CN115135402A - 降低马力要求的甲烷和氮气分离系统和方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于从天然气中脱氮的系统和方法，使用两个可以堆叠的分馏塔和多个分离器和热交换器，其马力要求是现有技术系统要求的50％至80％。分馏塔在不同的压力下操作。进料流与进料到第一塔的蒸汽部分分离，以产生在不同压力下被分离成多个部分的第一塔底部流和被分开成或分离成两个部分的第一塔顶部流，其中至少一个部分在进料到第二塔顶部之前过冷。第一塔流和第二塔流之间的可选热交换为第二塔上升蒸汽流提供第一塔回流和再沸热。产生三个销售气体流，每个气体流压力不同。

Description

降低马力要求的甲烷和氮气分离系统和方法
技术领域
本发明涉及用于从甲烷中分离氮气和从约20MMSCFD以上的天然气流中分离其它组分的系统和方法，与现有技术的系统和方法相比，其能量/马力要求被降低。
背景技术
氮气污染是从地下储层开采天然气过程中经常遇到的问题。氮气可能是自然产生的，或者可能是作为强化采收率操作的一部分注入储层的。输送管道通常不接受含有4mol％以上惰性气体的天然气，如氮气。因此，天然气进料流通常被处理以去除这些惰性气体，以便销售和运输经处理的天然气。
从天然气中脱氮的一种方法是通过脱氮单元或NRU处理含氮气和甲烷的流。NRU可以由两个低温分馏塔组成，如美国专利第4,451,275号和第4,609,390号中所描述的。这两种塔系统具有在氮气排放流中实现高氮气纯度的优点，但是需要更高的资本支出用于附加的工厂设备，包括第二塔，并且可能需要更高的操作支出用于制冷马力和用于所得到的甲烷流的压缩马力。
NRU还可以包括单个分馏塔，如美国专利第5,141,544号、第5,257,505号和第5,375,422号中描述的分馏塔。许多单塔系统有单一的离开NRU分馏塔的销售气体流，通常在较低的压力下需要压缩以满足管道要求。例如，在美国专利第5,141,544号中，NRU进料流首先被处理以除去水和二氧化碳(以避免与二氧化碳有关的冻结问题)，然后在进料单塔NRU之前被分开成三部分。第一部分通过与来自NRU塔的顶部流进行热交换而被冷却，第二部分通过与NRU塔底部流进行热交换而被冷却，第三部分通过与从NRU塔中抽出并返回到NRU塔的再沸器中的侧流进行热交换而被冷却。进料流的第一部分、第二部分和第三部分被重新组合，重新组合的流通过与NRU塔底部流的热交换进一步冷却，然后传递通过JT阀，然后作为约-215℉和约170psia的液汽混合相流进入NRU塔。来自单塔NRU的顶部流是氮气排放流。在'544专利中的示例中，单NRU底部流是压力约为60psia的销售气体流，需要进一步压缩。
一些单塔系统还将NRU塔底部流分开成两股，以允许与其他工艺流进行额外的热交换，从而产生两股压力不同的销售气体流。例如，在美国专利第5,375,422号中，首先处理NRU进料流以去除水和二氧化碳，然后在进料单塔NRU之前将其分开成四部分。第一部分通过与来自NRU塔的顶部流的热交换而冷却；第二部分在传递通过NRU塔再沸器然后通过在NRU塔内的内回流冷凝器，并然后通过再沸器返回之后，通过与NRU塔底部流的第一部分的热交换而冷却；并且第三部分通过与来自NRU塔的底部流的第二部分的热交换而冷却。进料流的第一部分、第二部分和第三部分被重新组合，并且重新组合的流在作为液体和蒸汽混合相流在-60℉和-150℉之间和约315psia进料到NRU塔之前传递通过JT阀。进料流的第四部分通过两个独立的热交换器而冷却，每个热交换器都有一个侧流从NRU塔中抽出并返回，然后传递通过JT阀并作为-200℉至-250℉和约315psia之间的液体和蒸汽混合流进料到NRU塔。进料流的第四部分在重新组合的第一部分、第二部分和第三部分上方若干盘的位置进料到NRU塔中。来自单塔NRU的顶部流是氮气排放流。NRU底部流被分开成第一部分和第二部分，每个部分被不同地处理以实现与其他处理流的期望热交换。NRU底部流的两个部分的不同处理导致两个销售气体流，一个在约20psia的压力下，另一在约300psia的压力下。这种单塔系统只产生两个销售气体流，每个入口的马力MMSCF通常在100到110HP/MMSCF。
与两个塔系统相比，这些单塔系统的优点是降低了设备的资本支出，包括取消了第二塔，并由于不需要外部制冷设备而降低了操作支出。然而，它们也可以有更高的与能量/马力要求相关的运营支出。许多单塔系统对入口进料的马力要求约为110HP/MMSCF，特别是对于NRU塔的单一销售气体流的系统。HP/MMSCF通过现有技术的单塔系统进行改进，该单塔系统在不同压力下产生三种销售气体流，通常需要80至90HP/MMSCF。类似地，现有技术常规的两塔系统生产单一销售气体流(如'544专利)，马力要求通常运行在入口进料的约80至90HP/MMSCF。除了资本和运营支出之外，许多现有的NRU系统在处理含有高浓度二氧化碳的NRU进料流方面存在局限性。脱氮过程涉及低温，这可能导致二氧化碳在过程的特定阶段冻结，导致工艺流程堵塞和过程中断。二氧化碳通常通过常规方法从NRU进料流中去除，最大约为百万分之35(ppm)二氧化碳，以避免这些问题。需要一种系统和方法，以降低能量/马力要求，并优选具有处理具有较高浓度二氧化碳的进料流的能力，有效地从天然气流中的甲烷和其他组分中分离氮气。
发明内容
本文所公开的系统和方法有助于经济有效地从甲烷中去除氮气，且大大降低了能量/马力要求。所述系统和方法具体适用于进料气体流速约为20MMSCFD以上且氮气含量范围为5mol％至50mol％。系统和方法还能够处理含二氧化碳浓度高达约100ppm的进料气体，其典型氮气水平在5至50％之间。系统和方法的马力要求为具有单一销售气体流的大多数现有技术单塔NRU系统的马力要求的约50至60％。
根据本发明的一个优选实施方式，公开了一种系统和方法，用于通过两个分馏塔处理主要含有氮气和甲烷的NRU进料气体流，以产生三个经处理的销售气体流，每个在不同的压力下，根据需要可进一步压缩以满足输送管道的要求(通常约615psia)。最优选的是，一种销售气体流是压力在315至465psia之间(更优选在365至415psia之间)的高压流，第二种销售气体流是压力在75至215psia之间(更优选在115至215psia之间)的中压流，第三种销售气体流是压力在45至115psia之间(更优选在50至115psia之间)的低压流。入口进料流优选地在第一分离器中被分离成进料到第一阶段塔的顶部流和可以被送往进一步处理以回收剩余甲烷和NGL组分的底部液体流。第一阶段塔设计为高压NRU塔，用于从甲烷和重烃组分中去除大量进入的氮气，而第二阶段塔在较低的压力下操作。进入第一阶段NRU塔的进料流和第一阶段顶部流不被冷却到常规的目标温度-200至-245°F。这允许本发明的优选系统和方法在比现有技术系统更暖的温度下进料第一塔，这增加了进料流中的CO2容限。与现有技术系统相比，第一塔还在更高的压力下(优选约315至415psia)操作。第二塔在较低的压力下操作(优选在约65至115psia)。
根据另一优选实施方式，来自第一塔的底部流被分开成至少三个部分。第一部分是高压销售气体流，第二部分是中压销售气体流，第三部分是低压销售气体流的至少一部分。最优选的是，第一部分、第二部分和第三部分中的每个部分被膨胀和冷却到不同程度。
根据另一优选实施方式，在通过与第一分离器底部流、第一塔底部流的第一、第二和第三部分、第二分离器底部流(优选地与第一热交换器上游的第一塔底部流的第三部分混合)和第二塔顶部流进行热交换来进料第一分离器之前，进料流优选地在第一热交换器中冷却。根据另一优选实施方式，第一分离器顶部流被分开成两部分，其中第一部分通过第一热交换器循环返回，以便在进料第一塔之前进一步冷却。第二部分被冷却并在进料第一塔之前向用于第一塔的再沸器提供再沸热。根据另一优选实施方式，第一分离器顶部流的第一部分作为比第一分离器顶部流的第二部分具有更低温度和更低压力的液体进入第一塔的上部塔盘，优选地作为混合液体-蒸汽流进入第一塔的中间级别盘。
根据另一优选实施方式，来自第二塔的底部流被引导通过第二热交换器，在第二热交换器加入特定量的热量，形成气相。所得蒸汽和液体在第二分离器中分离。优选地，来自第二分离器的塔顶部流作为上升蒸汽流反馈回第二塔的底部。优选地，来自第二分离器的底部流与第一塔底部流的第三部分混合以形成低压销售气体流。根据另一优选实施方式，第二分离器底部流在与第一塔底部流的第三部分混合之前在第二热交换器中加热。最优选的是，第二分离器位于接近路面标高级别的位置，以允许对最佳操作和维护至关重要的仪器易于接近。
根据另一优选实施方案，当与含有约20％以上氮气的进料流一起使用时特别有益，该系统和方法包括以下组分、结构和步骤中的一者或多者，最优选的是以下组分、结构和步骤中的每者：
(1)第一塔底部流被分开成四部分，第四部分在第二分离器上游与第二塔底部流混合，混合流在第二分离器中被分离成第二分离器顶部流和第二分离器底部流。
(2)第二分离器底部流在第二热交换器中通过与第一塔顶部流和第二塔顶部流的热交换而加热。
(3)两个塔之间的压差允许塔之间有效的能量共享，包括通过第一塔流和第二塔流之间的热交换向第一塔提供回流并向第二塔提供再沸热。最优选的是使用壳与管式热交换器，其提供与内回退式冷凝器相同的功能，但具有两个独立设备部件的灵活性，以向第一阶段塔的顶部提供回流并向第二阶段塔的底部再沸热。来自第一塔顶部的流进入热交换器的管侧，其中液体部分返回塔，蒸汽部分作为第一塔顶部流离开塔。最优选地，第二塔底部流被分开成两部分，第二塔底部流的第一部分是进入热交换器壳侧的制冷剂，在那里它被加热成蒸汽流，然后在进料到第二分离器之前与第二塔液底部流的第二部分(并且优选地，第一塔底部流的第四部分)混合。第二分离器顶部流作为上升蒸汽流进料返回第二塔。根据一个优选实施方式，两个塔独立地竖立，最优选地，第二塔的至少一部分位于高于第一塔的高度处，并且热交换器相对于第一塔至少部分地升高，使得第二塔底部流的部分可以通过重力进料进入热交换器的壳侧。根据另一优选实施方式，如本领域普通技术人员将理解的，第一阶段塔和第二阶段塔可与第二塔一起叠置在第一塔之上，有效地叠置成单个塔。根据另一优选实施方式，两个塔可以竖立在冷箱内，但不需要冷箱。
(4)通过与第二分离器底部流和第二塔顶部流的热交换，第一塔顶部流在第二热交换器中向第二塔进料的上游被冷却。
(5)冷却的第一塔顶部流传递通过第二热交换器下游的第三分离器或闪蒸罐，以允许来自冷却的第一塔顶部流的所需量的蒸汽传递通过第三热交换器，以进一步冷却该流并在进料第二塔顶端之前使其冷凝。这种额外的冷却是由于在第三热交换器中与第二塔顶部流的热交换而产生的。优选地，控制从第三分离器抽出的蒸汽量以在第三热交换器中实现所需的热平衡。最优选的是，来自冷却的第一塔顶部流的剩余蒸汽离开第三分离器，并与离开第三分离器的流的液体部分结合，以送入第二塔的中间部分。
(6)第二塔顶部流为氮气排放流，并且通过与第三分离器顶部流的热交换在第三热交换器中加热。然后优选地，通过与第二分离器底部流和第一塔顶部流的热交换，在第二热交换器中(第三热交换器的下游)再次加热第二塔顶部流。然后第二塔顶部流优选地在第一热交换器中(在第二热交换器的下游)再次加热。
根据另一优选实施方案，当与含氮约20％以下的进料流一起使用时特别有益，该系统和方法包括以下组分、结构和步骤中的一者或多者，最优选的是以下组分、结构和步骤中的每者：
(1)第一塔底部流优选被分开成三个部分，其中，没有一个进入第二分离器。只有第二塔底部流进料到第二分离器中。
(2)第二分离器底部流通过与第二塔底部流(进料第二分离器的上游)和第一塔顶部流的第一部分进行热交换而在第二热交换器中被加热。
(3)优选地，存在用于向第一塔提供回流的壳与管式热交换器，但制冷剂由第一塔底部流的第三部分(而不是像在其他优选实施方式中那样的第二塔底部流)提供。来自第一塔顶部的流进入热交换器的管侧，其中液体部分返回塔，蒸汽部分作为第一塔顶部流离开塔。第一塔底部流(制冷剂)的第三部分进料到热交换器的壳侧，在那里加热，然后与来自第二分离器的塔底部流结合，形成低压销售气体流。通过控制进料到热交换器壳侧的制冷剂的量，实现了对离开第一塔顶部流(随后进料到第二塔)的氮气浓度的有效控制，这又有助于控制离开第二塔顶部流(成为氮气排放流)的甲烷的量。第二塔的有效性很大程度上取决于供给第二塔的氮气含量和提供给第二塔的回流(下文将进一步讨论)。
(4)第一塔顶部流在进料到第二塔之前被分开成两部分。根据该优选实施方式，第一塔顶部流不需要第三分离器或闪蒸罐。优选地，第一部分通过与第二分离器底部流和与第二塔底部流(在第二分离器进料的上游)的热交换在第二热交换器中冷却。冷却的第一部分优选地送入第二塔的中间级别塔盘。
(5)优选地，第一塔顶部流的第二部分通过与第二塔顶部流的热交换在第三热交换器中过冷。第二部分优选地作为液体进料到第二塔的顶端级别盘中，向第二塔提供回流。第二塔顶部流也优选通过阀或膨胀器在第三热交换器上游被冷却。同样，第二塔的有效性在很大程度上取决于供给第二塔的氮气含量，较高的氮气含量导致提供给第二塔的更多回流，这实现了“更清洁”的第二塔顶部流(具有更多的氮气和更少的甲烷)。上述(3)中所述的提供第一塔回流的热交换器、控制阀/膨胀器中的第二塔顶部流的冷却以及相关联的第三热交换器的组合，在本优选实施方式中实现了减少第二塔顶部流中甲烷量的改进。当向第二塔进料的氮气较高时，来自阀/膨胀器和第三热交换器组合的冷却量(阀/膨胀器冷却第二塔顶部流，然后在第三热交换器中将进料到第二塔顶部的一部分第一塔顶部流过冷)相对于在第二热交换器中添加的热量较高(有效地充当第二塔的再沸器)，这导致更多的回流到第二塔和“更清洁”塔顶氮气排放流。
(6)第二塔顶部流是氮气排放流，并在第三热交换器中通过与第一塔顶部流的第二部分热交换而被加热。然后，第二塔顶部流在第一热交换器中再次加热(在第三热交换器的下游)，并且优选地不传递通过第二热交换器。
本文所公开的系统和方法的优选实施方式的主要优点是与现有技术的单塔系统相比显著降低了能量/马力要求。通过将来自第一塔的底部流分离成三个单独的销售气体流，每个气体流在不同的压力下，低压流优选在45至115psia之间，该系统和方法的优选实施方式可以实现将能量/马力要求显著降低到入口进料的约55至75HP/MMSCF。具有离开NRU塔的单个销售气体流或甚至两个销售气体流的许多单塔现有技术系统具有入口进料的约110HP/MMSCF的马力要求。在许多现有技术中，产生单个气体流的常规双塔系统的马力要求降低到入口进料的约80至90HP/MMSCF。在许多现有技术的单塔系统中，马力要求类似地被降低，单塔系统以不同的压力产生三种销售气体流到入口进料的约80至90HP/MMSCF。然而，根据本发明的系统和方法的优选实施方式，入口进料进一步降低到约55至75HP/MMSCF是可以实现的。
对于类似于下面描述的计算机模拟实例1中的入口进料条件，现有技术中NRU底部流在不同压力下分开成两股流的单塔设计(类似于'422专利)将需要约11000hp(或约110hp每个入口进料MMSCF气体)；然而，如图1或图2所示的本发明的优选实施方式可以仅使用6,650hp--差超过4,350hp--来处理入口气体进料流。这些差异相当于约4,300,000美元的安装成本加上额外的燃料需求和使用本发明的优选实施方式比现有技术的单塔设计节省的更低的相关排放。如图1或图2所示，根据本发明的优选实施方式，在现有技术的单塔和双塔系统之间的资本成本差上节省的操作成本约为总安装成本的25％。导致较低能量/马力要求的一个方面是三个销售气体流的可用性，每一个在不同的压力水平下，离开NRU第一塔。三个流的压力水平高于将NRU塔底部流分开成两个或三个销售流的现有技术系统。例如，在美国专利第9,816,752号中，NRU塔底部流被分开成三个流--约15psia的低压销售流、约111至132psia的中压销售流和约248至271psia的高压销售流，并且与本文三个销售流(特别是低压销售流)的压力更高的系统和方法的优选实施方式相比，需要更高的HP/MMSCF的入口进料。例如，与'752专利中的约15psia相比，根据本发明的低压销售流可以具有约55psia(如实施例1)或70psia(如实施例2)的压力。虽然这似乎不是很大的压力差，但在通过该较高压力压缩任何给定的体积所需的马力方面有显著的差异。当在不同压力下产生多个销售气体流时，它们通常经历多个压缩阶段，其中低压流在第一阶段中被压缩，然后与较高压流组合，组合的流随后在第二阶段中被压缩，等等，直到所有销售气体流在所需压力处重新组合成单一的最终销售气体流(对于管道要求，通常约为800psia)。最优选的是，根据本发明的系统和方法将允许使用至少一个较少的压缩级来实现最终销售气体流的所需最终压力，从而导致能量/马力显著的降低。
附图说明
本发明的系统和方法将结合以下附图进一步描述和解释，其中：
图1是说明根据本发明的甲烷和氮气分离系统和方法的优选实施方式的工艺流程图；以及
图2是说明根据本发明的甲烷和氮气分离系统和方法的另一优选实施方式的工艺流程图。
具体实施方式
参照图1，描述了根据本发明一个优选实施方式的用于从NRU进料流12中分离氮气和甲烷的系统10。参照图2，描述了根据本发明另一优选实施方式的用于从NRU进料流12中分离氮气和甲烷的系统210。系统210非常类似于系统10，用于处理流和设备直到进料到第一分馏塔32中，但与系统10不同的是处理来自第一分馏塔和第二分馏塔的顶部和底部流，如下文进一步描述的。在存在的情况下，为了本发明的目的，通常优选在通过系统10或系统210处理流12之前从NRU进料流12中除去尽可能多的水蒸气和其他污染物。还可能希望在分离氮气和甲烷之前去除过量的二氧化碳；然而，该方法和系统能够处理含有超过100ppm二氧化碳的NRU进料流，而不会遇到与现有系统和方法相关联的冻结问题。用于去除水蒸气、二氧化碳和其他污染物的方法是本领域普通技术人员普遍已知的，在此不进行描述。
在系统10和210中，NRU进料流12优选包含约5至50％的氮气，更优选约5至40％的氮气，并且温度在50至120华氏度之间，更优选在80至100华氏度之间，压力在450至1015psia之间。最优选的是，当NRU进料流12含有超过25％的氮气时使用系统10，当NRU进料流12含有少于约20％的氮气时使用系统210。尽管当NRU进料流12含有约20至25％的氮气时可以使用系统10或210，但优选使用具有这种进料流氮气含量的系统210。进料流12优选在第一热交换器14中冷却到0至-75℉之间的温度，然后作为流16进料到第一分离器18中。如果流12包含烃组分，使得冷却到0至-75℉之间的温度将导致较重的烃组分的冷凝，则来自第一分离器18的底部液体流158在第一热交换器14中被加热，然后作为流164被送往进一步处理，以精制包含的NGL组分。来自第一分离器18的顶部蒸汽流20被分开成流24和34。流24再循环回第一热交换器14，第一热交换器14中，在传递通过JT阀28之前，流24在那里被冷却和冷凝，然后作为液体流30进入第一分馏塔32的上级别。流34传递通过用于第一塔32的再沸器36的管侧，在再沸器36中，在通过阀40(最优选节流阀)之前，流34被冷却和部分冷凝，然后作为混合液体-蒸汽流42进入第一分馏塔32的中下级别。第一塔32优选在315至415psia的压力下操作，更优选325至385psia的压力下操作，进料流(流30和42)的温度范围为-210至-170℉，更优选-205至-175℉。
在系统10和210中，来自第一塔32底部的液体流46传递通过再沸器36的壳侧，蒸汽部分44返回塔32底部，并且液体部分48作为第一塔底部流离开。底部流48优选包含约1至4％的氮气，更优选2至3％的氮气。来自第一塔32顶部的蒸汽流80传递通过热交换器82的管侧82(管)，在那里部分冷凝，蒸汽部分作为第一分馏塔顶部流86离开，液体部分84返回塔32。系统10中的热交换器82的制冷剂源不同于系统210中的制冷剂源，如下文进一步描述的。第一分馏塔顶部流86优选地包含约15至40％的甲烷和60至85％的氮气。
参照图1，在系统10中，底部流48优选地分开成四个部分：分开器50中的52(第一部分)、60(第二部分)、68(第三部分)和152(第四部分)。每个部分传递通过阀54、62、70、154，在那里部分汽化，不同程度地降低离开流56(第一部分)、64(第二部分)、72(第三部分)和156(第四部分)的温度和压力。
在系统10中，流56在第一热交换器14中加热以成为高压销售气体流58之前优选具有325至385psia的压力和-145至-165℉的温度。在第一热交换器14中加热以成为中压销售气体流66之前，流64优选具有150至175psia的压力和-175至-200℉的温度。在系统10中，流72在与来自第二分离器132的底部流在混合器74中混合形成流76之前，优选具有45至105psia的压力和-200至-235℉的温度。在第一热交换器14中加热以成为低压销售气体流78之前，流76优选具有45至105psia的压力和-200至-235℉的温度。
最优选的是，在系统10中，高压销售气体流58处于315至415psia之间的压力，并且处于高于中压销售气体流66和高于低压销售气体流78的压力。最优选的是，中压销售气体流66的压力在145至215psia之间，并且压力低于高压销售气体流58而高于低压销售气体流78。最优选的是，低压销售气体流78的压力在45至105psia之间，并且压力低于中压销售气体流66和高压销售气体流58。高压销售气体流58和低压销售气体流78的压力大大高于现有技术系统，如美国专利第9,816,752号，其中来自NRU塔的底部流在不同压力处被分离成多个流。高压销售气体流58和中压销售气体流66的压力也比来自NRU塔底部的仅有单个销售气体流的其它现有技术系统(如美国专利第5,141,544号)高得多。每个销售气体流优选包含不超过4％的氮气。
在系统10中，在作为流90进入第三分离器或闪蒸罐92之前，第一塔顶部流86在第二热交换器88中被冷却和部分冷凝。冷却的第一塔顶部流90在第三分离器92中被分离成主要为液体的底部98和蒸汽塔顶部144。离开第三分离器92的蒸汽量由达到由热交换器112的要求所规定的特定热条件所需的蒸汽量控制。具体地说，进入第三交换器112的蒸汽量由流144和114之间的温差确定，以便流114优选在比流144冷约2至5℉的温度下离开第三热交换器112。热交换器112不需要的多余蒸汽与离开的液体作为流98从分离器底部离开第三分离器92。然后，蒸汽流144在作为液体回流流150进料到第二塔104的顶端之前在第三热交换器112中被冷却和冷凝。第三分离器92被设计成允许测量量的蒸汽流从冷却的第一塔顶部流90传递通过第三热交换器112，以在作为流150进料到第二塔104的顶端之前控制过冷流144。在第三交换器112中实现的过冷量优选为约40至80℉。需要这种过冷来将第二塔的顶部冷却到足够低的温度(阶段1)，以在第二塔104内部产生回流。需要该回流以在第二塔104内实现高度的甲烷/氮气分离，并实现离开第二塔104的氮气的优选纯度约96至99％，最优选至少约98％。存在于流90中且未被交换器112利用的蒸汽的平衡与存在于流90中的液体一起作为流98离开第三分离器。然后，两相流98进入膨胀阀100，在膨胀阀100中，压力和温度优选分别降低55至75psia，更优选约70psia，温度分别降低-265至-285℉，更优选约-275℉。
在系统10中，第二塔104优选在50至115psia的压力下操作，更优选在55至75psia的压力下与进料流(流150、102、134)一起操作。进入第二塔顶部的流150的进料温度约为-295℉。进入中间进料、中间塔的温度约为-275℉，并且进入塔底部的温度约为-225℉。进入塔顶部至盘1的过冷液体流150为塔提供所需回流，并作为流134进入的蒸汽提供回流蒸汽。来自第二塔104的塔顶部流106被引导到膨胀阀108，在膨胀阀108中温度和压力进一步降低。此时的近似温度优选为-290至-310℉,最优选约-300℉。然后，离开膨胀阀108的蒸汽在第三热交换器112中加热，然后在第二热交换器88中再次加热，然后在第一热交换器14中再次加热，然后作为氮气排放流118离开系统10。氮气排放流118优选包含少于2％的甲烷和多于98％的氮气。
在系统10中，来自第二塔104的液体塔底部流120在分开器122中被分开成两部分124和180，这两部分随后与来自第一塔32的塔底部流的第四部分一起在混合器128中重新组合以形成流130，该流被送入第二分离器132。来自塔104的底部流的第一部分，流124，是热交换器82的制冷剂源，在混合器128上游的热交换器82的壳侧中被加热。来自塔104的底部流的第二部分，流180，进入混合器128上游的温度控制阀182。该控制阀182的布置和涉及流124、180、184和126的管道构造是系统10的操作的重要方面，因为它提供必要的压降以抵消通过热交换器82的壳侧的压力损失。
系统10中的流130优选在-220至-235℉的温度和50至75psia之间的压力下进料到第二分离器132中。附加的两相流156(第一塔底部流的部分汽化的第四部分，优选在-220至-210℉的温度和50至115psia之间的压力下)被添加到分离器132中，以提供所需的附加制冷，以允许交换器88正常工作。在进料到第二分离器132之前，流156优选在混合器128中与来自第二塔104的两部分底部流混合以形成流130。蒸汽流134离开分离器132，然后被引导到第二塔104。同样，优选包含少于4％氮气且更优选少于2％氮气的液体流166离开分离器132。第二塔104优选地不包括再沸器，而是使用热交换器82和第二分离器132来有效地充当再沸器，其中流134作为上升蒸汽流返回到塔104的底部。然后，根据需要，来自第二分离器132的底部流166被引导到级别阀168，以在分离器132中保持所需的级别。流166作为流170离开级别阀168，然后在那里进入热交换器88。流170在第二热交换器88中加热，然后在混合器74中与来自第一塔32的底部流的第三部分72混合，以形成低压销售气体流78。
系统10利用各种工艺流之间的有效热交换来改善工艺性能。在第一热交换器14中，进料流12和来自第一分离器18的塔顶部流的一部分24通过与第一塔底部流的第一部分56、第一塔底部流的第二部分64、混合流76、来自第二塔104的塔顶部流116(在第二热交换器88和第三热交换器112中的热交换的下游)和来自第一分离器18的塔顶部流162的热交换而被冷却。进料流12在进料第一分离器18上游的第一热交换器14中冷却。分离器18的目的是在进入系统10的较冷部分之前从入口进料流12分离较重的烃组分，如丙烷、丁烷和汽油。部分24在第一塔32的上游的第一热交换器14中冷却，在将流输送到第一塔32。在第二热交换器88中，来自第一塔32的塔顶部流86通过与来自第二塔104(第三热交换器112中的热交换器下游)的塔顶部流114和来自第二分离器132的底部流170的热交换而被冷却。塔顶部流86在供给第三分离器92之前在第二热交换器88中冷却。在第三热交换器112中，来自第三分离器92的流144通过与来自第二塔104的塔顶部流110的热交换而过冷。系统10还优选地允许来自第一分离器18的塔顶部流的第二部分34和来自再沸器36中塔32底部的液体流46之间的热交换。交换器36(管)是壳与管式热交换器的管侧，用于为第一塔32的底部提供必要的热源。描述为36(壳)的交换器是交换器36的壳侧。
系统10优选地还包括第四热交换器，该第四热交换器包括管侧82(管)和壳侧82(壳)，它们是配置为竖直管降膜冷凝器的独立设备件。热交换器82(管)和82(壳)提供了与内部回退式冷凝器类似的功能(类似于美国专利申请公开2007/0180855中描述的功能，通过引用并入本文)。来自第一塔32顶部的蒸汽流80传递通过热交换器82(管)的管侧82(管)，在那里部分冷凝，蒸汽部分作为第一分馏塔顶部流86离开，液体部分84返回塔32。用于热交换器82的制冷剂源是来自第二塔104的底部流体的第一部分，该流体被引导到交换器82的壳侧，并且来自第一塔顶部流的冷凝液体被设计成在交换器82的管侧操作。来自第二塔104的底部流的第一部分124传递通过壳侧82(壳)，优选地通过重力进料，在那里添加热量，导致流124部分或全部汽化，并作为流126离开交换器82(壳)。然后，流126与来自第二塔104的底部流的液体第二部分混合，以形成流130，该流进入第二分离器132。塔104优选地位于相对于塔32的升高位置，并且两者可以堆叠在一起以有效地形成单个塔，升高的热交换器82优选地安装在塔104和塔32之间并且至少部分地相对于塔32升高。这允许液体从流124通过第四热交换器的壳侧82(壳)的重力进料，就像在回退式冷凝器中一样，使得不需要使用需要泵来循环制冷剂液体的常规回流冷凝器，这会向液体增加不希望的热量。利用第四热交换器82允许系统10以更少的制冷剂(马力)运行，从而导致更低的成本和更大的灵活性。该第四热交换器向塔32提供回流，并与第二分离器132结合，将热再沸至塔104。尽管在现有技术中已知使用回退式冷凝器，但热交换器82(壳)和82(管)的配置以及系统10中使用的压力和温度与现有技术不同。在现有技术中，回退式冷凝器只有单个目的，即从塔32的塔顶中除去热量。在系统10中的交换器82的配置中，目的是双重的。与现有技术一样，交换器82仍然用于提供从塔32的塔顶除去热量，但系统10中交换器82的主要目的是提供热源以重新沸腾第二塔104。在操作中，控制被调节以向第二塔提供热，并且不被设计为针对特定目标从第一塔32中去除热。两个塔之间的压力差允许这种热的交换。允许该交换器82满意操作的管道结构是系统10的重要方面，是必须设计成允许向流124输入合适量的热。
参照图2，在系统210中，底部流48优选地在分开器50中被分开成三个部分52(第一部分)、60(第二部分)和68(第三部分)。每个部分传递通过阀54、62、70，在阀中部分汽化，不同程度地降低离开流56(第一部分)、64(第二部分)和269(第三部分)的温度和压力。底部流48优选包含约1％至4％的氮气，更优选2％至3％的氮气。在第一热交换器14中加热以成为高压销售气体流58之前，流56优选具有325至415psia的压力和-145至-165℉的温度。在第一热交换器14中加热以成为中压销售气体流66之前，流64优选具有150至200psia的压力和-175至-200℉的温度。流269优选具有55至115psia的压力和-200至-225℉的温度，并且是热交换器82的制冷剂源。流269在热交换器82(壳)的壳侧被加热，作为流271离开，然后在混合器74中与来自第二分离器132的底部流混合以形成流276。流276在第一热交换器14中加热以成为低压销售气体流378之前优选具有65至115psia的压力。
最优选的是，与系统10一样，系统210中的高压销售气体流58处于315至465psia(更优选365至415psia)之间的压力，并处于高于中压销售气体流66的压力和高于中压销售气体流66和高于低压销售气体流378的压力。最优选的是，系统210中的中压销售气体流66处于75至215psia(更优选145至215psia)之间的压力，并且是处于低于高压销售气体流58和高于低压销售气体流378的压力。最优选的是，系统210中的低压销售气体流378的压力在45至115psia之间(更优选50至115psia之间)，并且处于低于中压销售气体流66和低于高压销售气体流58的压力。高压销售气体流58和低压销售气体流378的压力大大高于现有技术系统，如美国专利第9,816,752号，其中来自NRU塔的底部流在不同压力下被分离成多个流。此外，系统210中的低压销售气体流378的压力通常高于系统10中的低压销售气体流78。高压销售气体流58和中压销售气体流66的压力也比来自NRU塔底部的仅有单个销售气体流的其它现有技术系统(如美国专利第5,141,544号)高得多。系统210中的每个销售气体流优选地包含不超过4％的氮气。
在系统210中，第一分馏塔顶部流86优选地包括约15至40％的甲烷和60至85％的氮气。第一塔顶部流86在分开器287中被分开成流344和289。流289在通过膨胀阀100之前在第二热交换器288中被冷却和冷凝，以混合液体-蒸汽流302离开，其压力优选降低到约55至115psia，温度降低到约-265至-300℉。系统210中的第二热交换器288与系统10中的第二热交换器88在吸热和散热的流数量上不同。在系统10中，传递通过第二热交换器88的三股流中有两股吸热，只有一股是散热的。在系统210中，传递通过热交换器288的三股流中有两股在散热，只有一股在吸热。然后流302进入第二分馏塔104的中间级别。流344在第三热交换器112中冷却和冷凝，作为流346离开。流过阀148的流346，在进料到第二分馏塔104的上盘级别之前，降低压力成为混合液体-蒸汽流350。在系统210的配置中，不需要系统10中使用的第三分离器或闪蒸罐92，用于顶部流86，节省了设备成本。在第三交换器112中实现的流344到流346的过冷量优选约为40至80℉。与在系统10中一样，在系统210中需要这种过冷以将第二塔(阶段1)的塔顶部冷却到足够低的温度以在第二塔楼104内产生回流。需要该回流以在第二塔104内实现高度的甲烷/氮气分离，并实现离开第二塔104的氮气的优选纯度约96至99％，最优选至少约98％。第三流334也进料到第二分馏塔104的底部，如下文进一步描述。
在系统210中，第二塔104优选在50至115psia的压力下与进料流(流350、302、334)一起操作，更优选在55至75psia的压力下。进给第二塔顶端的流350的进料温度约为-295℉。进给中间进料、中间塔的流302的温度约为-285℉，并且进给塔底部的流334的温度约为-236℉。进塔顶端至盘1的过冷液体流350为塔提供所需回流，并作为流334进入的蒸汽提供再沸器蒸汽。来自第二塔104的塔顶部流306被引导到膨胀阀108，在膨胀阀108中温度和压力进一步降低。此时的近似温度优选为-290至-310℉,最优选约-300℉。然后，离开膨胀阀108的蒸汽在第三热交换器112中加热，并且然后在作为氮气排放流318离开系统210之前在第一热交换器14中再次加热。与系统10不同(其中流110传递通过第三热交换器112，然后第二热交换器88，然后第一热交换器14)，系统210中的流310仅传递通过第三热交换器112和第一热交换器14。氮气排放流318优选包含少于2％的甲烷和多于98％的氮气。
来自第二塔104的液体底部流320在第二热交换器288中被加热，作为流330离开，该流330进给第二分离器132。流330优选在-250℉至-275℉的温度和50至115psia之间的压力下进给第二分离器132中。蒸汽流334离开分离器132，然后被引导到第二塔104。同样，优选包含少于6％氮气且更优选少于4％氮气的液体流366离开分离器132。第二塔的允许氮气规格优选地比第一塔的更宽松，这是因为来自每个塔底部的相对流速，并且为了允许热交换器288更有效地操作。第二塔104优选地不包括独立的再沸器，而是使用第二热交换器中的热交换通道作为热源。在该(再沸器)热交换通道中产生的蒸汽在第二分离器132中被分离，提供作为上升蒸汽流返回到塔104底部的流334。然后，根据需要，来自第二分离器132的底部流366被引导到级别阀168，以在分离器132中保持所需的级别。流366作为流370离开级别阀168，然后在那里进入第二热交换器288。流370在第二热交换器288中加热，作为流372离开，该流在混合器74中与来自第一塔32的底部流的第三部分271混合，以形成低压销售气体流378。
系统210利用各种工艺流之间的有效热交换来改善工艺性能。在第一热交换器14中，进料流12和来自第一分离器18的塔顶部流的一部分24通过与第一塔底部流的第一部分56、第一塔底部流的第二部分64、混合流276、来自第二塔104的塔顶部流316(在第三热交换器112中热交换的下游)和来自第一分离器18的塔顶部流162的热交换而被冷却。进料流12在进给第一分离器18上游的第一热交换器14中冷却。分离器18的目的是在进入系统210的较冷部分之前从入口进料流12分离较重的烃组分，如丙烷、丁烷和汽油。部分24在第一塔32上游的第一热交换器14中冷却，将流输送到第一塔32。在第二热交换器288中，来自第一塔32的塔顶部流86的第一部分通过与来自第二塔104的底部流320和来自第二分离器132的底部流370的热交换而被冷却。在第三热交换器112中，塔顶部流86的第二部分通过与来自第二塔104的塔顶部流310的热交换而过冷。系统210还优选地允许来自第一分离器18的塔顶部流的第二部分34和来自塔32底部的液体流46之间的在热交换器36中的热交换。交换器36(管)是壳与管式热交换器的管侧，用于为第一塔32的底部提供必要的热源。描述为36(壳)的交换器是交换器36的壳侧。
系统210优选地还包括第四热交换器，该第四热交换器包括管侧82(管)和壳侧82(壳)，它们是配置为竖直管降膜冷凝器的独立设备件。热交换器82(管)和82(壳)提供了与内部回退式冷凝器类似的功能(类似于美国专利申请公开2007/0180855中描述的功能，通过引用并入本文)。来自第一塔32顶部的蒸汽流80传递通过热交换器82(管)的管侧82(管)，在那里部分冷凝，蒸汽部分作为第一分馏塔顶部流86离开，液体部分84返回塔32。用于系统210中的热交换器82的制冷剂源是来自第一塔32(流269)的底部流体的第三部分，该流体被引导到交换器82的壳体侧。以及来自第一塔顶部流的冷凝液体被设计成在交换器82的管侧操作。与系统10不同，在系统210中，塔104可以位于任何位置，并且不限于与塔32相关的高处位置。热交换器82优选地安装在塔32的上方(相对于塔32处于升高的位置)。由于系统210中的塔104可以独立于热交换器82和塔32安装，因此与系统10相比，系统210的安装所需的占地面积以及与系统10相比，系统210中的设施安装所需的总高度具有更大的灵活性。此外，系统210的成本低于系统10，这是由于安装的更常规的基础要求。
下表1示出了系统10和210可以令人满意地操作的可接受的入口组合物：
表1-入口流组成
Figure BDA0003786770920000191
Figure BDA0003786770920000201
实例1-系统10中含20％氮气的100MMSCFD进料的计算机模拟
仍然参考图1，下面示出并描述了用于处理100MMSCFD NRU进料流12的系统10和方法，该NRU进料流12基于计算机模拟，在120℉和664.5psia下包含约20mol％氮气和72mol％甲烷。进料流12的氮气含量处于系统10的20％以上的优选氮范围的低端，但是随着进料流12中氮气水平的提高，系统10的性能将会更好。进料流12中的氮气量也用于与下面实例2中的系统210进行比较，该系统210也具有20％的氮气(系统210优选氮气水平的高端)。
进料流12传递通过第一热交换器14，该热交换器优选地包括板翅式热交换器。进料流从热交换器流出并作为流16进入分离器18，冷却到-17.4℉。这种冷却是与其它工艺流56、64、76、116和162热交换的结果。然后冷却的流16被分离成顶部蒸汽流20和底部液体流158。底部液体流158包含约1.8％的氮气、26％的甲烷、10％的乙烷和14％的丙烷。在阀160中，在混合液体-蒸汽流162中，流158的压力降低到约165psia。然后流162在热交换器14中被加热，在101.7℉和160psia下作为流164离开。流164可以被发送到NGL稳定器塔(未示出)用于进一步处理。
包含约20％氮气和约73％甲烷的顶部蒸汽流20在分开器22中被分开成流24和34。然后，流24被引导另一次传递通过热交换器14，作为冷却到-195℉的过冷液体流26离开。流26传递通过减压阀28，以约395psia的压力作为流30离开。流30进料到第一分馏塔32上的上盘级别。第一分馏塔32优选是低压第二分馏塔104上游的高压塔。蒸汽流34，第一分离器顶部流的另一部分，传递通过交换器36的管侧，以便为第一分馏塔32的再沸器36提供热量，作为混合的液体-蒸汽流38已经冷却到约-138℉。约804万Btu/Hr的热能(Q-4)从再沸器36(管)的管侧(从流34)传递到再沸器36(壳)的壳侧(到流46)。流38传递通过温度控制阀40(优选节流阀)，以约391psia的减压作为流42离开。混合液体-蒸汽流42进料到第一分馏塔32中靠近中间级别盘位置。在-189℉下，包含约59％氮气和40.5％甲烷的流80从塔32顶端进料到作为塔32的冷凝器的壳与管式热交换器的管侧82(管)。流80的液体部分作为流84返回塔32，蒸汽部分作为塔顶部流86离开管侧82(管)，塔顶部流86在-199℉和385psia处包含约66％的氮气和34％的甲烷。约186万Btu/hr的热能(Q-1)从管侧82(管)到壳侧82(壳)。
第一塔顶部流86传递通过第二热交换器88，该第二热交换器优选地包括板翅式热交换器，在-224℉下作为冷却的混合液体-蒸汽流90离开。然后流90进入第三分离器或闪蒸罐92，在那里它被分离成液体流98和蒸汽流144。流98在-224℉和379psia下包含63％的氮气和37％的甲烷。流98传递通过阀100，在-276℉、压力约为70psia下作为流102离开。流102进料到第二分馏塔104的中间级别。蒸汽流144传递通过第三热交换器112，该第三热交换器优选地包括板翅式热交换器，作为已经过冷到约-296℉的流146离开。然后，流146传递通过阀148以将离开流150的压力降低到约70psia。在-295℉和70psia下，然后包含约86％氮气和14％甲烷的流150进入塔104的上级别。第三种流，即流134，在-226℉和65psia下包含约20％的氮气和80％的甲烷，也作为上升蒸汽流进入塔104的低级别。
进料流150、102和134的组分在第二分馏塔104中被分离成塔顶部流106和塔底部流120。塔顶部流106在通过阀108之前，在-290℉和62.5psia下包含约98％的氮气和不到2％的甲烷，在-300℉和20psia下作为流110离开。流110传递通过第三热交换器112，作为加热到-229℉的流114离开。然后流114传递通过第二热交换器88，作为加热到-204℉的流116离开。然后流116传递通过第一热交换器14，作为加热到101.7℉的流118离开。流118是用于系统10的氮气排放流。
在-246℉和65psia下，包含约9％氮气和91％甲烷的底部流120在分开器122中被分开成流124和180。液体流124传递通过作为塔32的冷凝器的壳与管式热交换器的壳侧82(壳)，在约-221℉作为蒸汽流126离开。流180传递通过阀182，作为流184离开。流184和126在混合器128中混合以形成流130，该流130进料到低压第二分离器132中。阀182用于由相对于流124反向控制流180的流速来控制进料到分离器132中的混合流130的温度。流156也优选在混合器128中混合以形成流130，但也可以单独地进料到分离器132中。流130(如果与130分离，则为156)在分离器132中分离成顶部蒸汽流134和底部液体流166。流134作为向第二塔提供热量的上升蒸汽流返回到第二分馏塔104，这类似于在第二塔104中具有再沸器。在-226℉和65psia下，底部流166包含不到2％氮气和约96％甲烷。流166传递通过级别阀168，作为压力略微降低到60psia的流170离开。流170传递通过热交换器88，作为加热到-204℉的流172离开。流172在混合器74中与来自分馏塔32的底部流的部分汽化的第三部分72混合，以形成混合流76。
来自塔32底部的液体流46传递通过再沸器36(壳体)，在那里与流34(其是系统10的第一分离器顶部流的一部分)进行热交换。流46的蒸汽部分44返回塔32的底部，而液体部分作为底部流48离开，流48在-145℉和388.5psia下包含少于2％的氮气和约89％的甲烷。然后，底部流48在分开器50中被分开成流52、60、68和152。流52传递通过阀54，在345psia下作为流56离开。然后流56传递通过热交换器14，作为已被加热到约101.5℉并在340psia的压力下的流58离开。流58是三个销售气体流中的一个。流60传递通过阀62，在-183℉和165psia的压力下作为流64离开。然后流64传递通过热交换器14，作为已经被加热到约101.7℉和160psia的压力下的流66离开。流66是销售气体流的第二个。流68传递通过阀70，作为在65psia的压力下冷却到-216℉的流72离开。在混合器74中，流72与流172混合，形成-217.8℉和57.5psia下的流76，流76传递通过热交换器14，作为在101.7℉和55psia下的流78离开。流78是第三销售气体流。在销售气体流中，流58是高压流(高于流66和78)并且取决于设备的要求，该流可能不需要进一步压缩以进入现有的设施设备，或者与现有的氮气排除技术相比，压缩要求将显著降低。流66是中压流(压力低于流58但压力高于流78)，流78是低压流(压力低于流58和66)。这些流66和78可以根据需要进一步压缩以满足管道要求。
从底部流48分开的第四部分流152传递通过阀154，作为在70psia的压力下冷却到-214℉后部分汽化的流156离开。流156是进入混合器128的第三流。来自128的混合流作为流130离开并进料到第二分离器132。
下面的表2中显示了与系统10的计算机模拟的上述讨论有关的各种流动流的特定流速、温度、压力和组成。这些值基于包含20％氮气、约73％甲烷和50ppm二氧化碳的进料气体流12，其流速为100MMSCFD。
表2-系统10-实例1的流动流特性
Figure BDA0003786770920000241
Figure BDA0003786770920000251
Figure BDA0003786770920000261
Figure BDA0003786770920000271
Figure BDA0003786770920000281
Figure BDA0003786770920000291
Figure BDA0003786770920000301
Figure BDA0003786770920000311
本领域普通技术人员将理解，这些值是基于上述计算机模拟实例中进料流的特定参数和组成。温度、压力和组成值将根据NRU进料流12的参数和组成以及系统10中各种设备的具体操作参数而不同。
实例2-系统210中含20％氮气的100MMSCFD进料的计算机模拟
参照图2，下面示出并描述了用于处理100MMSCFD NRU进料流12的系统210和方法，该NRU进料流12基于计算机模拟，在120℉和614.5psia下包含约20mol％氮气和72mol％甲烷。进料流12传递通过第一热交换器14，该热交换器优选地包括板翅式热交换器。进料流从热交换器流出并作为冷却到-74.68℉(该冷却量大于系统10中的冷却量)的流16进入分离器18。这种冷却是与其它工艺流56、64、276、316和162热交换的结果。然后冷却流16在第一分离器18中被分离成顶部蒸汽流20和底部液体流158。底部液体流158包含约2.41％的氮气、38.6％的甲烷、17.6％的乙烷和18.5％的丙烷。在阀160中，在混合液体-蒸汽流162中，流158的压力降低到约165psia。然后流162在热交换器14中被加热，作为在102.7℉和160psia下的流164离开。流164可以被发送到NGL稳定器塔(未示出)用于进一步处理。
包含约20.9％氮气和约74.6％甲烷的顶部蒸汽流20在分开器22中被分开成流24和34。然后，流24被引导另一次传递通过热交换器14，作为冷却到-195℉的过冷液体流26离开。流26传递通过减压阀28，作为具有约425psia的压力的流30离开。流30进料到第一分馏塔32上的上盘级别。第一分馏塔32优选是低压第二分馏塔104上游的高压塔。蒸汽流34，第一分离器顶部流的另一部分，传递通过交换器36的管侧，以便为第一分馏塔32的再沸器36提供热量，作为已经冷却到约-137.4℉的混合液体-蒸汽流38离开。约715万Btu/Hr的热能(Q-4)从再沸器36(管)的管侧(从流34)传递到再沸器36(壳)的壳侧(到流46)。流38传递通过温度控制阀40(优选节流阀)，以约421.3psia的减压作为流42离开。混合液体-蒸汽流42进料到第一分馏塔32中靠近中间级别位置。在-190℉下，包含约61.6％氮气和38.3％甲烷的流80从塔32顶端进料到作为塔32的冷凝器的壳与管式热交换器的管侧82(管)。流80的液体部分作为流84返回塔32，蒸汽部分作为塔顶部流86离开管侧82(管)，塔顶部流86在-209.85℉和415psia下包含约77.5％的氮气和22.5％的甲烷。系统210中塔顶部流86中的氮气量高于系统10的类似计算机模拟示例(66％氮气)，甲烷量低于系统10的示例(34％甲烷)，显示出系统210中氮气去除的更高效率。约607万Btu/hr的热能(Q-1)从管侧82(管)到壳侧82(壳)。
第一塔顶部流86在分开器287中被分开成第一部分流289和第二部分流344。蒸汽流289传递通过第二热交换器288，该第二热交换器优选地包括板翅式热交换器，作为-265℉下冷却的混合液体-蒸汽流298离开。在-265℉和412.5psia下的流298传递通过阀100，作为在-285℉、压力约为70psia下的流302离开。混合液体-蒸汽流302进料到第二分馏塔104的中间级别。蒸汽流344传递通过第三热交换器112，该第三热交换器优选地包括板翅式热交换器，作为已经过冷到约-294℉的流346离开。然后，流346传递通过阀148以将离开流350的压力降低到约75psia。然后，流350进料到塔104的上级别。第三种流，即流334，在-236℉和64psia下包含约42％的氮气和58％的甲烷，也作为上升蒸汽流进入塔104的低级别。
进料流350、302和334的组分在第二分馏塔104中被分离成塔顶部流306和塔底部流320。塔顶部流306在通过阀108之前，在-285℉和72.5psia下包含约97.8％的氮气和约2.2％的甲烷，作为-297℉和20psia下的流310离开。流310传递通过第三热交换器112，作为加热到-215℉的流316离开。然后流316传递通过第一热交换器14，作为加热到约103℉的流318离开。流318是用于系统210的氮气排放流。
在-269℉和75psia下，包含约32％氮气和68％甲烷的底部流320在第二热交换器288中加热，作为-236℉下的混合液体-蒸汽流330离开。流330在分离器132中被分离成顶部蒸汽流334和底部液体流366。流334作为向第二塔提供热量的上升蒸汽流返回到第二分馏塔104，这类似于在第二塔104中具有再沸器。在-236℉和64psia下，底部流366包含约5％的氮气和约95％的甲烷。流366传递通过热交换器288，作为加热到-217.5℉的混合液体-蒸汽流372离开。流372在混合器74中与来自分馏塔32(在第四热交换器82中热交换的下游)的底部流的部分汽化的第三部分271混合，以形成混合流276。
来自塔32底部的液体流46传递通过再沸器36(壳体)，在那里与流34(其是系统210的第一分离器顶部流的一部分)进行热交换。流46的蒸汽部分44返回塔32的底部，而液体部分作为底部流48离开，流48在-145℉和418.5psia下包含约2.9％的氮气和约91.2％的甲烷。然后，底部流48在分开器50中分开成流52(第一部分)、60(第二部分)和(第三部分)。与系统10不同，在系统210中不存在第一塔底部流的第四部分。流52传递通过阀54，作为345psia下的流56离开。然后流56传递通过热交换器14，作为已被加热到约103℉并在340psia的压力下的流58离开。流58是三个销售气体流中的一个。流60传递通过阀62，作为在-185℉和165psia的压力下的流64离开。然后流64传递通过热交换器14，作为已经被加热到约103℉和160psia的压力下的流66离开。流66是销售气体流的第二个。流68传递通过阀70，作为在75psia的压力下冷却到-214℉的流269离开。流269是热交换器82的制冷剂，作为加热到-194.7℉的流271离开。在混合器74中，流271与流372混合，形成-206℉和72.5psia下的流276，流276传递通过热交换器14，作为在102.7℉和70psia下的流378离开。流378是第三销售气体流。在销售气体流中，流58是高压流(高于流66和378)并且取决于设备的要求，该流可能不需要进一步压缩以进入现有的设施设备，或者与现有的氮气去除技术相比，压缩要求将显著降低。流66是中压流(压力低于流58但压力高于流378)，流378是低压流(压力低于流58和66)。这些流66和378可以根据需要进一步压缩以满足管道要求。
下面的表3中显示了与系统210的计算机模拟的上述讨论有关的各种流动流的特定流速、温度、压力和组成。这些值基于包含20％氮气、约73％甲烷和50ppm二氧化碳的进料气体流12，其流速为100MMSCFD。
Figure BDA0003786770920000351
Figure BDA0003786770920000361
Figure BDA0003786770920000371
Figure BDA0003786770920000381
Figure BDA0003786770920000391
Figure BDA0003786770920000401
Figure BDA0003786770920000411
本领域普通技术人员将理解，实例2中的这些值是基于上述计算机模拟实例中进料流的特定参数和组成。温度、压力和组成值将根据NRU进料流12的参数和组成以及系统210中各种设备的具体操作参数而不同。
对于实例1或实例2中的入口进料条件，现有技术的单塔设计将需要约11000hp(或每个入口进料MMSCF气体约110hp)；然而，根据图1或图2的本发明的优选实施方式可以仅使用6650hp处理入口气体进料流，这是现有技术系统中所需马力的约60％。该差异相当于安装成本约4,300,000美元加上使用如图1所示的本发明的优选实施方式比现有技术的单塔设计节省的额外燃料需求。根据图1中的优选实施方式，在现有技术的单塔和双塔系统之间的资本成本差上节省的操作成本约为总安装成本的25％。
当氮气水平在约20％时(如实例1和2)，优选使用系统210和本文所述的相应方法，其具有较少复杂的工艺流程，需要较少的设备件，并且通常产生比系统10中的压力更高的低压销售气体流。然而，当进料流12的氮气含量基本上高于20％，最优选约40至75％时，系统10是优选的。
根据另一优选实施方式，在系统10或系统210中可以使用天然气膨胀器来代替阀108，这将提供比单独使用阀更高程度地冷却第二塔顶部流。例如，当通过阀(流106到流110或流306到流310)的差值被计算为约10℉时，通过膨胀器的差值约为37℉。这种较高的冷却程度导致在流118或流318中排放的氮气纯度略高，其氮气质量比单独使用阀108时高约0.5％至1％，但也显著降低了所需的残留物压缩。当标准控制阀位于阀108的位置时，压缩量被计算为入口气体的约66.5BHP/MMSCF。在膨胀器而不是阀108就位的情况下所需的计算出的剩余HP约为56.4BHP/MMSCF。这意味着压缩HP降低了近18％，以及燃料或动力的相关联降低，以及环境影响的相关联降低。
本领域的普通技术人员在阅读本公开内容时还将理解，此处使用的氮气和甲烷分离的提法是指处理NRU进料气以产生含有大量特定所需组分的各种多组分产物流，但不是任何特定组分的纯流。这些产物流中的一股是氮气排放流，其主要由氮气组成，但可能有少量的其他组分，如甲烷和乙烷。其他产物流是加工气体流或销售气体流，其主要由甲烷组成，但可能有少量的其他组分，如氮气、乙烷和丙烷。本文所述的各种流中组分的量以百分比表示为摩尔分数百分比。这里指示的所有数值范围值包括那些范围内的每个单独数值以及范围内的任何和所有子集组合，包括从一个优选范围到更优选范围重叠的子集。
本领域的普通技术人员在阅读本公开内容时还将理解，用于除去NRU进料流中存在的二氧化碳、水蒸气和可能的其他组分或污染物的附加处理部分也可以包括在本发明的系统和方法中，这取决于诸如产物流的来源和预期处置以及NRU进料流中存在的此类其他气体、杂质或污染物的量等因素。本发明的其他改变和修改对于本领域的普通技术人员在参照附图阅读本说明书时也将变得显而易见，并且本文公开的本发明的范围仅受发明人合法有权享有的所附权利要求的最广泛解释的限制。

Claims (23)

1.一种用于从包含氮气、甲烷和其它组分的进料流中去除氮气并生产甲烷产物流的系统，所述系统包括：
第一分离器，其中，所述进料流被分离成第一分离器顶部流和第一分离器底部流；
第一分开器，用于将所述第一分离器顶部流分开成第一部分和第二部分；
第一分馏塔，其中，所述第一分离器顶部流的第一部分和第二部分被分离成第一塔顶部流和第一塔底部流；
第二分开器，用于将所述第一塔底部流分开成三个部分和可选的第四部分；
第二分馏塔，其中，所述第一塔顶部流被分离成第二塔顶部流和第二塔底部流；
第二分离器，其中，所述第二塔底部流和所述第一塔底部流的可选的所述第四部分被分离成第二分离器顶部流和第二分离器底部流；
第一混合器，用于混合所述第二分离器底部流和所述第一塔底部流的第三部分，以形成第一混合流；
第一热交换器，其中，所述进料流在所述第一分离器上游被冷却，并且所述第一分离器顶部流的第一部分通过与所述第一分离器底部流、所述第一塔底部流的第一部分、所述第一塔底部流的第二部分、所述第一混合流和所述第二塔顶部流的热交换，在所述第一分馏塔上游被冷却；
其中，所述第一塔底部流的第一部分是具有压力在315至465psia之间的高压销售气体流；
其中，所述第一塔底部流的第二部分是具有压力在75至215psia之间的中压销售气体流；以及
其中，所述第一混合流是具有压力在45至115psia之间的低压销售气体流。
2.根据权利要求1所述的系统，其中，所述第一分馏塔在315至415psia之间的压力下操作，并且所述第二分馏塔在65至115psia之间的压力下操作。
3.根据权利要求2所述的系统，所述系统还包括第二热交换器和第三热交换器，其中：
(1)所述第一塔顶部流通过与所述第二塔顶部流和所述第二分离器底部流的热交换在所述第二分馏塔上游在所述第二热交换器中被冷却，并且所述第一塔顶部流的至少一部分通过与所述第二塔顶部流的热交换在所述第二热交换器的下游和所述第二分馏塔的上游在所述第三热交换器中被冷却；或者
(2)所述第一塔顶部流的第一部分通过与所述第二塔底部流和所述第二分离器底部流的热交换在所述第二分馏塔上游在所述第二热交换器中被冷却，并且所述第一塔顶部流的第二部分通过与所述第二塔顶部流的热交换在所述第二分馏塔上游在所述第三热交换器中被冷却。
4.根据权利要求3所述的系统，所述系统还包括第三分离器，用于将所述第一塔顶部流分离成所述第二热交换器下游和所述第三热交换器上游的蒸汽部分和液体部分；并且
其中，所述蒸汽部分在进料到所述第二分馏塔的顶部之前在所述第三热交换器中被冷却。
5.根据权利要求5所述的系统，所述系统还包括：
第二分开器，用于将所述第一塔顶部流的所述蒸汽部分分开成第一蒸汽部分和第二蒸汽部分，其中，所述第一蒸汽部分在进料到所述第二分馏塔的顶部之前在所述第三热交换器中被冷却；以及
第二混合器，用于在进料到所述第二分馏塔的中部之前将所述第二蒸汽部分与所述液体部分混合。
6.根据权利要求3所述的系统，所述系统还包括第四热交换器，用于通过与(1)所述第一混合器上游的所述第一塔底部流的第三部分的热交换，或(2)与所述第二塔底部流的至少一部分的热交换来部分冷凝来自所述第一分馏塔的顶部的流，所述第二塔底部流由重力进料可选地传递穿过所述第四热交换器；
其中，来自所述第一分馏塔的顶部的部分冷凝流的液体部分作为回流流返回到所述第一分馏塔，并且来自所述第一分馏塔的顶部的所述部分冷凝流的蒸汽部分是所述第一塔顶部流。
7.根据权利要求6所述的系统，所述系统还包括第二分开器，用于将所述第二塔底部流分开成第一部分和第二部分，其中，所述第一部分穿过所述第四热交换器；
第二混合器，用于在所述第四热交换器下游将所述第二塔底部流的第一部分与第二塔底部流的第二部分混合以形成第二混合流；以及
其中，所述第二混合流进料到所述第二分离器中。
8.根据权利要求6或7所述的系统，所述系统还包括第一阀，所述第一塔底部流的第一部分传递通过所述第一阀，以在所述第一热交换器上游部分汽化所述第一部分；
第二阀，所述第一塔底部流的第二部分传递通过所述第二阀，以在所述第一热交换器上游部分汽化所述第二部分；以及
第三阀，所述第一塔底部流的第三部分传递通过所述第三阀，以在(1)所述第四热交换器或(2)所述第一混合器的上游部分汽化所述第三部分。
9.根据权利要求8所述的系统，其中，所述第二分离器顶部流作为上升蒸汽流进料到所述第二分馏塔的底部。
10.根据权利要求1所述的系统，所述系统还包括焦耳汤普森(JT)阀，所述第一分离器顶部流的所述第一部分通过所述JT阀在所述第一热交换器下游和所述第一分馏塔上游传递；并且
其中，所述第一分离器顶部流的第一部分以比所述第一分离器顶部的第二部分更低的温度和更低的压力进料到所述第一分馏塔中。
11.根据权利要求10所述的系统，所述系统还包括用于所述第一分馏塔的再沸器，其中，在进料到所述第一分馏塔之前，从所述第一分离器顶部流的第二部分向所述再沸器提供热量。
12.根据权利要求3所述的系统，其中，离开所述第三热交换器的所述第二塔顶部流的温度比进入所述第三热交换器之前的所述第一塔顶部流的第二部分的温度低60至95℉。
13.根据权利要求1所述的系统，所述系统还包括：
第三分开器，用于将所述第二塔底部流分开成第一部分和第二部分；
设置在相对于所述第一分馏塔至少部分升高的位置上的升高的热交换器，所述升高的热交换器被配置成通过与所述第二塔底部流的第一部分的热交换部分冷凝来自所述第一分馏塔的顶部的流；
所述第二分离器上游的第二混合器，用于将所述第二塔底部流的第二部分与所述升高的热交换器下游的所述第二塔底部流的第一部分混合；
在所述第二混合器上游的第一阀，用于控制所述第二底部的第二部分相对于所述第二底部流的第一部分的流速；并且
其中，来自所述第一分馏塔的顶部的部分冷凝流的液体部分作为回流流返回到所述第一分馏塔，并且来自所述第一分馏塔的顶部的所述部分冷凝流的蒸汽部分是所述第一塔顶部流。
14.根据权利要求13所述的系统，所述系统还包括：
第三分离器，用于在所述第二分馏塔上游将所述第一塔顶部流分离成蒸汽部分和液体部分；
第二热交换器，其中，所述第一塔顶部流通过与所述第二塔顶部流和所述第二分离器底部流的热交换在所述第三分离器上游被冷却；
第三热交换器，其中，所述第一塔顶部流的蒸汽部分通过与所述第二塔顶部流的热交换在所述第二热交换器下游和所述第二分馏塔上游被冷却；
膨胀器或第二阀，降低第四热交换器上游的所述第二塔顶部流的温度和压力；
并且其中，离开所述第三热交换器的所述第二塔顶部流的温度比进入所述第三热交换器之前的所述第一塔顶部流的蒸汽部分的温度低2至5℉。
15.一种从包含氮气和甲烷的进料流中去除氮气的方法，所述方法包括以下步骤：
在第一分离器中，将所述进料流分离成第一分离器顶部流和第一分离器底部流；
在第一分开器中，将所述第一分离器顶部流分开成第一部分和第二部分；
在压力在315至415psia之间操作的第一分馏塔中，将所述第一分离器顶部流的第一部分和第二部分分离成第一塔顶部流和第一塔底部流；
在第二分开器中，将所述第一塔底部流分成第一部分、第二部分和第三部分，以及可选的第四部分；
在压力在45至115psia之间操作的第二分馏塔中，将所述第一塔顶部流分离成第二塔顶部流和第二塔底部流；
在第二分离器中，将所述第二塔底部流和所述第一塔底部流的可选的所述第四部分分离成第二分离器顶部流和第二分离器底部流；
在第一混合器中，混合所述第二分离器底部流和所述第一塔底部流的第三部分以形成第一混合流；
在第一热交换器中，通过与所述第一分离器底部流、所述第一塔底部流的第一部分、所述第一塔底部流的第二部分、所述第一混合流和所述第二塔顶部流的热交换，冷却所述第一分离器上游的所述进料流和冷却所述第一分馏塔上游的所述第一分离器顶部流的第一部分；
其中，所述第一塔底部流的第一部分是具有压力在315至465psia之间的高压销售气体流；
其中，所述第一塔底部流的第二部分是具有压力在75至215psia之间的中压销售气体流；并且
其中，所述第一混合流是具有压力在45至115psia之间的低压销售气体流。
16.根据权利要求15所述的方法，所述方法还包括：
在所述第二分馏塔上游的第三分开器中，将所述第一塔顶部流分成第一部分和第二部分；
在第二热交换器中，通过与所述第二塔底部流和所述第二分离器底部流的热交换，冷却所述第二分馏塔上游的所述第一塔顶部流的第一部分；
在第三热交换器中，通过与所述第二塔顶部流的热交换，冷却进料到所述第二分馏塔的顶部的上游的所述第一塔顶部流的第二部分。
17.根据权利要求16所述的方法，所述方法还包括：
在所述第一热交换器上游部分汽化所述第一塔底部流的第一部分和第二部分；
在第四热交换器中，通过与所述第一塔底部流的第三部分的热交换部分冷凝来自所述第一分馏塔的顶部的流，其中，来自部分冷凝流的液体部分作为回流流返回到所述第一分馏塔，并且所述部分冷凝流的蒸汽部分是所述第一塔顶部流；并且
在所述第四热交换器上游部分汽化所述第一塔底部流的第三部分。
18.根据权利要求17所述的方法，所述方法还包括：
通过在所述第一热交换器下游的JT阀并且在所述第一分离器顶部流的第一部分进料到所述第一分馏塔之前，膨胀所述第一分离器顶部流的第一部分；
在所述第一分离器顶部流的第二部分进料到所述第一分馏塔之前，从所述第一分离器顶部流的第二部分向所述第一分馏塔供应再沸器热；并且
其中，所述第一分离器顶部流的第一部分以比所述第一分离器顶部流的第二部分更低的温度和更低的压力进料到所述第一分馏塔中。
19.根据权利要求15所述的方法，所述方法还包括：
在第二热交换器中，通过与所述第二塔顶部流和所述第二分离器底部流的热交换，在所述第二分馏塔上游冷却所述第一塔顶部流；
在第三分离器中，在所述第二热交换器的下游和第三热交换器的上游将所述第一塔顶部流分离成第三分离器顶部流和第三分离器底部流；
将所述第三分离器顶部流分开成第一蒸汽部分和第二蒸汽部分；
在所述第三热交换器中，通过与所述第二塔顶部流的热交换，冷却所述第二热交换器下游和进料到所述第二分馏塔的顶部上游的所述第三分离器顶部流的第一蒸汽部分；并且
在第二混合器中，在将第二混合流进料到所述第二分馏塔的中部之前，将所述第三分离器顶部流的第二蒸汽部分与所述第三分离器底部流混合，以形成所述第二混合流。
20.根据权利要求16或19所述的方法，所述方法还包括通过膨胀器或膨胀阀在所述第三热交换器上游膨胀所述第二塔顶部流。
21.根据权利要求19所述的方法，所述方法还包括：
在第三分开器中，将所述第二塔底部流分开成第一部分和第二部分；
在第四热交换器中，通过与所述第二塔底部流的第一部分的热交换，部分冷凝来自所述第一分馏塔的顶部的流；
在所述第二混合器中，将所述第二塔底部流的第二部分与所述第四热交换器下游的所述第二塔底部流的第一部分混合，以形成第三混合流；
其中，所述第三混合流进料到所述第二分离器；并且
其中，来自部分冷凝流的液体部分作为回流流返回到所述第一分馏塔，所述部分冷凝流的蒸汽部分是所述第一塔顶部流。
22.根据权利要求20所述的方法，其中，所述第二塔底部流的第一部分由重力进料传递通过第四热交换器。
23.根据权利要求15或21所述的方法，所述方法还包括：
(1)在所述第一热交换器上游部分汽化所述第一塔底部流的第一部分和第二部分，并在所述第一混合器上游部分汽化所述第一塔底部流的第三部分；或者
(2)在所述第一热交换器上游部分汽化所述第一塔底部流的第一部分、第二部分和第三部分，并在所述第二分离器上游部分汽化所述第一塔底部流的可选的所述第四部分。
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