CN108020025B - 从包含氦、二氧化碳与氮和甲烷至少之一的流回收氦 - Google Patents

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Abstract

本发明提供用于从包含氦、二氧化碳与氮和甲烷至少之一的进料回收氦的系统和方法。进料在第一分离器中分离，以形成氦富集流和CO2富集流。氦富集流在变压吸附单元分离，以形成富氦产物流和贫氦流。至少部分贫氦流随进料再循环到第一分离器。在一些实施方案中，用膜分离单元促进氦回收。

Description

从包含氦、二氧化碳与氮和甲烷至少之一的流回收氦
相关申请交叉引用
本申请为2012年8月2日提交的美国专利申请序列号13/564,871的部分继续案，所述申请通过引用结合到本文中。
技术领域
本发明提供用于从包含二氧化碳与氮和甲烷至少之一的进料流得到富氦产物馏分的系统和方法。
背景技术
有很多高压气田提供用于油气工业的富二氧化碳气流。这些流的二氧化碳(CO2)含量一般大于50%体积，通常约60至约98%体积。另外，气体混合物一般包含甲烷(例如，约0.1至约20%体积)、氮(高达约30%体积)、少量氩、氢和较重的烃及高达约1%体积氦馏分。工业上，这些富CO2气流已用于促进油回收(EOR)，并在经济上合理时任选回收相关的烃。
氦用于多种用途，包括例如低温过程、加压和清洗系统、保持控制气氛和焊接。然而，由于氦正变得越来越稀有，现正研究回收氦的新方法，包括回收这种富CO2流中包含的少量氦。为了这样做，必须回收产物流，产物流具有足够组成和压力，用于在氦纯化和液化过程中进一步处理。因此，回收的富氦产物馏分应在氮中具有至少约35%体积氦含量，优选大于50%体积，只有微量的CO2。
由于CO2的三相点为-56.6℃，依赖通过低温蒸馏过程进行的相分离的纯化过程可只从进料气体混合物进行粗CO2分离。CO2分离也可通过其它方法进行，例如胺洗涤、甲醇洗涤或吸附法(例如，变压吸附(PSA))，但氦和CO2回收增加到最大限度而功率需求减小到最低限度的改进方法在工业上和经济上合乎需要。
美国专利3,653,220描述从含天然气的进料回收氦，其中进料中的CO2(22%体积)用低温分离单元上游的CO2 PSA去除。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，因为可在回收过程早期用低温分离产生纯氦。
美国专利3,740,962类似于前面方法，不同之处在于CO2从天然气进料用胺洗涤单元回收，然后，通过低温分离过程用外部致冷剂冷凝进料气体从主要甲烷流分离粗氦。
WO 2010/060533描述用低温分离过程从包含氦的天然CO2源批量分离CO2，并进一步下游氦纯化。DE 102008007925描述通过部分冷凝进料随后分离成富氦馏分和贫氦馏分从包含氦、氮和甲烷的进料回收氦。
本发明提供从CO2进料回收氦，同时优选使进料中的至少98%氦回收到氦产物，优选回收回到管线的进料中的至少99%CO2，使功率需求最大限度地减小，并通过任选排除氦回收过程内的氮满足下游管线CO2组成需求的改进方法。
发明内容
本发明提供用于从包含氦、二氧化碳和至少一种具有氦和二氧化碳之间挥发性的中间组分(例如，氮和甲烷)的进料回收氦的系统和方法。
本发明的一些实施方案包括在大于-82.7℃温度从氦分离二氧化碳和中间挥发性组分，以生成富氦产物流，其中富氦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，且其中至少部分分离通过蒸气与液体接触实现。
用于从包含氦和至少50%mol CO2的进料流回收氦的本发明的实施方案包括：(i)包括蒸馏塔的第一分离器，构造成使进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流，其中至少部分进料流在中间位置进入蒸馏塔；(ii)一个或多个热交换器，构造成冷却进料流，并加热第一氦富集流和第一CO2富集流；(iii)第二分离器，构造成使部分第一CO2富集流分离成液体馏分和蒸气馏分，并使液体馏分再循环到蒸馏塔顶部；(iv)压缩机，构造成压缩第一CO2富集流的未分离部分和第一CO2富集流的分离部分的蒸气馏分，以形成富CO2产物流；和任选的(v)第三分离器，构造成分离第一氦富集流，以形成富氦产物流和贫氦流。
用于从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流回收氦的本发明的实施方案包括：(i)分离器(分馏器或变压吸附单元)，操作性构造成使包含至少部分进料流的分离器进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流；(ii)变压吸附单元，操作性构造成使变压吸附单元进料流分离成富氦产物流和贫氦流，其中变压吸附单元进料流包含至少部分第一氦富集流；(iii)压缩机，操作性布置成接收压缩机进料流，并操作性构造成压缩压缩机进料流，以形成压缩机流出物流，其中压缩机进料流包含贫氦流和氦富集渗透流；和(iv)膜分离单元，操作性布置成接收压缩机流出物流的第一部分，并操作性构造成使压缩机流出物流的第一部分分离成氦富集渗透流和氦贫化非渗透流，其中(v)分离器也操作性布置成接收压缩机流出物流的第二部分。
本发明的系统和方法可提供在进料流中到氦产物流大于98%氦回收率，和优选在进料流中到CO2产物流大于99%CO2回收率。另外，通过使用中间塔再沸器、送到蒸馏塔顶部的CO2洗涤流和/或从过程除氮，本发明的系统和方法可构造成使功率需求最大限度地减小，使设备尺寸最大限度地减小，和满足下游CO2管线组成需求。本发明的一些实施方案特别好地适合改进应用。
附图说明
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为结合蒸馏塔利用CO2洗涤流的本发明的一个实施方案的示意图。
图4为结合蒸馏塔利用CO2洗涤流和除氮的本发明的一个实施方案的示意图。
图5为结合催化燃烧以增加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为结合蒸馏塔利用再循环CO2洗涤流而在蒸馏塔下游没有另外氦纯化的本发明的一个实施方案的示意图。
图7为结合蒸馏塔利用从进料流得到的CO2洗涤流而在蒸馏塔下游没有另外氦纯化的本发明的一个实施方案的示意图。
图8为结合膜分离单元的氦回收系统的示意图。
图9为用于与图8的回收系统比较的氦回收系统的示意图。
具体实施方式
以下详述只提供示例性实施方案，而不旨在限制本发明的范围、应用性或结构。相反，以下示例性实施方案详述为本领域的技术人员提供实施方案的可据以实施的描述，应了解，可在不脱离权利要求限定的本发明的范围下对元素功能和布置作出各种变化。
在应用于本说明书和权利要求中所述任何特征时，本文所用冠词“一个”(a)和“一个”(an)指一个或多个。“一个”(a)和“一个”(an)的使用不使意义限于单个特征，除非明确说明此限制。在单数或复数名词或名词短语前的冠词“所述”(the)表示一个具体说明的特征或多个具体说明的特征，并且可根据使用的环境条件具有单数或复数含义。
形容词“任何”是指不加选择的任何量的一个、一些或所有。
置于第一实体和第二实体之间的词语“和/或”包括以下任何意义：(1)仅第一实体、(2)仅第二实体和(3)第一实体和第二实体二者。置于一列三个或更多个实体的最后两个实体之间的词语“和/或”是指包括此列举中任何实体特定组合的列举中的实体至少之一。例如，“A、B和/或C”具有与“A和/B和/或C”相同的意义，且包括A、B和C的以下组合：(1)仅A，(2)仅B，(3)仅C，(4)A和B而无C，(5)A和C而无B，(6)B和C而无A，和(7)A和B和C。
在一列特征或实体之前的短语“至少一个”指在该列实体中的一个或多个特征或实体，而不必包括该列实体内明确列举的各个和每个实体的至少一个，且不排除该列实体内的任何实体组合。例如，“A、B或C至少之一”(或相当“A、B和C至少之一”或相当“A、B和/或C至少之一”)具有与“A和/或B和/或C”相同的意义，且包括A、B和C的以下组合：(1)仅A，(2)仅B，(3)仅C，(4)A和B而无C，(5)A和C而无B，(6)B和C而无A，和(7)A和B和C。
短语“至少部分”是指“部分或全部”。流的“至少部分”可具有与其来自的流相同的组成，各物质浓度相同；具有与其来自的流不同的物质浓度；或者可只包括其来自的流的特定物质。
本文所用流的“分开部分”为具有与从其所取自的流相同化学组成和物质浓度的部分。
术语“贫化”是指与用以形成它的初始流比较具有较低%mol浓度的指示组分。“贫化”不意味流完全没有所指示组分。
术语“富”或“富集”指与用以形成它的初始流比较具有较大%mol浓度的指示组分。
本文所用“第一”、“第二”、“第三”等用于区别多个步骤和/或特征，不表示总数或时间和/或空间上的相对位置，除非明确说明如此。
为了帮助描述本发明，在说明书和权利要求中用方向性术语描述本发明的部分(例如，上、下、左、右等)。这些方向性术语只旨在帮助描述和要求保护本发明，不旨在以任何方式限制本发明。另外，在本说明书中与附图相关引入的参考数字可在一个或多个随后图中重复，为了提供其它特征的背景，不在说明书中另外描述。
在权利要求中，可用字母识别要求保护的步骤(例如，步骤(a)、(b)和(c))。这些字母用于帮助提述方法步骤，而不旨在表示其中进行所要求保护步骤的次序，除非在权利要求中明确叙述此次序，且仅到权利要求中明确叙述此次序的程度。
在某些实施方案中，本发明提供用于从包含氦、二氧化碳(CO2)和一种或多种中间挥发性组分(即，具有氦和CO2之间的挥发性)的进料流回收氦的系统和方法。此类组分在本文中称为“中间组分”，且可包括(但不限于)氮、氢、氩、甲烷和乙烷。方法包括在大于-82.7℃温度或在大于-56.6℃温度从氦分离CO2和中间组分，并形成富氦产物流，其中富氦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，至少部分分离通过蒸气与液体接触实现。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进行。
在某些实施方案中，进料流可包含至少50%mol CO2，或至少60%mol CO2，或至少70%mol CO2，或至少75%mol CO2，或至少80%mol CO2，或至少85%mol CO2，或至少90%mol CO2。另外，用于本发明的进料流一般包含小于约3%mol氦，或小于约2%mol，或小于约1%mol氦，并且可包含0至约15%mol氮，或1至约10%mol，或2至约8%mol氮。进料流可以为气体、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，可利用高压进料，例如，进料流压力可大于约30bar，或大于约35bar，或大于约40bar。
在一些实施方案中，本发明的系统和方法进一步包括冷却进料流，并使进料流在第一分离器中分离以形成第一氦富集流和第一CO2富集流的步骤。该流可通过本领域的技术人员已知并与总过程和所需结果相容的任何可利用方法冷却和分离。例如，可在对于作为整体的过程提供热控制和整合的单一热交换器中冷却该流，并加热过程中的其它流。或者，可使用多个热交换器、一个或多个冷冻单元或冷却器或其它冷却方法。进料流可任选在冷却前干燥，以从进料去除足够水，避免在过程中形成冰或CO2水合物。例如，可干燥进料流，以达到小于或等于-40℃水露点。进料流可用任何适合干燥方法或设备干燥。例如，可通过变温吸附干燥进料流。
类似地，该流可通过本领域的技术人员已知并与总过程和所需结果相容的任何可利用方法分离。虽然为了容易参照在本文中主要使用术语“分离器”，但该术语旨在包括任何适合分离装置。例如，进料流可用一个或多个填充塔或板式塔、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。优选通过蒸馏塔分离进料流，并任选通过吸附单元分离第一氦富集流，例如变压吸附系统(PSA)。
蒸馏塔可任选包括一个或多个再沸器，其中从塔抽取、加热、并至少部分蒸发液体流，且至少蒸气部分返回到塔。一个或多个再沸器可蒸发从塔底部或从塔中间级抽取的液体，并且可类似地使蒸气返回到塔底部或塔的中间级。在本发明的一个或多个实施方案中，蒸馏塔包括底部再沸器。在另一个实施方案中，蒸馏塔包括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，其中进料流在中间级进入塔，并将包含CO2(一般还有其它组分)的液体流送到塔顶部。以此方式，氮从氦富集塔顶流洗涤，并移到第一CO2富集流。CO2洗涤也具有从塔顶流移除甲烷和其它烃，从而消除杂质的益处，否则必须在随后低温纯化过程中去除杂质。因此，与没有CO2洗涤流的塔比较，在蒸馏塔中使用CO2洗涤得到较高总氦回收率。例如，不用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产物流一般包含至少约60%氦。然而，在蒸馏塔中利用CO2洗涤时，富氦产物流可包含大于85%mol氦，或大于90%mol氦，或大于92%mol氦，或大于95%mol氦。
CO2洗涤可来自多种源。例如，在本发明的某些实施方案中，离开蒸馏塔的第一CO2富集流可分成两个或更多个衍生CO2富集流。然后，一个或多个衍生CO2富集流可分离成蒸气馏分和液体馏分，并可使因此得到的液体馏分再循环到塔顶部作为CO2洗涤流。在这些方法中，可任选在分离前加热衍生CO2富集流，并可任选在送到蒸馏塔顶部之前冷却液体馏分。在其它实施方案中，可从进料流取得CO2洗涤流。在这些实施方案中，部分冷却进料流，并分离成液体馏分和蒸气馏分。将至少部分液体馏分引到蒸馏塔顶部，同时使蒸气馏分进一步冷却，并送到蒸馏塔。任选在进入蒸馏塔顶部之前进一步冷却至少部分液体馏分。本领域的技术人员应认识，CO2洗涤流可来自本文所述过程内的多种源，其条件为它们包含足够量CO2有效用于预期用途。来自任何这些源的CO2洗涤流可在本发明内涵盖，且在本发明范围内。
本发明的一些系统和方法进一步包括以下步骤：使第一CO2富集流分成两个或更多个衍生CO2富集流，加热至少一个衍生CO2富集流(例如，通过也用于冷却进料流的热交换器)，并使两个或更多个衍生CO2富集流组合形成富CO2产物流。可任选在流组合前压缩一个或多个流。
本发明的一些系统和方法进一步包括除去(或排除)至少一种中间挥发性组分。这些系统和方法进一步包括使衍生CO2富集流之一在第二分离器中分离成液体馏分和蒸气馏分，冷却蒸气馏分，并使得到的经冷却馏分分离成(i)富集至少一种中间挥发性组分的产物流，和(ii)富CO2再循环流。可任选加热离开第二分离器的液体馏分，并进一步分离成二级液体馏分和二级蒸气馏分，二级液体馏分可再循环到蒸馏塔顶部，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，富集至少一种中间挥发性组分的产物流包括氮。优选该产物流富氮。在结合除氮的这些系统和方法中，富CO2再循环流可与离开蒸馏塔的第一CO2富集流重新组合(或与在富CO2再循环流分开后形成的衍生CO2富集流之一重新组合)，因此形成部分的富CO2产物流。这些实施方案中的富CO2产物流可包含大于80%mol CO2，或大于85%mol CO2，或大于90%mol CO2，或大于95%mol CO2。
在一些实施方案中，第一氦富集流在第三分离器中分离形成富氦流和贫氦流。优选第一氦富集流在PSA中分离。PSA可构造成从第一氦富集流去除例如氮、氩和CO2。然后，贫氦流可引向下游进一步处理，作为产物移出，或再循环。如果再循环，贫氦流可独立送到蒸馏塔，或者可备选地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，离开蒸馏塔的第一氦富集流可包含一种或多种可燃组分。在这些实施方案中，第一氦富集流的可燃组分可在氧存在下催化燃烧，以至少部分使可燃组分(例如，氢和/或甲烷)转化成CO2和水。然后，可在分离步骤或在第一氦富集流分离形成富氦产物流和第二CO2富集流时去除水。通过以此方式燃烧第一氦富集流并去除至少部分燃烧产物，可得到基本纯的氦产物流。例如，富氦产物流可包含至少98%mol氦，或至少99%mol氦，或至少99.5%mol氦，或至少99.9%mol氦。在结合除氮和第一氦富集流燃烧二者的系统和方法中，可得到在富CO2产物流中的CO2组成，使得富CO2产物流满足下游管线需求，同时也得到基本纯的氦产物。例如，富CO2产物流可包含大于90%mol CO2，或大于92%mol CO2，或大于95%mol CO2。作为催化燃烧的备选或补充，可通过用无机氧化物氧化去除氢，例如，在线上和再生模式之间切换的串联提供的床中。适合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，可能不必或不希望进一步在蒸馏塔下游分离或纯化第一氦富集流。在这些实施方案中，可排除上述PSA，而其余过程保持不变，且可具有任何本文所述结构或结构的组合。例如，在蒸馏塔中包括CO2洗涤流的结构可适于不用PSA操作，不考虑CO2洗涤流源，也不考虑是否结构也结合除氮。
已描述本文组合物的不同方面，本发明的其它具体实施方案包括以下编号段落所述的实施方案：
A. 一种用于从包含氦、二氧化碳和一种或多种具有二氧化碳和氦之间挥发性的中间组分的进料流回收氦的方法，所述方法包括在大于-82.7℃温度从氦分离二氧化碳和中间组分，以形成富氦产物流，其中富氦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，且其中至少部分分离通过蒸气与液体接触实现。
B. 段落A的方法，其中二氧化碳和中间组分在大于-56.6℃温度从氦分离。
C. 段落A至B中任一段的方法，其中进料流包含至少50%mol二氧化碳。
D. 段落A至C中任一段的方法，其中至少部分方法在低于环境温度的温度进行。
E. 段落A至D中任一段的方法，所述方法进一步包括以下步骤：(a)冷却进料流；(b)使进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流；和(c)使第一氦富集流分离形成富氦产物流和贫氦流。
F. 段落E的方法，所述方法进一步包括以下步骤：(d)使第一CO2富集流分成两个或更多个衍生CO2富集流；(e)加热两个或更多个衍生CO2富集流至少之一；和(f)压缩并组合两个或更多个衍生CO2富集流，以形成富CO2产物流。
G. 段落E至F中任一段的方法，其中在冷却进料流之前使进料流干燥到小于或等于-40℃的水露点。
H. 段落E至G中任一段的方法，其中进料流在步骤b)中在蒸馏塔分离，且其中贫氦流再循环并送到蒸馏塔。
I. 段落H的方法，其中再循环贫氦流在送到蒸馏塔之前与进料流组合。
J. 段落E至I中任一段的方法，其中进料流在步骤b)中在具有第一再沸器的蒸馏塔分离，其中从蒸馏塔底部抽取第一液体流，加热并至少部分蒸发，并使经加热第一液体流的至少蒸气部分返回到蒸馏塔底部。
K. 段落J的方法，其中蒸馏塔进一步包括第二再沸器，其中从蒸馏塔中间级抽取第二液体流，加热并至少部分蒸发，并使经加热第二液体流的至少蒸气部分返回到蒸馏塔中间级。
L. 段落J至K中任一段的方法，其中至少部分进料流在中间位置进入蒸馏塔，所述方法进一步包括将包含CO2的液体流送到蒸馏塔顶部。
M. 段落F至I中任一段的方法，其中进料流在步骤b)中在蒸馏塔分离，且至少部分进料流在中间位置进入蒸馏塔，所述方法进一步包括将两个或更多个衍生CO2富集流至少之一分离成液体馏分和蒸气馏分，并将液体馏分送到蒸馏塔顶部。
N. 段落M的方法，其中在流分离成液体馏分和蒸气馏分之前加热衍生CO2富集流，且其中在进入蒸馏塔顶部之前冷却液体馏分。
O. 段落L或M的方法，其中富氦产物流包含至少90%mol氦。
P. 段落F至O中任一段的方法，所述方法进一步包括使衍生CO2富集流之一分离成液体馏分和蒸气馏分，冷却衍生CO2富集流的蒸气馏分，并使得到的经冷却馏分分离成富集中间挥发性组分至少之一的产物流，和富CO2再循环流。
Q. 段落F至O中任一段的方法，所述方法进一步包括使衍生CO2富集流之一分离成液体馏分和蒸气馏分，冷却蒸气馏分，并使得到的经冷却馏分分离成富氮产物流和富CO2再循环流。
R. 段落E至Q中任一段的方法，其中第一氦富集流包含一种或多种可燃组分，所述方法进一步包括在氧存在下催化燃烧第一氦富集流的可燃组分，以使可燃组分至少部分转化成CO2和水，并在与使第一氦富集流分离形成富氮产物流和第二CO2富集流之前或相同步骤去除水。
S. 段落R的方法，其中富氦产物流包含至少99%mol氦。
T. 段落A至R中任一段的方法，其中富氦产物流包含至少60%mol氦。
U. 段落F至T中任一段的方法，其中富CO2产物流包含至少90%mol CO2。
V. 段落F至U中任一段的方法，其中富CO2产物流包含至少95%mol CO2。
W. 段落A至V中任一段的方法，其中进料流包含气体。
X. 段落A至W中任一段的方法，其中进料流包含液体。
Y. 段落A至X中任一段的方法，其中进料流包含超临界流体。
Z. 段落A至Y中任一段的方法，其中进料流的压力大于约35bar。
AA. 一种用于从进料流回收氦的系统，所述系统包括：(a)包含氦和至少50%molCO2的进料流；(b)包括蒸馏塔的第一分离器，构造成使进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流，其中至少部分进料流在中间位置进入蒸馏塔；(c)一个或多个热交换器，构造成冷却进料流，并加热第一氦富集流和第一CO2富集流；(d)第二分离器，构造成使(i)进料流和/或(ii)部分第一CO2富集流分离成液体馏分和蒸气馏分，并使液体馏分再循环到蒸馏塔顶部；和(e)压缩机，构造成压缩第一CO2富集流的未分离部分和第一CO2富集流的任何分离部分的蒸气馏分，以形成富CO2产物流。
BB. 段落AA的系统，所述系统进一步包括第三分离器，第三分离器构造成使第一氦富集流分离形成富氦产物流和贫氦流。
CC. 段落AA至BB中任一段的系统，所述系统进一步包括干燥器，干燥器构造成在热交换器冷却进料流之前使进料流干燥到小于或等于-40℃水露点。
DD. 段落BB至CC中任一段的系统，其中贫氦流再循环并送到蒸馏塔。
EE. 段落AA至DD中任一段的系统，其中第三分离器进一步包括构造成将蒸气提供到蒸馏塔底部的第一再沸器。
FF. 段落EE的系统，其中第一分离器进一步包括构造成将蒸气提供到蒸馏塔中间级的第二再沸器。
GG. 段落AA至FF中任一段的系统，其中进料流或部分第一CO2富集流在进入第二分离器之前加热，而液体馏分在进入蒸馏塔顶部之前冷却。
HH. 段落BB至GG中任一段的系统，其中富氦产物流包含至少90%mol氦。
II. 段落BB至HH中任一段的系统，其中第三分离器包括变压吸附单元(PSA)。
JJ. 段落II的系统，其中PSA构造成从第一氦富集流至少去除氮、氩和CO2。
KK. 段落AA至JJ中任一段的系统，所述系统进一步包括第四分离器，其中使离开第二分离器的蒸气馏分冷却，并且其中第四分离器构造成使得到的经冷却馏分分离成富CO2再循环流和富含一种或多种具有CO2和氦之间挥发性的中间组分的产物流。
LL. 段落KK的系统，其中在步骤d)中加热离开第二分离器的液体馏分，并分离成二级液体馏分和二级蒸气馏分，二级液体馏分再循环到蒸馏塔顶部。
MM. 段落AA至LL中任一段的系统，其中第二分离器为蒸馏塔。
NN. 段落KK至MM中任一段的系统，其中第四分离器为蒸馏塔。
OO. 段落BB至NN中任一段的系统，其中第一氦富集流包含一种或多种可燃组分，所述系统进一步包括催化燃烧器，催化燃烧器构造成在氧存在下燃烧第一氦富集流，以使可燃组分至少部分转化成CO2和水，并任选在第一氦富集流进入第二分离器之前去除至少部分水。
PP. 段落OO的系统，其中富氦产物流包含至少99%mol氦。
QQ. 段落AA至OO中任一段的系统，其中富氦产物流包含至少60%mol氦。
RR. 段落BB至QQ中任一段的系统，其中富CO2产物流包含至少90%mol CO2。
SS. 段落BB至RR中任一段的系统，其中富CO2产物流包含至少95%mol CO2。
TT. 段落AA至SS中任一段的系统，其中进料流包含气体。
UU. 段落AA至TT中任一段的系统，其中进料流包含液体。
VV. 段落AA至UU中任一段的系统，其中进料流包含超临界流体。
WW. 段落AA至VV中任一段的系统，其中进料流的压力大于约35bar。
A1. 一种从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流回收氦的方法，所述方法包括：
将分离器进料流引入分离器，分离器进料流包含至少部分进料流；使分离器进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流；并从分离器抽取第一氦富集流和第一CO2富集流；
将变压吸附单元进料流引入变压吸附单元，变压吸附单元进料流包含至少部分第一氦富集流；使变压吸附单元进料流分离成富氦产物流和贫氦流；并从变压吸附单元抽取富氦产物流和贫氦流；
在压缩机中压缩压缩机进料流，以形成压缩机流出物流，压缩机进料流包含贫氦流和氦富集渗透流；
将压缩机流出物流的第一部分引入膜分离单元；使压缩机流出物流的第一部分分离形成氦富集渗透流和氦贫化非渗透流；并从膜分离单元抽取氦富集渗透流和氦贫化非渗透流；并且
将压缩机流出物流的第二部分引入分离器。
A2. 段落A1的方法，其中压缩机流出物流的第二部分作为分离器进料流的部分引入分离器，分离器进料流包含至少部分进料流和压缩机流出物流的第二部分。
A3. 段落A1的方法，其中压缩机流出物流的第二部分与包含至少部分进料流的分离器进料流分开引入分离器。
A4. 段落A1至A3中任一段的方法，其中压缩机流出物流的第一部分具有摩尔流速F1，压缩机流出物流的第二部分具有摩尔流速F2，并且其中
Figure 100002_DEST_PATH_IMAGE001
。
A5. 段落A1至A4中任一段的方法，其中膜分离单元包括分离模块，其中分离模块为中空纤维模块或螺旋缠绕模块。
A6. 段落A5的方法，其中分离模块包括膜，其中膜包括载体，其中载体包括选自聚砜、乙酸纤维素、芳族聚酰亚胺、芳族聚酰胺、芳族聚碳酸酯、聚(二甲基苯醚)、聚(二甲基硅氧烷)和碳分子筛的材料。
A7. 段落A5或A6的方法，其中分离膜为混合基质膜。
A8. 段落A5或A6的方法，其中分离膜为促进传递膜。
A9. 段落A1至A8中任一段的方法，其中分离器为变压吸附分离器。
A10. 段落A1至A9中任一段的方法，其中分离器为分馏器。
A11. 段落A10的方法，其中分馏器为蒸馏塔，其中从蒸馏塔的上部位置抽取第一氦富集流，并从蒸馏塔的下部位置抽取第一CO2富集流，所述方法进一步包括以下步骤：
使进料流冷却成分离器进料流；并且
将包含CO2的液体流作为CO2洗涤流送到蒸馏塔的上部；
其中至少部分分离器进料流在蒸馏塔上部位置和蒸馏塔下部位置中间的位置引入蒸馏塔。
A12. 段落A1至A11中任一段的方法，其中进料流具有至少50%mol CO2的CO2浓度。
A13. 段落A1至A12中任一段的方法，其中第一氦富集流包含一种或多种可燃组分，所述方法进一步包括在氧存在下催化燃烧第一氦富集流中的可燃组分，以使可燃组分至少部分转化成CO2和H2O，从而形成可燃组分贫化的氦富集流，其中变压吸附单元进料流包含可燃组分贫化氦富集流作为至少部分第一氦富集流。
A14. 一种用于从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流回收氦的系统，所述系统包括：
分离器，分离器操作性布置成接收分离器进料流，分离器进料流包含至少部分进料流，分离器操作性构造成使分离器进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流；
变压吸附单元，变压吸附单元操作性构造成使变压吸附单元进料流分离成富氦产物流和贫氦流，变压吸附单元进料流包含至少部分第一氦富集流；
压缩机，压缩机操作性布置成接收包含贫氦流和氦富集渗透流的压缩机进料流，压缩机操作性构造成压缩压缩机进料流，以形成压缩机流出物流；和
膜分离单元，膜分离单元操作性布置成接收压缩机流出物流的第一部分，并操作性构造成使压缩机流出物流的第一部分分离成氦富集渗透流和氦贫化非渗透流；
其中分离器也操作性布置成接收压缩机流出物流的第二部分。
A15. 段落A14的系统，其中膜分离单元包括分离膜，其中分离膜为中空纤维膜或螺旋缠绕膜。
A16. 段落A15的系统，其中分离膜包括载体，其中载体包括选自聚砜、乙酸纤维素、芳族聚酰亚胺、芳族聚酰胺、芳族聚碳酸酯、聚(二甲基苯醚)、聚(二甲基硅氧烷)和碳的材料。
A17. 段落A15或A16的系统，其中分离膜为混合基质膜。
A18. 段落A15或A16的系统，其中分离膜为促进传递膜。
A19. 段落A14至A18中任一段的系统，其中分离器为变压吸附分离器。
A20. 段落A14至A18中任一段的系统，其中分离器为分馏器。
A21. 段落A20的系统，其中分馏器为蒸馏塔，
其中蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一氦富集流的第一出口，第一出口位于蒸馏塔的上部；
其中蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一CO2富集流的第二出口，第二出口位于蒸馏塔的下部；
其中蒸馏塔具有操作性布置成引入分离器进料流的第一入口，第一入口位于蒸馏塔上部和蒸馏塔下部中间的位置；
其中蒸馏塔具有操作性布置成引入CO2洗涤流的第二入口，第二入口位于蒸馏塔的上部；
所述系统进一步包括：
一个或多个热交换器，热交换器操作性构造成冷却至少部分进料流，以通过与部分或所有第一氦富集流和部分或所有第一CO2富集流间接热交换，从而加热部分或所有第一氦富集流和部分或所有第一CO2富集流，形成分离器进料流。
A22. 段落A14至A21中任一段的系统，其中第一氦富集流包含一种或多种可燃组分，所述系统进一步包括催化燃烧器(包含催化剂)，催化燃烧器操作性构造成在氧存在下燃烧第一氦富集流中的一种或多种可燃组分，以使可燃组分至少部分转化成CO2和H2O，从而形成可燃组分贫化的氦富集流，其中变压吸附单元进料流包含可燃组分贫化的氦富集流作为至少部分第一氦富集流。
A23. 段落A14至A22中任一段的系统，其中进料流具有至少50%mol CO2的CO2浓度。
附图和实例详述
参考图1至9和以下描述，可更好地理解本发明的系统和方法。应注意到，这些图为简化流程图，且在一些情况下，不显示各种辅助设备部件，例如泵、压缩机、热交换器和阀。由于本领域的技术人员容易认识这些辅助设备的需要和位置，其省略适当，且有利于简化附图。多于一个图或实施方案共有的流体流和设备在各图中由相同参考数字确定。为了清楚，关于其中它们第一次出现的附图描述的一些这些共用部件在后续图中编号，但那些描述不在说明书中重复。
在随附图讨论的实例中，使用两种进料气体组成，称为低N2进料和高N2进料。这些组成按干量显示于表1中，即，排除可能存在的任何水。组成在表1和整个以下讨论中按摩尔基准给出。选择这两种组成例示本发明，因为它们被认为是具有低含量和高含量氮的含氦CO2范围的典型。然而，本领域的技术人员应认识，设计本发明的系统和方法从具有多种组成的进料流回收氦，本文涵盖所有这些可能的进料组成。
表1
Figure DEST_PATH_IMAGE002
表1中显示的高N2进料组成特别有意义，因为CO2含量小于95%的典型管线需求。本发明提供从进料回收氦，同时使CO2浓度增加到管线所需95%水平的能力。在低N2进料和高N2进料二者的情况下，进料流中氦的量保持在30.72kmol/hr恒定值，以保证一致比较基础。进料CO2在705psi (48.6bar)压力，且所有下述示例性方法将CO2产物压缩到与进料相同的压力。
用Aspen Technology, Inc生产的商售Aspen Plus V7.2软件包建模本文所述所有过程。用该程序建模物理过程，用其优化器确定最佳操作参数，包括压力和流速。
图1显示从含CO2进料回收氦的示例性系统。包括图1及其所附描述提供描绘本发明实施方案的随后附图的必要背景资料，并确定现有技术。进料流S100具有表1中所示的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的过程。在此低N2实例中，流S100在705psi(48.6bar)，并在干燥器A101(例如，变温吸附(TSA)单元、变压吸附(PSA)单元或乙二醇干燥器)中干燥，以通过流S101除水，留下基本无水的流S102。在实践中，将有一些水留在流S102，例如高达约50ppm，但在干燥器A101中去除足够水，以防止在随后低温过程中由水冻结或生成固体CO2水合物导致的问题。因此，干燥器A101将使进料流S100干燥到低于约-40℃水露点。
然后，使经干燥流S102与流S123中的压缩再循环气混合形成流S103，并在热交换器HX100中冷却到-49℃，以得到流S104，这使经干燥进料流S102中的大部分CO2冷凝。流S104的经冷凝富CO2液相，为总流量的97.2%，然后在相分离器C100中从S104的气相分离，得到第一CO2富集液体流S105和氦富集蒸气流S106。流S106包含通过流S103送到HX100的流的2.8%。该蒸气流由于来自气相的主要CO2组分冷凝富集氦，并具有13.3%氦浓度。
然后在HX100中重新加热氦富集流S106，并通到PSA单元A100。经温热的氦富集流S107仍包含一些CO2，在此情况下21.1% CO2，并用PSA A100去除残余CO2，因为CO2是在随后粗氦低温纯化期间可能冻结和堵塞设备的杂质。通过CO2排入贫氦流S109，PSA A100将防止流S107中的基本所有CO2达到粗富氦产物流S108。粗富氦产物流S108在A100中通过PSA过程纯化，产生具有小于1ppm C2H6和H2S及最高约1ppm CO2的54.7%氮、42.8%氦、0.6%甲烷、1.1%氢和0.85%氩的组成。送到PSA A100的流S107的其余部分在贫氦流S109中回收到过程。在通过减小床压力，从而释放构成流S109的组分再生时，流S109具有在PSA A100中从吸附剂回收的流的组成。因此，贫氦流S109处于低压(1.6bar)，且必须在一个或多个压缩机K101和K102中再压缩，以将流回收到进料。重要的是该流回收到过程，因为其包含送到PSA A100的15%氦。另外，也回收该流S109中的CO2。
在离开第一分离器C100的CO2富集液体流S105中仍有显著氦。实际上，流S104中的约21%氦在液体流S105中离开C100。为了从进料流S100最大限度回收氦，可通过减压并回收蒸气从液体汽提该氦，然后重新压缩并再循环到进料。在图1中，这由流S105返回到热交换器HX100显示，在热交换器HX100将其温热到-45℃。该加热形成HX100冷凝C100中分离的液相所需的冷却的相当大部分。
经温热的CO2富集流S111然后通过阀V100减压到约25bar，形成流S112。在进料流S100中送入的仅约2%氦保留在液体CO2流S115中，流S115在相分离器C101中从流S112分离产生。优化这一示例过程，以得到98%氦回收率，通过V100进一步减压允许增加氦回收率，然而，这种较高氦回收率以较高再压缩功率为代价。离开相分离器C101的蒸气流S113包含回收的氦，并在HX100中温热，以得到经温热的流S114，然后在压缩机K102中再压缩到进料压力，并与经干燥进料流S102混合产生流S103。
冷凝进料流S100所需的冷冻由温热流S105部分提供，但大部分冷冻来自再加热离开相分离器C101的贫氦液体CO2流S115。流S115分成若干衍生流(两个衍生流S116和S117显示于图1中，但流S115可分成任何数量的衍生流，以适合特定过程需求)。衍生流S116和S117在HX100中温热。这些衍生流可通过阀(例如，V101)或泵(例如，P100)调节压力，以在不同压力并因此在不同温度水平提供冷冻。为了优化过程，分开这些流和它们减小或泵压到的压力可很容易由本领域的技术人员确定。
在图1所绘的系统中，一些液体流S115分成流S116，并通过阀V101降压到约7.8bar，以使其在足够冷温度沸腾，在热交换器的冷端提供足够温差。离开阀V101的所得流S118为过程的最冷部分，本文所用优化已使流S118温度限于大于CO2的凝固点(因此在-56℃的施加下限)。该流S118只是流S115的少量，约5.8%，用于在冷端开启热交换器冷却曲线。流S115的其余部分，分成流S117，用泵P100加压到约36bar，以得到流S119，因为流在最佳条件沸腾所需的压力高于在C101中赶走其余氦所需的压力。这一压力通过氦在过程中的所需回收率确定。部分流S115也可在第三压力分成另外的流(未显示)，以进一步优化热交换器HX100的性能，从而减小随后用于再压缩的功率，但这不是本实例中需要的。在这个过程中很多冷冻也来自再温热CO2富集液体流S105。
在图1中所示的过程中使用压缩机，首先再压缩再循环流S114和S109，其次将低压温热CO2流S120(在热交换器HX100中从温热流S118得到)在泵P100后加压到CO2压力，最后压缩到产物压力(在图1中，这两个压缩级显示为一个压缩机K100，其具有中间进料流S121，在热交换器HX100从温热流S119得到)。
来自过程的产物为富CO2产物流S122，包含基本所有来自进料流S100的CO2；和粗富氦产物流S108，该流可进一步纯化和液化，以产生纯氦流。图1中所绘双闪蒸循环过程的性能总结于表2中。
现在研究具有表1中所给高N2进料组成的图1的双闪蒸循环。这个实例的性能也显示于表2中。利用这种较高氮进料的主要区别如下。由于更多氦在第一分离器C100中回收，第二分离器C101的压力不需要那么低，即，约40bar，与约25bar比较。用于冷冻的较高压力CO2流S109仍在大约相同压力(约36bar，与约33bar比较)，因此，在此情况下，用减压阀代替P100。在进料中较高量氮导致在离开分离器C100的流S106中3.55%的较低第一富集氦组成，与13.27%比较。这也产生相对于14.76%（与42.77%相比）的较低氦组成的粗产物氦流S108，因为假定PSA A100的性能(即，组分到产物流的回收率)不变。另外，通到PSA A100的额外氮意味PSA A100要更大。最后，低N2进料和高N2进料之间情况的最显著区别是功率消耗增加，特别是再压缩功率，大部分是再压缩增加的CO2和在来自PSA A100的S109流中排除的氮所需的额外功率，由于来自流S106的蒸气中这些组分的量增加。
如表2中所示，由于在粗氦产物(流S108)中留下的组分，CO2产物组成(流S122)在低和高氮两种情况下增加。高氮情况下CO2产物纯度仍低于所需的95% CO2纯度规格，因此，需要一种方法增加CO2组成，以满足这种规格。在这种情况下，可通过减小C101的压力满足纯度，但这也会进一步增加再循环功率压缩机，并减少第一富集氦组合物(流S106)和氦产物组合物(流S113)，因为更多氮随氦产物排除。还应注意到，在两种情况下，CO2回收率为100%，因为CO2从粗氦产物流排除并返回到过程，氦回收率为98%，这是应用于最佳化过程的约束。
表2
Figure DEST_PATH_IMAGE003
表 2(续)
Figure DEST_PATH_IMAGE004
图2中例示的过程是对图1再循环的改进。象图1一样，包括图2及其附加描述以提供描绘本发明实施方案的随后附图的必要背景资料，并确定现有技术。图2中描绘的过程包括汽提塔 C102代替图1系统中使用的两个分离器C100和C101，这允许显著减小功率。减小功率是由于需要较小功率将CO2再压缩回到管线压力，因为其保持高压力。现在，通过将主再沸器(流S132和S133)所需的热整合到热交换器HX100，进行图1中蒸发CO2进行的部分冷冻。通过任选的中间再沸器(流S130和S131)加到塔，进一步改善效率。由于中间再沸器在塔上更加朝上，它提供较冷流，较冷流可整合到热交换器HX100，以在比通过主塔再沸器提供的更低的温度提供冷冻。低N2和高N2二者进料组成与具有和不具有中间再沸器的实施方案被认为如图2中所示。
在图2中，与图1中相同的部件标有相同参考数字。进料流S100具有表1中所示的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的实例。使进料流S100在TSA A101中干燥，并与来自PSA A100的压缩排气S110组合。组合流S103然后在交换器HX100冷却，在约-54℃得到流S104，在此点，流已大部分液化(液体馏分为约99.5%)。然后，流S104通过阀V103降压到汽提塔C102的操作压力，在这种情况下为约40bar，得到流S125，然后送到汽提塔C102的顶级。C102为设计成允许蒸气/液体接触的填充或板式蒸馏塔，这在本领域熟知。在此情况下，C102已用10个理论级模拟，但可容易用更多或更少实现分离。
汽提塔为其中有再沸器但无塔顶冷凝器的蒸馏塔类型，且回流液体只由进料流提供的液体提供。在此情况下，汽提塔C102不仅包括主再沸器，而且包括任选的中间再沸器。这两个再沸器均通过整合到热交换器HX100提供有它们所需的热量。主(或底部)再沸器通过以下整合：取离开塔底级的流S132，并使其通到HX100，在此加热并部分蒸发，以在流S133中提供用于塔C102底部的向上流动蒸气。在此情况下，流S132在-23℃，流S133在-13℃。这提供用于HX100冷却曲线中部的冷冻。中间再沸器通过以下起作用：取离开(在此情况下)塔中部(即，离开塔C102的第5理论级，如在Aspen Plus内建模)的液体流S130，并使其通到HX100，在此加热并部分蒸发，以在流S131中提供用于塔C102顶部的向上流动蒸气。在此情况下，流S130在-23℃，流S131在-26℃。这提供用于HX100冷却曲线下部的冷冻。
冷凝进料流S100所需的大约三分之一冷冻由C102内的再沸器提供，但大部分冷冻来自再加热离开C102底部的贫氦液体CO2流S115。流S115分成若干流，它们在HX100中温热。流S115所分成的流在不同压力和因此不同温度水平提供冷冻，如前面关于图1所述。为了优化过程，确定在这些流之间分开和它们减小或泵压到的压力。
在此情况下，一些流S116通过阀V101降压到约6.0bar，以使其在足够冷温度沸腾，在热交换器HX100的冷端提供足够温差。在阀V101后的该流S118为过程的最冷部分。优化已使S118温度限于大于CO2的凝固点，因此在-56℃的施加下限。该流只是流S115总流量的少量，约5%，用于在冷端开启热交换器冷却曲线。其余部分流S117保持在40bar塔压，因为流在最佳条件沸腾所需的压力由优化器确定为与塔压相同。然而，在利用高N2进料的情况下，用阀V102使流S117的压力减小到较低压力，对应于较低温度。部分流也可在第三压力(未显示)，以进一步优化热交换器的性能，从而减小随后用于再压缩的功率，但那不是这种情况下需要的。
使用压缩机K101和K100，首先再压缩再循环流S109，其次将低压温热CO2流S120压缩到较高压力流S122的压力，然后最后压缩到产物压力(在图2中，这两个压缩级显示为具有中间进料流的一个压缩机K100)。
来自过程的产物为CO2产物流S122，包含基本所有来自进料S100的CO2；和粗氦产物流S108，该流可进一步纯化和液化，以产生纯氦流。这个汽提塔循环的性能总结于表2中。
表2显示，图2中所绘的汽提塔循环是对图1双闪蒸循环的改进，虽然这伴随着蒸馏塔和整合到主交换器HX100的再沸器而增加的复杂性。显然，特别利用低N2进料，功率消耗显著减少，且在流S106和S108中有较高氦浓度，表明通过较小PSA (A100)和减少纯化粗氦成本实现的益处。然而注意到，利用高N2进料，汽提塔循环的性能变差，因为进料中的氮增加影响该过程的方式与由于流S106和S108中氮增加而影响双闪蒸循环极为相同。
如图2中所绘具有高N2和低N2进料二者与具有和不具有中间再沸器的塔C102所用的最佳压力通过过程优化确定，结果显示于表3中。如表3中所示，在进料中具有低氮的情况下，压力跨阀V103减小，以对所示两种情况(具有和不具有中间再沸器)得到在102塔中恰高于40bar的操作压力。然而，在进料中具有高氮的情况下，保持高的塔压力，但压力跨阀V102下降，以对较高压力CO2冷冻流得到最佳压力。表3也显示，在进料中有低氮时中间再沸器给予相对于单一再沸器的显著益处，在此有0.49MW的效益，但在进料中有高水平氮时只得到0.08MW效益。
表3
Figure DEST_PATH_IMAGE005
图2的实例，如表3中报告，显示需要循环能够同样好地处理低N2进料流和高N2进料流。图1和2的双闪蒸和汽提塔利用低N2进料组成表现良好，但由功率消耗和氦产物流S108的氦组成测定其性能需要改善。利用高N2进料，也需要富集CO2产物组成，以满足>95% CO2管线需求。这些问题在图3至7的以下发明实施方案中解决。
图3显示在主分离塔中结合CO2洗涤的过程。此实施方案与图2汽提塔循环的区别在于，为了进一步减小第一氦富集流S106中氮的量，蒸馏塔C103具有高于主进料的区段，在此用包含液体CO2的流洗涤塔顶蒸气。
在图3中，与图1或图2中相同的特征标有相同参考数字。进料流S100具有表1中所示的组成。首先考虑其中进料流S100具有低N2进料组成的实施方案。使进料流在TSA A101中干燥，并与流S110中来自PSA A100的压缩排气组合。组合流S103在热交换器HX100冷却，在-17℃得到流S104，在此点，流已大部分液化(液体馏分为约99.1%)。然后，流S104通过阀V103降压，以达到塔C103的操作压力，在这种情况下为41bar，得到流S125。然后，流S125送到塔C103内确定为最佳位置的级，在此情况下，流进入到从塔C103顶部的第6理论级上。C103为设计成允许蒸气/液体接触的填充或板式蒸馏塔，这在本领域熟知。在此情况下，塔C103已用15个理论级建模，但可容易用更多或更少实现此分离。
与图2中的汽提塔一样，利用和不利用中间再沸器建模蒸馏塔C103。不利用中间再沸器的情况显示于图3中。主再沸器在图2中体现的汽提塔的描述中讨论，然而，在图3中更详细给出关于主再沸器中的流布置。从C103底级取得的液体流，流S132，在-18℃，将其加热，并在HX100部分蒸发到-8℃。来自HX100的双相流，流S133，在相分离器C104中分离成液体馏分，流S115，和蒸气馏分，流S134，蒸气馏分返回到塔C103，以提供蒸馏过程所需的向上流动蒸气流。
冷凝进料流所需的一些冷冻由C103内的再沸器提供，但大部分冷冻来自再加热离开相分离器C104的贫氦液体流S115。流S115分成若干流，它们在HX100中温热。流S115所分成的流在不同压力和因此不同温度水平提供冷冻。为了优化过程，确定在这些流之间分开和它们减小或泵压到的压力。
在此情况下，流S116中该液体的一些通过阀V101降压到7.3bar，以使其在足够冷温度沸腾，在热交换器的冷端提供足够温差。离开阀V101的所得流S118为过程的最冷部分，且优化已使此温度限于大于CO2的凝固点。该流S116只是流S115总流量的少量，约6.6%，用于在冷端开启热交换器冷却曲线。其余部分，在流S117中，保持在41bar塔压。部分流S115也可在第三压力(未显示)，以进一步优化热交换器HX100的性能，从而减小随后用于再压缩的功率，但这不是这种情况下需要的。
图3中所绘发明实施方案和图2背景实例的区别是，在图3中，流S117从交换器HX100中间通过温热抽取，在-7.9℃进入HX100，并在4.4℃离开。从HX100抽取的流所处的温度由液体CO2流在塔C103中洗涤来自塔顶蒸气的氮的需要确定。此温度越低，越有更多液体可用于在C103中洗涤。在4.4℃从HX100抽取的流S140在分离器C105中通过相分离分离成液体馏分(流S142)和蒸气馏分(S141)。虽然分离器C105在本文中称为相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多个级的蒸馏塔。使流S141返回到HX100，并温热得到流S121，为CO2产物流S122的部分。液体流S142返回到HX100，以在通过P101泵压(以克服压力损失和静压头)前冷却到-49℃，并送到塔C103顶部，在此用其洗涤来自塔C103中塔顶蒸气流的氮。以此方式，第一氦富集流S106的氮组成减小到低于可在如图2中所绘的汽提塔中达到的水平。
在图3所示的实施方案中使用压缩机K101和K100，首先再压缩离开PSA A100的再循环流S109，其次将低压温热CO2流S120压缩到较高压力流S122的压力，然后最后压缩到产物压力(在图3中，这两个压缩级显示为具有中间进料流的一个压缩机K100)。
来自图3过程的产物为CO2产物流S122，包含基本所有来自进料S100的CO2；和粗氦产物流S108，该流可进一步纯化和液化，以产生纯氦流。图3洗涤塔循环的性能总结于表2中。
表2显示，具有低N2进料的图3的洗涤塔循环可在功率消耗方面与图2的汽提塔循环相比，但它导致流S106和S108中的氦组成大约为图2的双倍，表明对下游纯化和液化过程的潜在益处。然而，正是在益处更显著的高N2进料条件，图3的洗涤塔循环只在这些条件显示略微功率增加，没有在图2高N2进料实例中见到的性能的显著降低。表2也显示，可与图3的洗涤塔一起使用中间再沸器(类似于图2中所绘的中间再沸器)，导致功率消耗减少约10%，但增加结合中间再沸器涉及的额外复杂性。
本发明的系统和方法的另外实施方案结合从氦贫化CO2产物流除氮，特别在其中进料类似于高N2进料的情况下，以达到所给CO2规格(在此情况下，在产物流S122中95%CO2)。结合除氮的方法的一个实施方案显示于图4中。图4与图3的洗涤塔循环的区别是用于从CO2产物闪蒸更挥发组分(特别是氮)的分离器C106和C107。图3中的洗涤过程具有减少第一氦富集流S106中氮的作用，它迫使氮进入底流S115。图4的过程允许从CO2分离氮。
在图4中，与图1至3中相同的部件标有相同参考数字。进料流S100具有表1中所示的组成。在图4所绘的实施方案中，只研究高N2进料组成，因为是这种进料组成需要CO2产物纯度增加到高于进料流中的浓度。使进料流S100在TSA A101中干燥，并与流S110中来自PSAA100的压缩排气组合。组合流S103然后在热交换器HX100冷却，在-46℃得到流S104，在此点，流已大部分液化(液体馏分为约97.3%)。然后，流S104通过阀V103降压，以达到塔C103的操作压力，在这种情况下为39bar，得到流S125。然后，S125送到C103内确定为最佳位置的级，在此情况下，流S125进入到从塔C103顶部的第6理论级上。C103为设计成允许蒸气/液体接触的填充或板式蒸馏塔，这在本领域熟知。在此情况下，C103已用15个理论级模拟，但可容易用更多或更少实现此分离。
由于图4中所绘的示例性方法集中在高N2进料组成(虽然图4的方法可利用低N2进料、高N2进料或具有中间N2组成的进料)，且如上讨论，中间再沸器利用高N2进料流没有大的影响，图4中的洗涤塔过程已用除氮和只一个主再沸器建模。主再沸器如图3描述中讨论。来自C103底级的液体流，流S132，在-46.4℃，将其加热，并在HX100部分蒸发到-27.5℃。来自HX100的双相流，流S133，在C104中分离成液体馏分，流S115，和蒸气馏分，流S134，蒸气馏分返回到塔C103，以提供蒸馏过程所需的向上流动蒸气流。
冷凝进料流S100所需的一些冷冻由用于塔C103的再沸器提供，但大部分冷冻来自再加热离开相分离器C104的贫氦液体流S115。流S115分成若干流，它们在HX100中温热。流S115所分成的流在不同压力和因此不同温度水平提供冷冻。为了优化过程，确定在这些流之间分开和它们减小或泵压到的压力。
在此情况下，流S116中该液体的一些通过阀V101降压到8.1bar，以使其在足够冷温度沸腾，在热交换器HX100的冷端提供足够温差。在阀V101后的这种流S118为过程的最冷部分，且优化已使此温度限于大于CO2的凝固点。该流只是流S115总流量的少量，约3.6%，因为一旦从流S117汽提氮，一些较高压力CO2就再循环到该点，从而构成差异，在过程的冷端产生冷冻。流S115的其余部分，在流S117中，保持在39bar塔压。
图4和图3中所绘实施方案之间的区别是，在图4系统中，流S117在热交换器HX100中只温热到-13℃。在-13℃从HX100抽取的流S150在分离器C106中通过相分离分离成液体馏分(流S151)和蒸气馏分(S152)。虽然分离器C106在本文中称为相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多个级的蒸馏塔。过程这一区段的用途是从CO2产物流除氮。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，或在C106中分离之前在流150中氮的三分之一多一点。
然后，流S151返回到HX100，在此温热并在1.1℃抽取为流S140，并且在分离器C105中分离成液体馏分(流S142)和蒸气馏分(S141)。使流S141返回到HX100，并温热得到流S121，CO2产物流S122的部分。液体流S142返回到HX100，以在通过泵P101泵压(以克服压力损失和静压头)前冷却到-46℃，并送到塔C103顶部，在此用其洗涤来自塔顶蒸气流的氮，从而使第一氦富集流S106的氮组成减小到低于可在图2汽提塔中达到的水平。
然后，来自分离器C106的氮富集蒸气流S152返回到HX100重新冷却，以从流冷凝CO2，增加排出流中氮的浓度，并使氮排出中CO2的损失最大限度地减少。该经冷却流S153在-49℃离开HX100，其中流S153的65%处于液相。在分离器C107中，流S153分离成氮富集蒸气流S154和液体流S155。氮富集流S154包含73.0%氮和25.0% CO2。流S154中25.0% CO2组成为对过程所加的限制，并用过程优化器内的约束施加。可通过改变过程内的温度和压力改变该值，代表从过程小于1%的CO2损失。或者，可用熟知的吸附、吸收或膜系统回收在此排出流S154中的一些或所有CO2，以使过程返回到接近100% CO2回收率。
氮富集流S154然后在HX100内温热，并从过程作为流S157排出。来自分离器C107的液体流S155通过阀V104减压到流S118的压力，并组合以构成冷端冷冻负荷所需的低压CO2的其余部分，如前提到。
使用压缩机K101和K100，首先再压缩再循环流S109，其次将低压温热CO2流S120压缩到较高压力流S122的压力，然后最后压缩到产物压力(在图4中，这两个压缩级显示为具有中间进料流的一个压缩机K100)。
来自图4中所绘过程的产物为：(1)富CO2产物流S122，CO2进料组成从92.38%进料组成增加到95%(流S122包含几乎所有来自进料S100的CO2，随氮排出流S157的少量损失更小)；(2)粗氦产物流S108，该流可进一步纯化和液化，以产生纯氦流；和(3)富氮排出流S157。在利用除氮时，所得氮排出流S157可包含一些残余CO2。该CO2可容易用多种熟知方法回收，例如吸收、吸附或膜分离系统。
结合CO2洗涤和除氮的图4过程的性能总结于表2中。如表2中所示，功率消耗随增加除氮从2.37MW增加到2.96MW；由于氮排出中CO2损失，CO2回收率从100%减少到99.1%，CO2产物组成已从先前值92.74%增加到满足95.0%所需值。
检查表2中的结果，可以看到，在从第一氦富集流S106/S107回收CO2后，利用或不利用除氮的洗涤塔循环在S108流中达到大于90%氦纯度。在图4中体现的情况下，利用除氮，流S108包含92.52%氦、5.7%氮和1.7%氢(氢为轻组分，在进料流S100中的约三分之二氢最后进入此流中)加上394ppm甲烷和361ppm氩。
已发现，可设计PSA系统A100从氦产物流S108去除基本所有氮和氩及CO2。然而，为了去除氢，需要催化燃烧器R100，如图5描绘实施方案中所示。催化燃烧器R100可以为利用含钯或铂催化剂或适用于氢和微量烃燃烧的任何其它催化剂的单元。燃烧需要氧源，氧源可以为空气、氧富集空气或氧。在此情况下，加入空气并优化控制，以便有超过燃烧所需的小过量氧。因此，控制所加空气的量，以在离开燃烧器R100的转化流S160中得到100ppm氧。无氢和无甲烷流S160然后在PSA A100中纯化，得到纯氦流S161和排气流S109。与前面实例不同，流S109包含较小量氢，一般无害，因为它是较少组分，也包含水，作为R100中出现的氧化反应产物。因此，来自PSA A100的再循环流S110应回收到除水TSA A101上游的点是有道理的，以免将水引入低温过程，这可冻结或形成固体CO2水合物，并在热交换器HX100中产生堵塞，但也可单独干燥再循环流。
表2显示图5中体现的过程的结果，其中氦产物流S161现在包含100%氦，且在氦可液化之前不需要进一步纯化。因此，来自图5中过程的产物为：(1)富CO2产物流S122，CO2组成从92.38%进料组成增加到95%(流S122包含几乎所有来自进料流S100的CO2，随氮排出流S157的少量损失更小)；(2)纯氦产物流S161，该流可液化，不用进一步纯化产生纯氦产物流；和(3)富氮排出流S157。
应注意，为了得到纯氦产物不需要氮排出流。例如，对于其中除氮不必要的情况，例如，在进料流中低氮或较低产物CO2纯度需要，可从图3中所述过程产生纯氦产物(如上所述修改，例如催化燃烧器和对PSA的相关改进)。
另外，如上所述图5中所绘的PSA设计可结合到过程的其它结构，这些结构在本发明的考虑范围内。例如，可用催化燃烧器和PSA改进图1中所绘的双闪蒸循环或图2中所绘的汽提塔结构。
也应注意，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，仍得到所需水平的氦纯度。例如，两种此类可能结构显示于图6和7中，它们结合再循环CO2洗涤和进料CO2洗涤(分别)。在图6和7中，与图1至5中相同的部件标有相同参考数字。图6中所绘过程与图3中所示和前述相同，不同之处在于氦富集流S107不在离开热交换器HX100后在下游分离或纯化，而是直接作为产物回收。
类似地，在图7所绘过程中，氦富集流S107直接作为产物回收。然而，在图7中，从进料流S100得到送到塔C103的CO2洗涤流，而非从再循环流。如图7中所示，经干燥进料流S102在热交换器HX100中部分冷却。然后，该部分冷却流S161在分离器C105中通过相分离分离成液体馏分(流S162)和蒸气馏分(S161)。虽然分离器C105在本文中称为相分离器或闪蒸分离器，但也可使用具有多个级的蒸馏塔。流S161返回到HX100，并进一步冷却到流已大部分液化的温度，得到流S104。液体流S162也返回到HX100进一步冷却，形成CO2洗涤流S163。流S163送到塔C103的顶部，在此用其洗涤来自塔C103中塔顶蒸气流的氮。
包括膜单元M100的另一个实施方案显示于图8中。具有膜单元M100的本发明的实施方案特别好地适用于包含较高浓度氮和/或甲烷的进料流。
在图8中，与图1至7中相同的部件标有相同参考数字。
加入膜单元M100可合乎需要地用于改进情况，它提供只需要简单系统修改就满足所需CO2纯度要求且不显著增加功率要求的选项。
虽然很多膜系统需要辅助设备，例如压缩机，但使用膜单元的本发明的实施方案可使用现有压缩机，从而提供与上述系统的协同。
关于图8，本发明则也涉及一种用膜分离器M100从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料回收氦的方法。进料流可具有至少50%mol CO2的CO2浓度。方法包括将分离器进料流S125引入分离器C110。分离器进料流S125包含至少部分进料流S100。分离器进料流S125分离成第一氦富集流S106和第一CO2富集流S115。从分离器C110抽取第一氦富集流S106和第一CO2富集流S115。
分离器C110可以为变压吸附分离器。用于分离He和CO2的变压吸附分离器在本领域已知。
分离器C110可以为分馏器。本文所用“分馏器”包括例如蒸馏塔、闪蒸槽、精馏塔、汽提塔等装置。
在分离器C110为分馏器，且分馏器为蒸馏(汽提)塔的情况下，可从蒸馏塔的上部位置抽取第一氦富集流S106，并可从蒸馏塔的下部位置抽取第一CO2富集流(S115)。方法可进一步包括使进料流S100(例如，在热交换器HX100中)冷却，以形成分离器进料流S125。方法可进一步包括将包含CO2的液体流作为CO2洗涤流S163送到蒸馏塔的上部。分离器进料流S125可在蒸馏塔上部位置和蒸馏塔下部位置中间的位置(即，在CO2洗涤流S163的引入位置和第一CO2富集流S115的抽取位置之间)引入蒸馏塔。
虽然用图8中蒸馏塔显示，但可与膜单元M100一起使用任何上述热交换器HX100和不同分离器(C100, C101, C102, C103, C104, C105, C106, C107)的结构。
第一氦富集流S106可包含一种或多种可燃组分。在第一氦富集流S106包含不合乎需要量的可燃组分时，方法可进一步包括在氧存在下催化燃烧第一氦富集流中的可燃组分，以使可燃组分至少部分转化成CO2和H2O，从而形成可燃组分贫化的氦富集流。因此，作为第一氦富集流S106的至少部分，变压吸附单元进料流S107可包含可燃组分贫化的氦富集流。可燃组分可在催化燃烧器中燃烧，如上关于图5所述。关于图5可燃组分催化燃烧的讨论可适用于图8中所述的方法。
方法包括将变压吸附单元进料流S107引入变压吸附单元A100。变压吸附单元进料流S107包含至少部分第一氦富集流S106。使变压吸附单元进料流S107分离成富氦产物流S108和贫氦流(S109)。从变压吸附单元A100抽取富氦产物流S108和贫氦流(S109)。
方法包括在压缩机K101中压缩压缩机进料流S205，以形成压缩机流出物流S110。压缩机进料流S205包含贫氦流(S109)和氦富集渗透流S203。
方法包括将压缩机流出物流S110的第一部分S201引入膜分离单元M100。使压缩机流出物流S110的第一部分S201在膜分离单元M100分离形成氦富集渗透流S203和氦贫化非渗透流S204。从膜分离单元M100抽取氦富集渗透流S203和氦贫化非渗透流S204。使氦富集渗透流S203再循环到压缩机K101。氦贫化非渗透流S204，其富集N2和CH4且仍处于高压，可与产物流CO2流混合，排出，或燃烧提供动力。
方法包括将压缩机流出物流S110的第二部分S202引入分离器C110。压缩机流出物流S110的第二部分S202可与分离器进料流S125分开引入分离器C110。压缩机流出物流S110的第二部分S202可与至少部分进料流S100混合，混合物一起作为分离器进料流S125引入。
第一部分S201和第二部分S202可以为压缩机流出物流S110的分开部分。可改变压缩机流出物流S110的第一部分S201摩尔流速与压缩机流出物流S110的第二部分S202摩尔流速之比，以实现所得He和CO2产物流各自的回收率和纯度。压缩机流出物流S110的第一部分S201摩尔流速与压缩机流出物流S110的第二部分S202摩尔流速之比可以为0.25至0.90，或者可以为0.60至0.85。
本发明也涉及用于从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流S100回收氦的系统。进料流S100可具有至少50%mol CO2的CO2浓度。
参考图8，系统包括分离器C110，分离器C110操作性布置成接收分离器进料流S125。分离器进料流S125包含至少部分进料流S100。分离器C110操作性构造成使分离器进料流S125分离成第一氦富集流S106和第一CO2富集流S115。
如上讨论，分离器C110可以为变压吸附分离器。分离器C110可以为分馏器。
在分离器C110为分馏器，且分馏器为蒸馏(汽提)塔时，蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一氦富集流S106的第一出口，其中第一出口位于蒸馏塔的上部，如图8中所示。蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一CO2富集流S115的第二出口，其中第二出口位于蒸馏塔的下部。蒸馏塔具有操作性布置成引入分离器进料流S125的第一入口。第一入口位于蒸馏塔上部和蒸馏塔下部中间的位置。蒸馏塔具有操作性布置成引入CO2洗涤流的第二入口。第二入口位于蒸馏塔的上部，如图8中所示。
系统可进一步包括一个或多个热交换器HX100，热交换器HX100操作性构造成冷却至少部分进料流S100，以通过以下形成分离器进料流S125：与部分或所有第一氦富集流S106和部分或所有第一CO2富集流S115间接热交换，从而加热部分或所有第一氦富集流S106和部分或所有第一CO2富集流S115。
如关于方法讨论，第一氦富集流可包含一种或多种可燃组分。在第一氦富集流包含一种或多种可燃组分的情况下，系统可进一步包括包含催化剂的催化燃烧器(未显示)，催化燃烧器操作性构造成燃烧第一氦富集流中的一种或多种可燃组分。一种或多种可燃组分可在氧存在下反应，以使可燃组分至少部分转化成CO2和H2O，从而形成可燃组分贫化氦富集流。因此，变压吸附单元进料流S107包含可燃组分贫化的氦富集流，作为第一氦富集流S106的至少部分。
系统包括变压吸附单元A100。变压吸附单元A100操作性构造成使变压吸附单元进料流S107分离成富氦产物流S108和贫氦流S109。变压吸附单元进料流S107包含至少部分第一氦富集流S106。
系统包括压缩机K101，压缩机K101操作性布置成接收压缩机进料流S205，压缩机进料流S205包含贫氦流S109和氦富集渗透流S203。压缩机操作性构造成压缩压缩机进料流S205，以形成压缩机流出物流S110。压缩机流出物流S110分成第一部分S201和第二部分S202。
系统包括膜分离单元M100，膜分离单元M100操作性布置成接收压缩机流出物流S110的第一部分S201，并操作性构造成使压缩机流出物流S110的第一部分S201分离成氦富集渗透流S203和氦贫化非渗透流S204。
分离器C110操作性布置成接收压缩机流出物流S110的第二部分S202。
膜分离单元M100可包括分离模块。分离模块可以为中空纤维模块或螺旋缠绕模块。螺旋缠绕模块例如描述于Schwinge et al., “Spiral wound modules and spacersReview and analysis”(螺旋缠绕模块和隔片回顾和分析), Journal of MembraneScience, vol. 242, pp. 129-153, ScienceDirect, 2004。
分离模块可包括膜，其中膜包括载体。载体可包括选自聚砜、乙酸纤维素、芳族聚酰亚胺、芳族聚酰胺、芳族聚碳酸酯、聚(二甲基苯醚)、聚(二甲基硅氧烷)和碳的材料。
分离膜可以为混合基质膜。混合基质膜例如描述于Aroon et al., “Performancestudies of mixed matrix membranes for gas separation:A review”(用于气体分离的混合基质膜性能研究：回顾), Separation and Purification Technology, vol. 75,pp. 229-242, 2010。
分离膜可以为促进传递膜。促进传递膜例如描述于Ravanchi et al.,“Application of membrane separation processes in petrochemical industry:areview”(石油工业中膜分离方法应用：回顾), Desalination, vol. 235, pp. 199-244,ScienceDirect, 2009。
为了显示膜分离单元的作用，用ASPEN plus version 8.6(市售软件)模拟利用膜分离单元的图8中所绘过程和不利用膜分离单元的图9中所绘过程。图8中所绘过程用42bar和57bar汽提塔压力模拟。图9用57bar汽提塔压力模拟。
对于图8过程，进料流S100具有表4中所示的组成。在汽提塔C110操作压力大于进料压力时，例如57bar情况，进料流S100在压缩机K99中压缩。使进料流S100在变温吸附器(TSA) A101中干燥，并与由来自变压吸附单元A100的贫氦流S109形成的压缩机流出物S110的部分S202组合。组合流S103然后在交换器HX100中冷却，在约-45℃得到流S104，在此点，流已大部分液化(液体馏分为约99.5%)。如果汽提塔C110的操作压力小于进料流压力，例如42bar情况，则使流S104通过阀V103膨胀压力，达到汽提塔C110的操作压力，得到流S125，然后送到汽提塔C110的顶级。C110为设计成允许蒸气/液体接触的填充或板式蒸馏塔，这在本领域熟知。在此情况下，C110已用15个理论级建模，但可容易用更多或更少实现分离。
汽提塔为其中有再沸器但无塔顶冷凝器的蒸馏塔类型，且回流液体只由进料流提供的液体供应。在此情况下，汽提塔C110不仅包括主再沸器，而且包括任选的中间再沸器。这两个再沸器均通过整合到热交换器HX100提供有它们所需的热量。主(或底部)再沸器通过以下整合：取离开塔底部级的流S132，并使此通到HX100，在此加热并部分蒸发，以提供在流S133中用于塔C102底部的向上流动蒸气。在此情况下，流S132在-42℃，流S133在-13℃。这提供用于HX100冷却曲线中部的冷冻。
冷却和/或冷凝流S100、S104和S162所需的大约四分之一冷冻由C110内的再沸器提供，但大部分冷冻来自再加热离开C110底部的贫氦液体CO2流S115。流S115分成若干流，它们在HX100中温热。流S115所分成的流在不同压力和因此不同温度水平提供冷冻，如前面关于图1所述。为了优化过程，确定在这些流之间分开和它们减小或泵压到的压力。
在此情况下，一些流S116通过阀V101降压到约9.0bar，以使其在足够冷温度沸腾，在热交换器HX100的冷端提供足够温差。在阀V101后的该流为过程的最冷部分。优化已使S118温度限于大于CO2的凝固点，因此在-56℃的施加下限。该流只是流S115总流量的少量，约5%，用于在冷端开启热交换器冷却曲线。其余部分流S117降到48.6bar CO2产物压力，以进一步优化热交换器的性能，从而减小随后用于再压缩的功率。部分流也可在第三压力(未显示)，但那在这种情况不需要。
在高压塔情况下，用压缩机K99将48.6bar进料压缩到57bar。用K101再压缩压缩机进料流S205，该压缩机进料流S205包含来自变压吸附单元A100的贫氦流S109和来自膜单元M100的氦富集渗透流S203。用K100将低压温热CO2流S120压缩到较高压力流S122的压力，然后最后压缩到产物压力(在图8中，这两个压缩级显示为具有中间进料流的一个压缩机K100)。
压缩机流出物S110的80%形成压缩机流出物S110的第一部分S201，压缩机流出物S110的20%形成压缩机流出物的第二部分S202。使压缩机流出物S110的第一部分S201通到膜分离单元M100，在此第一部分S201分离成氦富集渗透流S203和氦贫化非渗透流S204。使氦富集渗透流S203再循环回到压缩机K101的入口。
来自过程的产物为CO2产物流S122，包含基本所有来自进料S100的CO2；和粗氦产物流S108，该流可进一步纯化和液化，以产生纯氦流。
关于在57bar利用汽提塔的图8中的工艺流程图，通过模拟计算的各种流的组成显示于表4中。
该系统的性能汇总于表5中。
为了比较，用ASPEN plus模拟没有膜分离单元的图9中所绘过程。不同流组成的总结显示于表6中。图9中所示系统的性能汇总于表5中。
关于图8具有膜分离单元的总功率需求略低于关于图9没有膜分离单元的总功率需求(2.94MW vs. 3.22MW)。与没有膜分离单元情况的He浓度比较，对于有膜分离单元的情况，He产物流中的He浓度较大(98.39 vs. 97.82)。与没有膜分离单元情况的CO2浓度比较，对于有膜分离单元的情况，CO2产物流中的CO2浓度较大(93.54 vs. 92.71)。与具有膜分离单元的情况比较，对于没有膜分离单元的情况，He回收率和CO2回收率略高。
也在42bar较低压力关于汽提塔模拟根据图8利用膜分离单元的过程。与57bar情况一样，压缩机流出物S110的80%形成压缩机流出物S110的第一部分S201，压缩机流出物S110的20%形成压缩机流出物的第二部分S202。关于在42bar压力利用汽提塔的图8中所示工艺流程图的所得组成显示于表7中。该系统性能汇总于表5中。
表4
Figure DEST_PATH_IMAGE006
表5
Figure DEST_PATH_IMAGE007
表6
Figure DEST_PATH_IMAGE008
表7
Figure DEST_PATH_IMAGE009
在42bar，CO2产物流中的CO2浓度增加到95%mol，在所需总功率方面有惩罚。在此较低压力，预料塔C110更有效运行，因为更远离临界压力。然而，在42bar，不可能操作图9中的过程，因为CO2不能溶解那样多N2，并在从S106至A100至S109至C110和再回到S106的回路中积累。
本文所述系统和方法的益处包括但不限于以下一种或多种：(1)从离开汽提(或蒸馏)塔的塔顶氦富集流去除CO2和N2二者，从而增加该流的氦组成和减少氮组成，同时减小从PSA再循环的氮的量；(2)用一个或多个分离器代替蒸馏塔的选项；(3)在蒸馏塔中用任选的中间再沸器提高总效率，尤其在进料中N2浓度低时；(4)液体CO2作为任选CO2洗液再循环到塔顶部，这从塔顶流汽提N2，并减少富氦塔顶流中的N2，而不使其移到CO2产物流；(5)通过任选CO2洗涤去除甲烷和其它较高级烃，从而进一步从塔顶富集氦流去除杂质，不然就需要在低温纯化过程去除；(6)排除氮，以增加产物流中CO2的组成，满足管线需求(应注意，除氮和CO2方面可一起用于提供改善的效果)；(7)催化燃烧氦富集流中的氢和烃(加空气或氧)，以去除氦产物流中的杂质。
以上已定义了不同的术语。在以上未限定权利要求中所用术语的范围，应给予其在至少一个印刷出版物或已发布专利中反映的相关领域的技术人员给予那个术语的最宽定义。另外，在本申请中引用的所有专利、试验方法和其他文献均在此类公开内容与本申请一致的范围出于其中允许结合的所有权限完全通过引用结合到本文中。
本发明的某些实施方案和特征已用一组数字上限和一组数字下限描述。为了简洁，只在本文中明确公开某些范围。然而，应了解，除非另外指明，本发明包括从任何下限到任何上限的范围。类似地，从任何下限的范围可与任何其它下限组合，以叙述未明确叙述的范围，从任何上限的范围可与任何其它上限组合，以叙述未明确叙述的范围。另外，一个范围包括其端点之间的每个点或各个值，即使未明确叙述。因此，每个点或各个值可作为与任何其它点或各个值或任何其它下限或上限组合的其自身下限或上限，以叙述未明确叙述的范围。所有数值“约”为或“近似”为指示值，并且考虑本领域的技术人员预料的试验误差和变化。
在以下权利要求中，用字母识别提出的步骤(例如，a、b、c等)。这些字母用于帮助提述方法步骤，而不表示其中进行所提出步骤的次序，除非此次序对本发明操作性必要或在权利要求中明确叙述，且仅至此次序对本发明操作性必要或在权利要求中明确叙述的程度。
虽然前述涉及本发明的实施方案及其供选实施方案，但在不脱离其预期精神和范围下，本领域的技术人员可设想本发明的各种改变、改进和变化。本发明仅受所附权利要求的术语限制。

Claims (13)

1.一种从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流回收氦的方法，所述方法包括：
将分离器进料流引入分离器，分离器进料流包含至少部分进料流，使分离器进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流，并从分离器抽取第一氦富集流和第一CO2富集流；
将变压吸附单元进料流引入变压吸附单元，变压吸附单元进料流包含至少部分第一氦富集流，使变压吸附单元进料流分离成富氦产物流和贫氦流，并从变压吸附单元抽取富氦产物流和贫氦流；
在压缩机中压缩压缩机进料流，以形成压缩机流出物流，压缩机进料流包含贫氦流和氦富集渗透流；
将压缩机流出物流的第一部分引入膜分离单元，使压缩机流出物流的第一部分分离成氦富集渗透流和氦贫化非渗透流，并从膜分离单元抽取氦富集渗透流和氦贫化非渗透流；并且
将压缩机流出物流的第二部分引入分离器。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述压缩机流出物流的第一部分具有摩尔流速F1，压缩机流出物流的第二部分具有摩尔流速F2，并且其中
Figure DEST_PATH_IMAGE001
。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述分离器为分馏器。
4.根据权利要求3所述的方法，其中所述分馏器为蒸馏塔，其中从蒸馏塔的上部位置抽取第一氦富集流，并从蒸馏塔的下部位置抽取第一CO2富集流，所述方法进一步包括以下步骤：
使进料流冷却以形成分离器进料流；并且
将包含CO2的液体流作为CO2洗涤流送到蒸馏塔的上部；
其中至少部分分离器进料流在蒸馏塔上部位置和蒸馏塔下部中间的位置引入蒸馏塔。
5.一种用于从包含氦、二氧化碳与甲烷和氮至少之一的进料流回收氦的系统，所述系统包括：
分离器，分离器操作性布置成接收分离器进料流，分离器进料流包含至少部分进料流，分离器操作性构造成使分离器进料流分离成第一氦富集流和第一CO2富集流；
变压吸附单元，变压吸附单元操作性构造成使变压吸附单元进料流分离成富氦产物流和贫氦流，变压吸附单元进料流包含至少部分第一氦富集流；
压缩机，压缩机操作性布置成接收包含贫氦流和氦富集渗透流的压缩机进料流，压缩机操作性构造成压缩压缩机进料流，以形成压缩机流出物流；和
膜分离单元，膜分离单元操作性布置成接收压缩机流出物流的第一部分，并操作性构造成使压缩机流出物流的第一部分分离成氦富集渗透流和氦贫化非渗透流；
其中分离器也操作性布置成接收压缩机流出物流的第二部分。
6.根据权利要求1或5所述的系统，其中所述膜分离单元包括分离模块或分离膜，其中分离膜为中空纤维膜或螺旋缠绕膜。
7.根据权利要求6所述的系统，其中所述分离模块或分离膜包括载体，其中载体包括选自聚砜、乙酸纤维素、芳族聚酰亚胺、芳族聚酰胺、芳族聚碳酸酯、聚二甲基苯醚、聚二甲基硅氧烷或碳的材料。
8.根据权利要求6所述的系统，其中所述分离膜为混合基质膜。
9.根据权利要求6所述的系统，其中所述分离膜为促进传递膜。
10.根据权利要求1或5所述的系统，其中所述分离器为变压吸附分离器。
11.根据权利要求5所述的系统，其中所述分离器为分馏器。
12.根据权利要求11所述的系统，其中所述分馏器为蒸馏塔，
其中蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一氦富集流的第一出口，第一出口位于蒸馏塔的上部；
其中蒸馏塔具有操作性布置成抽取第一CO2富集流的第二出口，第二出口位于蒸馏塔的下部；
其中蒸馏塔具有操作性布置成引入分离器进料流的第一入口，第一入口位于蒸馏塔上部和蒸馏塔下部中间的位置；
其中蒸馏塔具有操作性布置成引入CO2洗涤流的第二入口，第二入口位于蒸馏塔的上部；
所述系统进一步包括：
一个或多个热交换器，热交换器操作性构造成冷却至少部分进料流，以通过与部分或所有第一氦富集流和部分或所有第一CO2富集流间接热交换形成分离器进料流，从而加热部分或所有第一氦富集流和部分或所有第一CO2富集流。
13.根据权利要求5所述的系统，其中所述第一氦富集流包含一种或多种可燃组分，所述系统进一步包括催化燃烧器，催化燃烧器操作性构造成在氧存在下燃烧第一氦富集流中的一种或多种可燃组分，以使可燃组分至少部分转化成CO2和H2O，从而形成可燃组分贫化的氦富集流，其中变压吸附单元进料流包含可燃组分贫化的氦富集流作为至少部分第一氦富集流。
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