态部分被从脱甲烷塔回流储液器78中取走作为脱甲烷塔回流储液器塔顶物流82，送到脱甲烷塔回流冷凝器46中，其中脱甲烷塔回流储液器塔顶物流82被进一步冷却，之后脱甲烷塔回流储液器塔顶物流82被送到膨胀器分离器38中作为高纯度甲烷气体。

当启动上述过程时，进料气体2在中间范围烃、C3、C4及C5烃方面可为贫的，但具有显著浓度的较重烃，例如C6+烃，如环己烷、苯、甲苯等。这种可冷凝的重烃，尤其是苯，对于操作者是一个非常严重的挑战。也就是说，设备的冷态是如此以使得那些重烃可冻干并形成固体烃，这些固体烃阻碍和/或堵塞进料气体穿过到设备中。在这种情况下，在常规方法中，操作者必须停止操作并允许设备缓慢预热，由此允许固体烃熔化并排除堵塞。这产生了代价高的非有效工时和费用，而不得不重新冷却设备至处理进料气体所需的温度。操作该设备的风险不仅存在于启动期间，而且存在于进料气体的组成改变时的持续性操作期间。也就是说，如果进料气体在重烃(尤其是苯)含量上突然增加仅几个百分点，该变化可能导致冷冻的固体烃的积聚和入口交换器4、热分离器8及低温气体/气体热交换器18的堵塞。

为了解决这个问题，已经出人意料地发现，C3丙烷、C4丁烷或其混合物注入到另外的贫进料气体中显著地减少并实际上消除冷冻重烃的形成。据信C3丙烷、C4丁烷或其混合物充当针对固体重烃形成的原位“溶剂”或“防冻剂”。如图1所示，C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”可在进料气体2以物流86和/或87被引入入口热交换器4中之前的点处以物流84被注入进料气体中。在实施方案中，在低温气体/气体热交换器18之前将C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”注入热分离器塔顶物流10中可为有利的。然而，不希望受到限制，C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”的注入或使用可被注入可经受重烃冻结的许多其他位置处，举例来说，在冷分离器22之前以防止冷分离器的堵塞，作为冷分离器底部物流26或膨胀器分离器底部物流42的一部分；在低温气体/气体热交换器之前以防止流的堵塞；或甚至注入合并的贫甲烷的烃物流16中以防止冻结并堵塞那条管线。

还出人意料地发现，C3丙烷、C4丁烷或其混合物注入到进料气体及如上所述的其他位置中显著地缩短启动该设备所需的时间。需要操作者进行系统的和连续的设备冷却处理的时间可显著地减少，这是由于C3丙烷、C4丁烷或其混合物的注入有助于冷却设备并防止由在另外的贫进料气体中的冷冻重烃所引起的堵塞形成。至操作稳定性的此较短时间不仅节省了操作者的时间，而且得到实质上的环保益处。因为设备更快地冷却且具有基本上降低的重烃冻结或堵塞的风险，所以需要不合格的甲烷气体的较少排放或闪蒸。也就是说，不宜用作LNG设备的进料烃甲烷气体可经由甲烷再循环回路56被再循环和再使用，而不会担心进料气体在中间范围烃方面甚至更贫且甚至更易受重烃冻结。甲烷再循环回路56与C3丙烷、C4丁烷或其混合物注入到进料气体及如上所述的其他位置中的组合利用允许操作者实现设备的稳态运行且由此从进料阀的第一开口向LNG设备供给更高质量的合格进料。将理解运行LNG设备的这种益处，从开始运行时便具有高质量的、合格的富甲烷的进料气体。此益处通过以下事实进一步增强：本发明方法利用管道质量天然气作为主要进料源，从而为操作者实质上节约了成本。

C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”的一个来源是储存的或可商购获得的丙烷或丁烷。然而，相当多的益处可通过使用在上述过程中生成的C2+烃物流70作为所述C3丙烷、C4丁烷或其混合物的来源而实现。因此，参看图2，另一说明性实施方案包括利用所说明的过程方案生成C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”。来自脱甲烷塔60(图1中)的C2+烃物流70被送到脱乙烷塔202中。在脱乙烷塔202内，C2烃气体(在本文中一般称为“乙烷气体”)被从进料中分馏出来并且除去作为脱乙烷塔塔顶物流210。从脱乙烷塔202中取走剩余的C3+可冷凝的烃作为脱乙烷塔底部物流204。脱乙烷塔底部物流204的第一部分被送到脱乙烷塔再沸器206并且回到脱乙烷塔202中作为脱乙烷塔再沸器物流208。由C3+烃构成的脱乙烷塔塔底馏份222的第二部分被送到并且充当进料被供应到脱丙烷塔224中。回到脱乙烷塔塔顶物流210，此富乙烷的物流穿过脱乙烷塔冷凝器212，冷却，然后到脱乙烷塔回流储液器214中。在脱乙烷塔回流储液器214内，除去液化的高纯度乙烷作为脱乙烷塔回流储液器底部物流215并且经由脱乙烷塔回流泵216泵回到脱乙烷塔202作为脱乙烷塔回流物流218。一部分脱乙烷塔回流物流可被除去作为高纯度乙烷脱乙烷塔产物流-乙烷220。虽然乙烷组分从C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”中的除去可能不是必需的，但其向操作者提供了生成有价值的高纯度乙烷物流的机会，该高纯度乙烷可被出售或在精炼厂或工厂的别处使用。

来自脱乙烷塔202的C3+烃222被送到脱丙烷塔224中。在脱丙烷塔202内，C3烃气体(在本文中一般称为丙烷)被从进料中分馏出来并且除去作为脱丙烷塔塔顶物流232。从脱丙烷塔224中取走剩余的C4+可冷凝的烃作为脱丙烷塔底部物流226。脱丙烷塔底部物流226的第一部分被送到脱丙烷塔再沸器228并且回到脱丙烷脱丙烷塔224中作为脱丙烷塔再沸器物流230。由C4+烃构成的脱丙烷塔塔底馏份246的第二部分被送到并且充当进料被供应到脱丁烷塔248中。回到脱丙烷塔塔顶物流232，此富丙烷的物流穿过脱丙烷塔冷凝器234，冷却，然后到脱丙烷塔回流储液器236中。在脱丙烷塔回流储液器236内，液化的高纯度丙烷被除去作为脱丙烷塔回流储液器底部物流238并且经由脱丙烷塔回流泵240泵回到脱丙烷塔224作为脱丙烷塔回流物流242。一部分所述脱丙烷塔回流物流可以脱丙烷塔产物流-丙烷244被除去作为高纯度C3烃物流。

来自脱丙烷塔224的C4+烃物流246被送到脱丁烷塔248。在脱丁烷塔248内，C4烃气体(在本文中一般称为丁烷)被从进料中分馏出来并且除去作为脱丁烷塔塔顶物流256。从脱丁烷塔248中取走剩余的C5+可冷凝的烃作为脱丁烷塔底部物流250。脱丁烷塔底部物流250的第一部分被送到脱丁烷塔再沸器252并且回到脱丁烷塔248作为脱丁烷塔再沸器物流254。由C5+烃及其他高冰点组分构成的脱丁烷塔塔底馏份250的第二部分被送到并且充当进料供应到工厂或精炼厂中的其他单元作为天然气冷凝物流270。回到脱丁烷塔塔顶物流256，此富丁烷的物流穿过脱丁烷塔冷凝器258，冷却，然后到脱丁烷塔回流储液器260中。在脱丁烷塔回流储液器260内，液化的高纯度丁烷被除去作为脱丁烷塔回流储液器底部物流262并且经由脱丁烷塔回流泵264泵回到脱丁烷塔248中作为脱丁烷塔回流物流266。一部分所述脱丁烷塔回流物流可以脱丁烷塔产物流-丁烷268被除去作为高纯度C4烃物流。

来自脱丙烷塔产物流-丙烷244的高纯度C3烃物流和来自脱丁烷塔产物流-丁烷268的高纯度C4烃物流可单独和/或组合使用并且用作如上所述的C3丙烷、C4丁烷或其混合物“防冻剂”。因此，通过这种操作，可在本文所述的LNG设备进料预处理工艺的持续性操作过程中生成实质上降低风险或防止冷冻重烃堵塞物形成所需的材料。

第二实施方案

图3示出了冷冻组分去除工艺的另一实施方案，其利用过程中回收的C3和C4并在分馏部分塔中分离以通过将这些C3和/或C4再循环到设备中的点处稀释冷冻组分在过程物流的液体部分中的浓度来防止冷冻。在过程中最经受冷冻的点包括其中液体通过横跨控制阀的压降自动制冷的点，以及在其中冷冻与非冷冻组分的比率在液相中较高的冷却期间的任何点，包括当离开分离器的蒸气流进一步被冷却时初期液体形成的点。

图3中的分馏单元包括工业标准蒸馏塔并且通常将包括至少一个脱乙烷塔以从回收的液体中除去甲烷和乙烷，和脱丁烷塔以将C3和C4组分与可在主过程中冷冻的C5+、苯及其他较重组分分离。回收的C3和C4组分可完全被再循环以用于防冻，或者可替代地作为产物被出售或被送到纯化的主气流的液化中。

图3还描绘了一个实施方案，其中在冷分离器中回收的所有或一部分液体被再循环以进入冷分离器上游的一个或多个点，包括进入热交换器中的进料气流。以虚线示出的设备是包括第二实施方案的额外的设备。

表6，冷冻抑制，呈现了在其中可能发生冷冻的过程中的所选点处的数据组。“第一实施方案”数据组利用完全再循环以及来自分馏的C3和C4物流的注入，并且显示冰点。“第二实施方案”数据组包括第一实施方案的再循环并且还利用第二实施方案的工艺。

表6. 冷冻抑制

“(L)”表示物流的“液相”部分。“注1”：当检测到部分冷却时交换器中的冰点；冷冻的摄氏度是第一个数字，且第二个是冷冻发生的温度。负数表示冷冻。正数表示超过冰点的度数，且在交换器的情况下，表示交换器中冷冻的最接近的近似值。

表7. 进料、产物及循环物料平衡

表7是第二实施方案的总物料平衡加上再循环物流。还包括第一实施方案物流26以便与第二实施方案物流208的组成比较，第二实施方案物流208是冷分离器循环泵下游的冷分离器底部液的一部分。

下表8提供第一实施方案和第二实施方案的所选物流和分离器条件。

表8. 分离器条件和再循环速率

配置和操作条件可根据由第二实施方案构成的每个应用而变化。

至少，第二实施方案包括实现以下操作所必需的设备：将一部分冷凝液从一个分离器再循环到上游的分离器，造成上游分离器中较大量的冷冻组分的除去，其中在上游分离器和再循环液来源的分离器两者的液体中有较低浓度的冷冻组分。

第二实施方案可包括一部分冷分离器底部物流再循环到冷分离器上游过程中的一点所必需的设备。

冷分离器液体再循环物流可被送到以下一个或多个位置处：设备入口气体、进入第一交换器的入口气体、离开第一交换器的入口气体、热分离器上单独的喷嘴、及其他上游位置。冷分离器液体再循环物流可在一个或多个入口气体热交换器中再加热。热交换器通常是由钎焊铝制成的高效多物流热交换器或其他高效设计和构造。

从分馏部分再循环的物流不限于C3/C4混合物；可使用含有来自C2至C4的任何或所有组分的物流，并且也可使用一部分C5，只要所用的浓度不导致冷冻。

第一实施方案的说明性实施方案示于图3中。进料气体302，通常是管道级天然气，被送过入口阀380，作为物流304离开。此物流穿过热交换器382，冷却并液化至少一部分进料气体以形成冷却的进料物流气体306。冷却的进料气体物流306被送入热分离器384，其中较重的烃类液体(即C2+烃)被从较轻气体组分中分离，主要是甲烷及其他不可冷凝的气体如氮气，其可在进料气体中。热分离器塔顶物流308由富甲烷的轻烃加上由热分离器384产生的任何残留的非冷凝重烃构成，该物流308随后穿过冷交换器388并且进一步冷却以形成冷分离器进料物流310，进料物流310进入冷分离器390中。包含冷凝的重烃液体的热分离器底部物流335被从热分离器384的底部抽出并穿过热分离器底部物流阀386，作为物流336离开。

回到冷分离器390，将在冷分离器进料物流310中的可冷凝的烃在冷分离器390中从富甲烷气相中分离。该富甲烷气相随着冷分离器塔顶物流312一起从冷分离器390抽出。从冷分离器390中除去可冷凝的烃以形成冷分离器底部物流326，其一部分穿过冷分离器底部物流控制阀392。在穿过冷分离器底部物流控制阀392之后，减压冷分离器底部物流阀出口物流328与一部分膨胀器出口分离器液流318在物流318穿过膨胀器出口温度控制阀400之后混合。在冷交换器388中利用混合物流330作为冷却介质并且由此吸收热分离器塔顶物流308中所包含的热量。由此形成烃的贫甲烷物流，该物流与热分离器底部物流阀出口336合并以形成热交换器液体入口337。在热交换器382中加热物流337，作为热交换器液体出口物流338离开，并且被送到分馏区408。

剩余部分的冷分离器底部物流326进入冷分离器循环泵402，增压并且作为冷分离器循环泵出口物流403离开。然后物流403流过冷分离器再循环流量控制阀404，在冷交换器388中再加热并被送到上游的某些点，其可包括冷分离器再循环至热分离器物流406，和或被送过热交换器并被送到进料气体作为冷分离器再循环至进料气体物流408。冷分离器进料(气体)物流310可流过冷分离器入口减速阀412以提供冷分离器中的额外液体的自动制冷和生成以用于在启动期间再循环。

冷分离器塔顶物流312被送到膨胀器394且同时膨胀并冷却以形成膨胀器出口物流314。此物流进入膨胀器出口分离器396，其中任何未冷凝的、富甲烷的气体被从任何剩余的可冷凝的烃中分离以形成膨胀器分离器塔顶物流316和膨胀器分离器底部物流318。一部分底部物流318穿过该膨胀器出口分离器液位控制阀398，作为冷物流420离开，将其送到分馏部分408。

物流320和物流338进入分馏部分408。通常最少两个蒸馏塔安装在分馏区域中。此区域利用标准设备以便将进料气流分离到设施所希望的任何馏份中。至少，C5+和苯的重冷冻组分被分离以便不再循环到过程中，且这些组分作为来自分馏物流364的苯和C5+离开分馏部分408。还必须生成适于再循环到过程中以抑制冷冻的物流，其通常由如本发明实施例中所用的丙烷、丁烷或丙烷/丁烷混合物制成。在本发明实施方案中再循环的C3和C4混合物作为C3和C4物流362离开。一部分物流362可被出售或供在设施的别处使用，或用于补充储存器中的C3和C4作为物流366，其可用于启动。来自储存器的补给C3和C4可在物流368中供应。C3和C4进料气流372是来自物流362(或368)的液体，其被再循环到设备入口。一部分C3和C4还可被送到其他设备，如由C3和C4至热分离器塔顶物流374以及C3和C4至冷分离器塔顶物流376所示。

膨胀器分离器塔顶物流316穿过冷交换器388和热交换器382作为冷却介质，变成再加热的膨胀器分离器塔顶物流343。来自分馏物流360的C1和C2也在冷交换器388和热交换器382中再加热并且和物流343一起变成物流344。物流361可在被再加热之后使用压缩机来增压。物流344进入膨胀器压缩机402，作为压力更高的再压缩机入口物流348离开，并且被送到再压缩机404，作为物流405在更高压力下离开。然后在空气冷却器406中冷却并且作为冷却的再压缩机出口物流352离开。可包括侧流甲烷再循环回路356以允许一部分冷却的再压缩机出口物流352的再循环，从而使得进料气体再循环用于在低进气速率之时装载固定设备，或者有助于设备的初始冷却。

图3的实施方案可结合图1-2的实施方案来使用。对可供设备中的再循环和积累利用的C3和C4的量存在严格限制。一个是进料气体中的C3和C4的量。第二是在纯化蒸气达到除去高冰点组分的规格的点处在平衡条件下的这些组分的损耗。第二个限制点是膨胀器出口分离器蒸气，其中塔顶蒸气产物满足LNG进料气体规格。这同样也是冷冻组分去除过程中最冷的、最低压力的位置。物流316中的C3和C4组分被送到LNG过程中并且不再可用于再循环。在来自分馏的C1和C2物流360中也存在相对较小的C3和C4组分损耗并且来自分馏部分408有甚至更小的C5+物流损耗。

如表6和8所示，即使当来自分馏部分408的基本上所有可利用的C3和C4都已再循环，冷冻仍将在过程中发生。C3和C4的再循环增加了这些组分在进料中的量至其逸出膨胀器出口分离器并已达到平衡点的程度。注意含有少量C3和C4的来自分馏的再循环物流360实质上不影响这些结果。

发现一部分冷分离器底部物流326至热分离器384上游的再循环可具有一些价值。一部分冷分离器底部物流326再循环的结果是令人惊讶的。一部分含有大量苯的此低质量液体再循环至热分离器384的上游产生了一个内循环回路，该回路(1)允许高再循环速率，这增加了热分离器塔底液体335中回收的苯量；(2)同时降低热分离器塔底液体335中的苯浓度；(3)减小热分离器塔顶物流308中的苯量和浓度；(4)减小冷分离器底部物流326中的苯量和浓度；(5)减小冷分离器塔顶物流312中的苯量和浓度；(6) 减少冷分离器塔顶物流312之后所有点中的苯；(7)增加热分离器入口物流和冷分离器入口物流中的液体百分比，从而允许更佳的分离，且最重要的是(8)改变使用第一实施方案已经是冰点的过程中的所有位置至不再是冰点。冷分离器底部物流326对于再循环的使用还可有助于启动，因为新阀在冷分离器390上游处的使用将允许压降、自动制冷并且生成液体，而不用下游膨胀器。在分离器中的更高液体浓度还允许在更高压力下操作，而不会接近送入分离器中的蒸气/液体混合物的关键点。所有C5+组分都以与苯相同的方式受到此新再循环的影响；在热分离器塔底液流335中除去所有这些潜在冷冻组分中的大部分，并且浓度在过程中的下游的所有点处降低。

概括地说，低质量的、苯污染的、冷分离器底部物流326作为再循环的使用造成了上游的苯去除的增加，这又通过降低所有C5+组分的浓度提高了冷分离器底部物流的质量。

表7包括第一和第二实施方案的冷分离器塔底液流326的流速和组成。第二实施方案再循环此物流的大部分；然而，至分馏的净流速未改变。这证明了此物流作为再循环的使用不会以第一实施方案的C3和C4再循环的方式经受最大可能的速度。第二实施方案的再循环也不会影响分馏部分408中的设备定型，如同第一实施方案的再循环一样。轻组分至分馏的量通过使用第二实施方案而减少。

表8也示出了第二实施方案再循环的使用提高了进入所示三个分离器(具体说来，冷分离器)中的物流中的液体百分比。液体百分比和液体体积的增加使得分离器蒸气流中的液体的任何遗留风险减至最低，因为在每个分离器中的每个液滴还含有较少的C5+冷冻组分。

表6示出了有和没有第二实施方案的再循环的冷冻温度近似值的变化。显然，第二实施方案的使用消除了当仅利用第一实施方案时存在的所有冰点。

表8还示出了热分离器、冷分离器及膨胀器分离器操作温度和压力从第一实施方案到第二实施方案几乎未改变。

在第二实施方案的实际实施方式中存在许多变型，其中几个非限制性实施例如下简单描述：

热分离器384可用多级塔代替，其中冷分离器液体再循环物流408作为送至塔中的塔顶进料并且热分离器进料物流406作为塔底进料来运送。冷分离器液体再循环物流408可被送到所连接和堆叠的两个或更多个热分离器的最高压力分离器以便作为多级塔来操作，其中热分离器进料物流被送到最低压力分离器。

膨胀器出口分离器396操作压力可增加以降低气体再压缩要求，只要操作条件产生气相中的C3和C4溶剂的可接受的损耗。热交换器382和热分离器384压力可高达是有利的，只要液体的物理性质允许热分离器中的蒸气和液体的充分分离。增加操作压力可降低再压缩要求。

冷分离器液体再循环物流408可被送到高压进料气体中以便提供混合物流的物理性质充分允许在热分离器384中的蒸气/液体分离。有时，冷分离器液体再循环物流408的使用可允许所有分离器在比无再循环的情况下下将可能达到的更高的压力下操作，从而通过减小设施中的压降来降低总体工作功率要求。

冷分离器入口减压阀412可用于降低冷冻的可能性并且增加操作的灵活性，尤其是在启动期间。此阀门可仅仅用作焦耳-汤姆森(JT)阀，或者联合膨胀器394或膨胀器旁通JT阀。以此方式，初始启动冷却可包括使用冷分离器322作为冷却期间的初始液体形成点，并且冷分离器液体再循环物流408可用于加速冷却。

分离器液体再循环可用交换器中的入口气流冷却，或者作为单独的物流和交换器路径。分离器再循环液体可引入交换器中的中间点。

增加交换器中实现的最低温度同时冷却进料气体可造成分离器液体再循环不为交换器通道中所需。这可使得再循环可用于其他位置。

第二实施方案可增强C5+和BETX(包括苯)组分在设施的暖区中的去除，并且可使冷分离器390和膨胀器分离器396中的C5+和苯的浓度减至最低。再循环可施加于一个以上位置处。

第二实施方案的两个或更多个应用可以是连续的。以此方式，来自膨胀器分离器396的一部分液体在压力上可增加并且再循环到冷分离器390或上游冷交换器388，并且来自冷分离器390的一部分液体在压力上可增加并且再循环到热分离器384或上游热交换器382。

实施方案的两个或更多个应用可以是嵌套的。以此方式，来自膨胀器分离器396的一部分液体在压力上增加并且再循环到热分离器384或热交换器382，并且来自冷分离器390的一部分液体在压力上也增加并且再循环到热分离器384或热交换器382。

较轻组分物流，如物流C1和C2分馏物流360可再循环到膨胀器出口分离器396上游过程中的任一点。

在如上所述的所有应用中，压力增加并且再循环的液体可在热交换器382、冷交换器388或添加到系统中以提供有效的热回收的任何其他交换器中加热。

第三实施方案

已发现一个新型改型，用于当现有高冰点组分除去设施的进料气体的组成改变以含有更多苯时。惊人地，泵的加入或改变物流的路线允许操作继续采用比原始设计中显著更高的入口苯含量，同时处理能力的降低程度最小。

在此实施方案中，实施例A是一个对照，其示出了如果进料物流中的苯浓度相对较低时将奏效的方法。在实施例A中，进料物流中的苯浓度是60 ppmv。实施例B是一个对照，其示出了当进料具有更高的苯浓度时实施例A的方法和系统的问题。在实施例B中，进料物流中的苯浓度是91 ppmv并且该方法由于系统中的高冰点烃的冷冻而不能操作。实施例C示出了新的实施方案，其能够针对现有系统进行改型，并且其可在进料物流中的高浓度苯的情况下使用。实施例C的实施方案是多用途的，因为其也可用于进料物流中的中等或低浓度苯的情况下。在本文所述的实施例C的型式中，进料物流中的苯浓度是91 ppmv并且系统中没有发生冷冻。

实施例C的实施方案示于图4中。为了便于理解对照实施例A和对照实施例B，图4的某些部分将在对照实施例A和B的描述中提及。

实施例A – 对照

所选的材料物流提供于表9中。对于所选物流的苯冷冻的近似值也示于表9中。在实施例A中，进料气体的苯组成是60 ppmv。

参看图4，含有60 ppmv苯的进料气流501进入并在交换器550中冷却，形成部分冷凝的物流502，其进入第一分离器551。(在实施例A中没有物流512)物流503作为来自第一分离器551的蒸气进入减压装置552(膨胀器或JT阀)，其降低进料气体的压力并从物流中提取能量。离开减压装置552的温度降低的物流514已经部分冷凝，并且被送到第二分离器553。来自第二分离器553的蒸气流515在交换器550中再加热以提供进料气流501的冷却，并且作为物流516离开。在实施方案中，物流516被送到LNG液化设施中。

物流516满足进入液化设备的苯和C5+烃的规格。典型规格是1 ppmv苯或更少，和0.05摩尔% C5+或更少。

来自第一分离器551的液流517在横跨液位控制阀555上的压力降低，作为物流518离开。此部分汽化和自动制冷的物流在交换器550中通过针对进料气流510的交换被再加热，作为物流513离开。

来自第二分离器553的液流559在横跨液位控制阀554上的压力降低，作为物流504离开。在对照实施例A中，没有泵556。此部分汽化和自动制冷的物流在交换器550中通过针对进料气流510的交换被再加热，然后与物流518合并，作为一部分物流513离开该过程。物流513含有除去的高冰点烃。表9示出了对照实施例A的过程条件和苯浓度。实施例A中冷冻的最接近的近似值在物流518中是7华氏度。表10示出了对照实施例A的总物料平衡，包括进料和出口物流的组成。还示出了分离器底部物流的组成和过程条件。纯化气流516含有< 1ppm苯和< 0.05% C5+，满足了用于供给LNG设施的典型纯度规格。

表10-实施例A的总物料平衡

实施例B

对于实施例B，进料气体的苯组成是91 ppmv。其他组分被归一化以适应此苯变化。条件提供于表11中并且总物料平衡示于表12中。工作压力与实施例A中相同。结果是：冷冻的近似值对于一些物流是负的，其中物流514和518现低于液体中的苯冰点。物流518的冰点在其中形成第一液体的入口喷嘴附近的膨胀器之内。如为实施例A设计的设备将在实施例B的更高苯含量下冷冻。还注意到，在物流516中的苯浓度，纯化气体高于实施例A中的并且现在是0.7 ppm(表11，苯速率除以总速率)。

表12-实施例B的总物料平衡

实施例C

此实施例解决了实施例B中存在的问题。参看图4，此实施方案将泵556加入第二分离器553的液体出口处。泵出口物流520遵循图4中所示的路径，穿过阀554以变成物流504并穿过交换器550。然而，所有或一部分物流504不汇合物流518以变成物流513，如先前实施例中。在此实施例中，含有按照实施例B的摩尔量的苯的所有物流512都再循环回去以汇合入口物流510，需要将苯从其中除去的入口气体。

参看图4，含有91 ppmv苯的进料气流501进入并在交换器550中冷却，形成部分冷凝的物流502，其进入第一分离器551。物流503作为来自第一分离器551的蒸气进入减压装置552(膨胀器或JT阀)，其降低进料气体的压力并从物流中提取能量。离开减压装置552的温度降低的物流514已经部分冷凝，并且被送到第二分离器553。来自第二分离器553的蒸气流515在交换器550中再加热以提供进料气流501的冷却，并且作为物流516离开。在实施方案中，物流516被送到LNG液化设施中。物流516满足进入液化设备的苯和C5+烃的规格。

来自第一分离器551的液流517在横跨液位控制阀555上的压力降低，作为物流518离开。此部分汽化和自动制冷的物流在交换器550中通过针对进料气流510的交换被再加热，作为物流513离开。

来自第二分离器553的液流559在泵556中在压力上增加，作为物流520离开泵。此物流穿过液位控制阀554，作为物流504离开。此部分汽化和自动制冷的物流在交换器550中通过针对进料气流510的交换被再加热，然后再循环并且与进料气流501混合以形成气流510。

物流513含有除去的高冰点烃。在某些实施方案中，物流504可被分开并且物流504的第一部分在物流512中再循环，而第二部分与物流518合并以形成物流513。

表13示出了实施例C的所选物流，以及此新的物流路线的意外结果。通过再循环第二分离器液，实施例B中的是13%入口气体苯和24%回到入口的入口C5+，避免了冷冻。虽然再循环物流512含有显著的冷冻组分，但乙烷、丙烷和丁烷的中间挥发性组分至入口的再循环对该过程比再循环冷冻组分有更大影响。额外的中间组分允许物流510进料气体的更高冷凝百分比，从而使得苯和C5+去除的完全要求在第一分离器551的液体出口中出现。额外的中间组分还允许冷冻组分去除在冷却期间在交换器中在没有冷冻的情况下发生，或者横跨液位控制阀555在减压下冷冻。这会发生是因为中间组分与冷冻组分的比率在第二分离器液中比在第一分离器液中更高。与冷冻组分的再循环相比，中间组分的再循环对入口交换器和第一分离器中的冷冻可能性具有更大影响。注意到冷冻的近似值现在比在对照实施例A中更低，即使是实施例C的高得多的进料气体苯含量。

对于实施例C，在初始过程中进行的唯一添加是添加泵并且纳入再循环系用于再循环物流512。这对于否则将不能操作的设备来说是非常经济的安装。如表13中所示，最接近冷冻的近似值现在在物流18中是10华氏度。注意到在实施例B中物流518含有5.68 Ib-mol/hr的苯。在实施例C下，苯的Ib-mol在物流518中增至6.55中，但该浓度在实施例B中从4.45%减少到3.17%的物流。-2华氏度的冰点现在是冰点以上10华氏度。所有所需的苯去除都在此时发生。物流518中的苯浓度现在在实施例C中比其在实施例A中的要低，当进料中的苯浓度是实施例C中的苯的2/3时。

表14

实施例C确认了用于从液化设备的进料气体中回收高冰点组分如苯的方法的可行性和新颖性，所述方法包括一个或多个交换器、至少一个减压装置、以及两个或更多个分离器，其中来自低压分离器的一部分液体被再循环到更高压力的分离器以防止冷冻。

在一些情况下，所用的热交换器路径可能不针对抽吸液体以便能够再循环至入口气体所需的压力进行设定。如果是这样的话，不安装泵，并且再加热的和部分汽化的物流在额外的容器中被分离，并且液体被从容器中泵至入口。额外的分离器蒸气也可被压缩至入口(如果需要的话)以实现完全可能的结果。或者，用于此路径的新交换器可作为单独的组件被添加。

实施例D

在另一实施方案中，如果设施的入口气体在冷冻组分去除设施的上游被压缩，那么不需要泵并且再加热的蒸气和液流512可只是下降至入口压缩机压力以便在没有额外设备的情况下再循环。如果需要的话，可添加外部热以确保汽化成进料气体。

实施例E

在另一实施方案中，来自任何分离器的液体被再循环到任何上游分离器以便促成早先在过程中和在额外的液态烃存在下的额外的高冷冻组分的回收，并且以此方式避免了在过程中的任何点处的冷冻。

实施例F

在又一实施方案中，图4的方法未改变。物流513，包含所除去的高冰点组分和共同回收的轻烃的回收的烃物流，可被分为C5+和苯组分物流以及丁烷和较轻组分的物流。这可能已在根据实施例C改型的现有设施的原始设计中实现。不管分馏设施是新的抑或现有的，丁烷和较轻组分物流至设备入口的再循环将促成额外的液体在回收设备中的形成并且降低冷冻的可能性。

所公开的所有方法和装置均无需过度实验即可根据本公开来制作并实施。虽然本发明的方法已根据说明性实施方案进行了描述，但对本领域技术人员显而易见的是，可在没有背离本发明的原理和范围下对方法和装置以及本文所述的方法步骤或步骤顺序做出改变。为本领域技术人员显而易见的所有这种相似取代和修改被认为是在如所附权利要求书所定义的本发明的范围和原理内。

Claims (43)

1.一种用于从混合进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法，所述方法包括：

在第一热交换器中冷却所述混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，

在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，

在第二热交换器中冷却所述第一气流以冷凝至少一部分所述第一气流，

在第二分离器中分离所述第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流作为顶部物流和第二液流，

将所述第一和第二液流进料到第一分馏器中，并且除去顶部物流和第三液流中的甲烷气体作为底部物流，

从所述第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，

在分馏系中分馏所述第三液流以获得包含C3组分和C4组分中的至少一种的再循环物流和高冰点烃物流，以及

将包含C3组分和C4组分中的至少一种的再循环物流进料到所述第一分馏器上游位置处的过程中以降低在引入所述再循环物流的位置处的物流的冰点。

2.如权利要求1所述的方法，其中将所述再循环物流与所述第一分离器上游处的进料气流合并。

3.如权利要求1所述的方法，其中将所述再循环物流与所述第一液流合并。

4.如权利要求1所述的方法，其中将所述再循环物流与所述第二液流合并。

5.如权利要求1所述的方法，其中将所述再循环物流与所述第一气流合并。

6.如权利要求1所述的方法，其中所述第一分离器包括热分离器并且从所述第一分离器中获得的第一液流含有C2组分。

7.如权利要求1所述的方法，其中所述第二分离器包括冷分离器。

8.如权利要求1所述的方法，进一步包括在所述第二分离器下游处的第三分离器，其中来自所述第三分离器的底部物流被进料到所述第一分馏器并且所述顶部物流包含所述富甲烷的产物气流的至少一部分。

9.如权利要求7所述的方法，其中将所述再循环物流与来自所述第三分离器的底部物流混合。

10.如权利要求8所述的方法，其中来自所述第二分离器的顶部物流在被进料到所述第三分离器之前膨胀。

11.如权利要求10所述的方法，其中所述富甲烷的产物气流具有至少80摩尔%甲烷的甲烷含量。

12.如权利要求1所述的方法，进一步包括在设备启动期间将所述富甲烷的产物气流的一部分与所述混合进料气流混合。

13.如权利要求1所述的方法，其中将非冷冻组分的物流添加到来自外部来源的混合进料气流中以使所述系统能够初始启动和冷却下来而不会冷冻直到实现允许来自所述进料气体的非冷冻组分充分冷凝以可供再循环的温度。

14.如权利要求1所述的方法，进一步包括在分离大部分最高冰点组分之后使用膨胀器自动制冷富甲烷的第二气流，其中自动制冷的富甲烷的第二气流被用于冷却所述进料气体。

15.如权利要求1所述的方法，其中一部分回收的非冷冻组分通向所述进料气体的再循环改变组成以使得所述进料气体的组成类似于较富的进料气体，所述进料气体需要较少或不需要再循环以避免冷冻。

16.如权利要求15所述的方法，其中一部分回收的非冷冻组分的再循环将进料气体组分的总冷凝增强至接近当所述进料气体的甲烷含量较高时设备中的条件，从而使得不管所述进料气体是否富含甲烷，所有固定设备都在相似条件下操作。

17.如权利要求1所述的方法，其中包含C3组分和C4组分中的至少一种的物流的再循环增加进入所述第一和第二分离器的物流中的液体体积百分比并且稀释所述液体中的高冰点烃的浓度，由此减少由于不完全的液体回收而与蒸汽流一起离开所述分离器的高冰点烃的量。

18.如权利要求1所述的方法，其中所述再循环物流进一步包含C2组分和C5组分中的至少一种。

19.一种用于从混合进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法，所述方法包括：

在第一热交换器中冷却所述混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，

在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，

在第二热交换器中冷却所述第一气流以冷凝所述第一气流的至少一部分，

在第二分离器中分离所述第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流作为顶部物流和第二液流，

将所述第一和第二液流进料到第一分馏器中，并且除去顶部物流中的甲烷气体并除去第三液流作为底部物流，

从所述第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，

在分馏系中分馏所述第三液流以获得烃产物流，以及

将包含C3组分和C4组分中的至少一种的溶剂物流进料到在所述第一分馏器上游位置处的过程中以降低在引入所述溶剂物流的位置处的物流的冰点，由此使得能够使用较低过程温度。

20.一种用于预处理含有甲烷和苯组分的混合进料气流以除去所述苯组分的系统，所述系统包括：

第一热交换器，用于部分冷凝所述混合进料气体，

第一分离器，被配置来从第一含有甲烷的气流中分离所述混合进料气体以形成含有C3+组分的第一液态烃流，

第二热交换器，被配置来至少部分冷凝第一富甲烷的气流，

第二分离器，被配置来从第二液态烃流中分离第二含有甲烷的气流，

分馏器，被配置来从所述第一液态烃流和所述第二液态烃流中除去甲烷，以及

溶剂入口，被配置来将包含C3组分和C4组分中的至少一种的溶剂物流进料到所述系统中，所述溶剂入口位于所述第一或第二分离器的上游，或所述第二分离器的下游和所述分馏器的上游。

21.如权利要求20所述的系统，进一步包括位于所述第二分离器下游的膨胀器、位于所述膨胀器下游和脱甲烷塔上游的第三分离器、以及被配置来将底部物流从所述第三分离器进料到所述分馏器的管线。

22.一种用于从混合烃进料气流中除去包括苯化合物的高冰点烃的方法，所述方法包括：

在第一热交换器中冷却所述混合进料气流以冷凝至少一部分C3、C4及C5组分和高冰点烃，

在第一分离器中分离冷凝的C3、C4、C5组分和高冰点烃以形成第一液流和第一气流，

通过在第二热交换器中冷却所述第一气流或降低所述第一气流的压力来部分冷凝所述第一气流，

在第二分离器中分离所述第一气流的冷凝部分以形成富甲烷的第二气流和第二液流，

从所述第二分离器顶部的下游处除去富甲烷的产物气流，将所述第一液流进料到分馏系中，并且分馏所述第一液流以获得烃产物流和包含苯组分的高冰点烃，以及

抽取所述第二液流的至少一部分，提高所述抽取部分的压力，并且将至少一些抽取和压缩的部分再循环至所述第一分离器上游位置或所述第一分离器处的过程中以防止过程物流和过程组分的冷冻。

23.如权利要求22所述的方法，其中将所述第二液流的至少一些抽取和压缩部分在所述第一热交换器上游处与所述混合进料气流合并。

24.如权利要求22所述的方法，其中将所述第二液流的至少一些抽取和压缩部分在所述第一分离器上游处或所述第一分离器中与冷却的混合进料气流合并。

25.如权利要求22所述的方法，其中将所述第二液流的至少一些抽取和压缩部分在所述第一分离器下游处和所述第二热交换器上游处与冷却的混合进料气流合并。

26.如权利要求24所述的方法，其中将所述第二液流的一些抽取和压缩部分在所述第一分离器下游处和所述第二热交换器上游处与冷却的混合进料气流合并。

27.如权利要求24所述的方法，其中所述第一气流的压力在膨胀器中降低。

28.如权利要求22所述的方法，其中所述第一气流在热交换器中部分冷凝，进一步包括从位于所述第二分离器下游的第三分离器的顶部除去富甲烷的产物气流。

29.如权利要求28所述的方法，进一步包括将所述底部物流从所述第三分离器送到所述分馏系中。

30.如权利要求22所述的方法，其中通过在焦耳汤姆森阀或膨胀器的至少一个中降低所述第一气流的压力来部分冷凝所述第一气流。

31.如权利要求30所述的方法，进一步包括从所述第二分离器的顶部中除去富甲烷的产物气流。

32.如权利要求22所述的方法，其中所述第一分离器包括多级分馏塔，并且再循环物流被送到所冷却的进料气流的进料点之上的塔中。

33.如权利要求22所述的方法，其中所述第二分离器包括多级分馏塔，并且再循环物流被送到所冷却的第一气流10的进料点之上的塔中。

34.如权利要求22所述的方法，进一步包括使用第二分离器入口减压阀来减小在所述第一分离器入口处的压力以便降低冷冻的可能性。

35.如权利要求32所述的方法，其中所述阀为焦耳汤姆森阀。

36.如权利要求22所述的方法，其中所述第二液流的抽取和压缩部分在进入分离器之前在一个所述热交换器中被加热。

37.如权利要求28所述的方法，其中所述第一、第二和第三分离器是排列在单一垂直壳结构内。

38.如权利要求28所述的方法，进一步包括从所述第三分离器中抽取至少一部分底部物流，压缩所抽取的物流，并且将至少一些所抽取和压缩的物流再循环到所述第二热交换器上游的位置中。

39.如权利要求38所述的方法，其中所抽取和压缩的物流包含低冰点烃。

40.一种用于预处理含有甲烷和苯组分的混合进料气流以除去所述苯组分的系统，所述系统包括：

第一热交换器，用于冷却和部分冷凝所述混合进料气体，

第一分离器，被配置来分离所冷却和部分冷凝的混合进料气流以形成含有C3+组分的第一液态烃流和第一含有甲烷的气流，

膨胀器，被配置来膨胀和部分冷凝所述第一含有甲烷的气流，

第二分离器，被配置来分离所述第一含有甲烷的气流以形成第二含有甲烷的气流和第二液态烃流，

增压装置，被配置来增加所述第一液态烃流和所述第二液态烃流中的至少一个的压力；以及

再循环入口，被配置来将所述第一液态烃流和所述第二液态烃流中的至少一个的再循环部分送回到位于所述第一分离器上游处或所述第一分离器处的系统。

41.如权利要求40所述的系统，其中所述增压装置包括泵。

42.如权利要求40所述的系统，其中所述再循环入口被配置来将所述第二液态烃流的再循环部分与所述混合进料气流合并。

43.如权利要求40所述的系统，其中所述再循环入口被配置来将所述第二液态烃流的再循环部分与冷却和部分冷凝的混合进料气体合并。