CN1186582C - 回收c 烃的氮制冷方法 - Google Patents

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Abstract

C2和C3烃，特别是乙烯和丙烯，通过冷却和分馏含有这些烃和轻质组分的进料气体混合物，而从炼油厂或石化厂的气体混合物中回收。该方法中的制冷是通过优选使用氮作为再循环制冷剂的闭环气体膨胀剂制冷工艺提供的。冷却和分馏可以在一个分馏塔中操作。

Description

回收C2+烃的氮制冷方法
从混合气体中回收乙烯和丙烯等烯烃是石化工业经济上重要的但能耗极高的方法。这些混合气体是在蒸气存在的情况下通过烃热解而生产的，烃热解通常称作热裂法，或者通过液体催化裂化和液体焦化方法以尾气的方式得到。低温分离方法通常用来回收这类烯烃，并需要在低温下进行大量制冷。
烯烃是通过浓缩和分馏从进料气体混合物中回收的，进料气体混合物含有各种氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和少量高级烃、氮气和其他微量组分的浓缩物。冷凝和分馏这些含烯烃的进料气体混合物的方法在本领域中是公知的。用于冷凝和分馏的制冷通常是在连续低温下，由外围冷却水、封闭循环丙烯和乙烯系统提供的，以及通过分离过程中产生的压缩轻气体的作功膨胀或Joule-Thomson膨胀提供。对于低温烯烃回收方法最近的改进降低了能量需求并提高了乙烯和/或丙烯的回收率。
已经有许多方法被提出来，用于向回收C2或C3和重烃的低温分离方法提供制冷。这些方法包括进料气体或轻残留气体的作功膨胀、常规的单一流体或阶梯式蒸气压缩制冷、混合制冷剂和Joule-Thomson膨胀制冷。其他方法采用吸收来回收C2或C3和重烃，这种方法显著减少了分离方法中所需的制冷量。
美国专利5568737、5555748和4752312描述了利用进料气体的作功膨胀为从天然气或炼油厂气流中回收C2 +或C3 +烃提供制冷的方法。美国专利5275005、4895584和4617039描述了类似的方法，其中使用了一个传统的丙烷或其他蒸气再压缩制冷系统，来补充由进料空气的膨胀提供的制冷。这些方法要求比较高的进料气体压力，一般为3,445到6,890kPa(500到1000psia)，和进料气体中比较低的C2含量，为得到高的C2回收率(90％或更多)提供足够的制冷。这些方法通常对于较C2回收需要更高温度制冷的C3回收更为合适。美国专利4714487描述了一种类似的方法，该方法利用轻质残留气体的作功膨胀向C3 +烃的回收提供制冷。
传统的阶梯式蒸气压缩制冷系统公开于美国专利5502971中，该专利使用一个乙烯/丙烯系统为从炼油厂尾气流中回收C2 +烃提供制冷。这种类型的制冷基本用于所有的乙烯工厂，用于从裂化气体中回收乙烯和重烃。这种阶梯式系统的类型可以在低至-101℃(-150°F)的温度下有效地提供制冷，但是需要两个制冷压缩机和多级制冷鼓。
通过已分离的C2 +烃的Joule-Thomson膨胀和再蒸发向从裂化气中回收那些烃提供制冷，这在美国专利5461870中给出了描述。这种方法具有能量有效性但是需要将烃产物在相对低的压力下以蒸汽形式回收，以便在分离所需要的较低的温度水平下提供制冷。
美国专利5329779、5287703、4707170和4584006使用了不同形式的混合制冷系统，以便向从各种含烃物流中回收C2或重烃提供制冷。这些方法使用一个单一的制冷压缩机，在较宽的温度范围内提供制冷，但是需要多级制冷鼓和复合制冷剂形成系统。
利用吸收的方法从裂解气、炼油厂气或天然气中回收C2 +或C3 +烃的方法，公开于美国专利5520724、5019143和4272269。轻烃在吸收塔中在一种较重的溶剂通常为C5或重烃中得到吸收，在一个分离塔中分离以回收轻质产品和再生重溶剂。通常需要传统的蒸气压缩制冷以制冷溶剂，一般在大约-40℃(-40°F)的温度下，以得到高的C2回收率。
氮气循环制冷系统已经应用于低温空气分离设备，为生产液态氧和液态氮产品提供极低温度下的制冷(-173到-196℃(-280到-320°F))(见美国专利5231835、4894076和3358460)。然而，氮气循环制冷系统还未被应用于在较高温度下(-46到-157℃(-50到-250°F))C2和C3烃的回收。
如上所述的回收C2 +和C3 +烃的低温分离方法需要大量在低温下制冷。迫切需要通过使用新的或改进的制冷工艺来降低这类制冷所要耗费的能量，而这种工艺可以以合理的资金成本组装。如下面所描述并在随后的权利要求书中进行限定的本发明的方法，采用了一种低成本能效高的方法来提供这种制冷。
本发明涉及一种用于分离由氢气以及选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的一种或几种成分组成的进料气体混合物的方法。该方法包括(a)冷却进料气体混合物；(b)将得到的被冷却的进料气体混合物引入到一个冷却分馏区，其中冷却的进料气体混合物在此处被进一步冷却和分馏，产生一种轻的塔顶气流，和一种富含选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的一种或几种组分的液态产物流；和(c)与在封闭式气体膨胀机制冷工艺中通过将压缩的气态制冷流作功膨胀而产生的冷却制冷流进行间接热交换，提供(a)和(b)中所需的至少一部分制冷。对(b)中冷却过的进料气体混合物的冷却和分馏可以在一个分馏塔中进行。
在(b)的冷却和分馏区所需的部分制冷可以通过与(b)中轻的塔顶气流进行间接热交换而提供，并产生一种暖轻塔顶气流。用来冷却(a)中的进料气体混合物所需的一部分制冷可以通过与暖轻塔顶气流进行间接地热交换而提供。冷却进料气体混合物所需的部分制冷可以通过至少部分蒸发掉(b)的液态产物流的间接热交换而提供。
(c)的压缩气态制冷流可以由封闭式气体膨胀机制冷工艺提供，这种工艺包括：压缩由于向(a)和(b)至少提供部分所需要的制冷而得到的暖制冷气体，冷却得到的压缩制冷气体，以及作功膨胀所得到的冷却压缩制冷气体，从而提供(c)的冷制冷气流。这种制冷气体可以含有氮气、甲烷、氮气和甲烷的混合气或者空气。压缩该暖制冷气体所需要的部分功可以通过将得到的冷却压缩制冷气体作功膨胀而提供。
用于冷却最终的压缩制冷气体所需要的部分制冷可以通过至少部分地蒸发(b)的液态产物流的间接热交换而提供。
(a)和(b)所需要的至少部分制冷可以由封闭式气体膨胀机制冷工艺提供，这种工艺包括：(1)压缩由向(a)和(b)至少提供部分所需要的制冷而得到的暖制冷气体；(2)冷却得到的压缩制冷气体，产生冷却的制冷气体；(3)进一步冷却冷却过的制冷气体的第一部分，产生进一步冷却的制冷气体，该制冷气体做功膨胀，并用来提供(b)中所需制冷的一部分，由此产生一种部分受热的制冷气体；和(4)作功膨胀冷却制冷气体的第二部分，产生冷却膨胀的制冷气体，将冷却膨胀的制冷气体与(3)中部分受热的制冷气体合并，并利用得到的合并制冷气体，为冷却(a)中的进料气体混合物提供所需的部分制冷，由此提供(1)的受热制冷气体。
该方法还可以包括：将(b)的至少一部分液态产物流引入一个气提塔，并由此处抽取更加富含选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯中的一种或几种组分的塔底流出物和富含氢的塔顶流出物。塔顶气流可以在(b)的冷却和分馏之前与冷却进料气体混合物混合。
气提塔的蒸气可以通过与进料气体混合物进行间接地热交换，从而蒸发来自塔底的液体来至少部分地提供，并由此冷却了进料气体混合物。气提塔的蒸气可以通过与部分压缩的气态制冷流进行间接地热交换，从而蒸发来自塔底的液体来至少部分地提供，并由此冷却压缩的部分气态制冷流。
进料气体混合物还可以包括选自甲烷、一氧化碳、二氧化碳和氮气的一种或一种以上低沸点组分。
附图图面的简单说明
图1是本发明一个实施方案的简要流程图。
图2是本发明另一个实施方案的简要流程图。
本发明涉及一种从炼油厂或石化厂气体混合物中回收C2和/或C3烃，尤其是乙烯和丙烯的方法，炼油厂或石化厂气体混合物中含有这些组分以及一种或几种较轻的、低沸点组分，包括氢气。使用蒸馏塔或其他冷却和分馏方法将进料气体冷凝和分离，产生富C2和/或富C3的中间产物流，用于可选择性地进一步分离和提纯。该工艺中的制冷由一个优选使用氮气作为循环制冷剂的闭环气体膨胀剂制冷循环方法至少部分地提供。该封闭式氮气膨胀循环工艺使用一个压缩机将氮气制冷剂压缩到一个合适的压力，并使用一个或一个以上的涡轮膨胀机，涡轮膨胀机可以载有压缩机(压缩膨胀机)，用来将压缩的氮气作功膨胀到一种或一种以上的温度水平，以提供分离工艺所需制冷的至少一部分。烃产物可以以气态或液体形式回收。分离工艺可以包括一个用于从产物中分离出较轻组分的气提塔或蒸馏塔，和/或一个用于从产物中分离出较重组分的蒸馏塔。如果需要提供一个更具能量效率的制冷系统，氮气可被压缩至两个或者多个压力水平，并可膨胀至两个或多个压力水平。
图1所示为本发明的第一实施方案。管线101中的进料气体是一种典型的裂化气、流体催化裂化尾气、或流体焦化尾气，主要含有氢气、甲烷、乙烷和乙烯，以及少量的丙烷、丙烯和重烃。该进料气，通常在室温和517-3,445kPa(75-500psia)范围内的压力下提供，可被冷却成冷凝水和其他易冷凝的组分(未图示)，冷凝的组分从分离鼓105经管线103排出。管线107中的进料气在旋转干燥器109和111中被干燥，产生管线113中的干燥进料气，其露点通常在大约-40℃(-40°F)以下。
管线113中的干燥进料气在进料冷却热交换器115中通过使制冷剂和经过管线117、119和122(将在后面定义)的工艺流受热而被冷却到-18至-73℃(0至-100°F)的温度范围内。在热交换器115中可被部分冷凝的进料气，被引入鼓118中。未冷凝的蒸气从鼓118中经管线120排出，在蒸馏塔热交换器121中进一步冷却、冷凝、和精馏，在管线123中产生轻的塔顶气体和塔底液体，塔底气体经管线120返回鼓118。鼓118和热交换器121是蒸馏塔的主要组件，可以是本领域中已知的任何类型的精馏热交换器和分离体系。同属的冷凝和分馏系统125可以是如上所定义的蒸馏塔，或者也可以为其他任何类型的冷却和分馏系统，如一个部分分凝器或一个重沸和/或回流蒸馏塔。
富含C2和/或C3烃的管线127中的液体是从鼓118中排出的，并可选择性地由泵129泵送，以提供前面所述的管线122中的工艺流。管线122中的液体在热交换器115中被蒸发，为冷却进料流113提供一部分制冷，蒸发的产物气体经管线124排出，并被送去进一步处理，以回收乙烯和/或丙烯。
管线123中的轻塔顶气流，其温度通常在-73到-151℃(-100到-240°F)的范围内，在热交换器121中加热从而提供此处所需制冷的一部分，管线117中的部分受热流在热交换器115中被进一步加热，从而为冷却管线113中的进料气提供如前所述的部分制冷。管线131中最终的热塔顶气体，主要含甲烷和氢气，可以在相关工艺中被用作燃料。
进料冷却热交换器115和蒸馏塔热交换器125所需的附加制冷可以通过优选采用氮作为作功制冷流体的闭环气体膨胀剂制冷方法提供。其他的低沸点气体，例如甲烷、甲烷和氮气的混合物、或空气也可以在需要时用作制冷剂。在封闭式制冷工艺中，管线133中的热氮在压缩机135中被压缩，在中间冷却器137中被冷却，在最终压缩机139中被进一步压缩到3,445至10,335kPa(500至1500psia)，在后置冷却器141中被冷却到室温附近。管线143中的压缩制冷剂在进料冷却热交换器115中被冷却到-18至-84℃(0至-120°F)的温度范围内，管线145中所得到的冷却制冷剂在涡轮膨胀机147中被作功膨胀到689至6,890kPa(100至1000psia)的压力范围，由此产生管线149中的冷却制冷流，其温度在-79至-157℃(-110至-250°F)的范围内。管线149中的冷却制冷剂在热交换器121和115中受热，从而提供如前所述所需的制冷，管线133中所得到的受热制冷剂被压缩以便继续进行封闭式制冷循环。
由涡轮膨胀机147产生的膨胀作功可以用于驱动压缩机135或139(未图示)的一级，以提高制冷循环的总效率。
本发明的另一个实施方案示于图2。在该实施方案中，封闭式气体膨胀机氮气制冷工艺采用不同温度水平下的两个作功膨胀步骤，蒸馏塔液体在一个综合气提塔中进一步分离，产生一种更加富丙烷和丙烯的液态产物。参考图2，管线127中来自鼓118的液体被引入气提塔201中，较轻的组分乙烷、乙烯和甲烷从该塔被排放到顶部的管线203内。管线205内更加富含丙烷和丙烯的塔底液体，被排放出来并送去进行进一步的处理。管线203中的塔顶气与来自热交换器115中的冷却进料气混合，混合的气流被引入鼓118和蒸馏塔热交换器121中。
管线207中的热氮气在多级压缩机209中被压缩，在后置冷却器211中被冷却，产生管线213中的压缩氮制冷剂。压缩氮中的一部分215可以在重沸热交换器217中被冷却，而不是自管线219中的塔底液体，从而通过管线221为气提塔201提供沸腾蒸气。管线223中的冷却氮与残留的压缩氮混合，管线225中的混合冷却氮被引入热交换器115中。在热交换器115中冷却到大约-29至27℃(-20至+80°F)的中间温度之后，中间冷却氮流的一部分227被排放，并在涡轮膨胀机229中进行作功膨胀。剩余的压缩氮在热交换器115中被进一步冷却到-62到-7℃(-80到+20°F)并在涡轮膨胀机233中作功膨胀。
管线235中膨胀和冷却的氮，此时为-73至-118℃(-100至-180°F)，689至6,890kPa(100至1000psia)，在热交换器121中被加热，以提供如前所述的制冷。管线237中膨胀和冷却的氮，此时为-18至-73℃(0至-100°F)，689至6,890kPa(100至1000psia)，与管线239中的热氮混合，此混合流在热交换器115中进一步受热以提供如前所述的制冷。
用于产生气提塔201中的沸腾蒸气所需的额外热量可以通过将来自管线101的进料气体在热交换器217内进行冷却来提供，然后如前所述，将该冷却的进料气体通过管线241返回处理。
如上所述的实施方案还可能有其他的选择方式。例如，可以使用一个带有气提塔和精馏部分以及塔顶冷凝器的蒸馏塔，来代替前面所述的综合气提塔201以提高产物回收。然而，只采用一个气提塔，并将气提过的蒸气流返回进料分馏塔以回收该气流中的残留产物，通常其成本效果更好。
一个类似的方法可以用来回收乙烯和/或乙烷，这可能需要比上述方法更加低的冷却温度水平。在此情况下，最好以一种更加有效的方式，采用附加的氮膨胀机以满足分离工艺中的制冷要求。氮可以由一种或一种以上的压力水平膨胀到三个或三个以上的温度水平，也可以在多个压力水平下返回压缩机。另外，如果烃产物以蒸气的形式回收，相当大量的制冷可以从蒸发回收的液体中得到回收，有可能减少一个或更多的膨胀机。
图1和2所示的氮制冷系统的其他可能的流程图可能会产生更低的能量需求和/或更低的资金成本，这有赖于不同温度水平下对于制冷的特殊要求。这种制冷要求主要取决于进料气体的压力和组成，以及所要求的产物回收的水平和纯度。例如，氮制冷剂可以在其中一个膨胀机中被膨胀到较高的压力水平，并在中间压力水平下返回压缩机。另外，氮可以在一个中间级从压缩机中排放，分别进行冷却，并在其中一个膨胀机中膨胀到最低压力水平或另一个中间压力水平。
可以串联使用两个分馏塔，例如，从高温分馏塔回收富C3产物，而从低温分馏塔中回收富C2产物。这种配置也可以使用三个膨胀机以便最有效地为进料冷却器和两个分馏塔提供制冷。可以增加一个或两个气提塔以便从一种或两种产物中分离出较轻的杂质。气提过的蒸气流最好返回分馏塔，以提高产物回收率。
可以把其他的蒸馏塔结合到该方法中，以便在分馏塔中精馏之前，或者在气提塔的下游从C2 +或C3 +产物中除去重烃。如果烃产物流中允许有较高量的轻杂质，可以不用气提塔，如图1所示的实施方案。还可以使用一个部分冷凝器取代分馏塔。然而，这将导致在回收产物中有相当高含量的轻杂质，并将提高所需制冷的质量和气提塔的尺寸，如果有气提塔的话。
本发明的两个实施方案在下面的实施例中得到说明。
实施例1
图1表示如前所述的使用单一制冷剂气体膨胀机的氮制冷低温分离方法。该方法用于从流体催化裂化(FCC)设备中回收乙烯和乙烷。
管线101中的进料气具有每小时357kgmoles(787lbmoles)的流速，其组成为(以摩尔％为基准)氢气12.4％，氮气11.4％，甲烷38.9％，乙烯18.3％，乙烷15.5％，以及3.5％的丙烷和重烃。该进料气是在45℃(113°F)和1,047kPa(152psia)下获得的，经预热(未表示)，在干燥器109和111中进行干燥，在进料热交换器115中冷却到-65℃(-85°F)。该冷却将进料气流部分冷凝，产生了每小时21kgmoles(47lbmoles)的冷凝部分，组成为23.5摩尔％的乙烯和35.7摩尔％的乙烷。然后，该部分冷凝的气流被引入鼓118中，未冷凝的蒸气从鼓118中经管线120以每小时336kgmoles(740lbmoles)的流速排出，其组成为18.0摩尔％的乙烯和14.2摩尔％的乙烷。
该蒸气经管线120流入分馏塔热交换器121中，在其中被冷却到-133℃(-207°F)并被精馏，产生管线123中的轻塔顶气，和每小时122kgmoles(268lbmoles)的富C2塔底液流，液流含48.4摩尔％的乙烯和39.2摩尔％的乙烷，该塔底液流经管线120流回到鼓118中。在进料冷却热交换器115中以及在分馏塔热交换器121中被冷凝的富C2液体在鼓118中混合，经管线127由此处排放，在泵129中泵压到1,116kPa(162psia)，以提供管线122中的压缩液体，该压缩液体在进料冷却热交换器115中蒸发，以提供此处所需的大部分制冷。富C2产物气体从进料冷却交换器115中经管线124以每小时143kgmoles(315lbmoles)的流速排出，其中在4℃(40°F)和1,102kPa(160psia)下含有乙烯44.7摩尔％，乙烷38.6摩尔％，和C3 +8.9摩尔％。
轻塔顶气流经管线123从分馏塔热交换器121中以每小时214kgmoles(472lbmoles)的流速排放，其中含有低于0.6％的乙烯，而基本上没有乙烷。该气流在分馏塔热交换器121和进料冷却热交换器115中被加热到4℃(40°F)以便制冷回收，然后经管线131流入工厂燃料系统。
用于低温分离方法所需要的其余的制冷，由闭环式氮循环制冷系统提供。管线133中每小时881kgmoles(1940lbmoles)、8℃(46°F)和1,137kPa(165psia)的低压氮在氮压缩机135和最后一级压缩机139中被压缩到5,478kPa(795psia)，在冷却141中被冷却到40℃(104°F)。然后，管线143中的高压氮在进料冷却热交换器115中被冷却到-79℃(-110°F)，管线145中的冷却高压氮在涡轮膨胀机147中作功膨胀到-142℃(-224°F)和1,026kPa(175psia)，该膨胀的冷却流149被送入分馏塔热交换器121以提供此处所需的制冷。管线119中膨胀的热氮流在进料冷却热交换器115中被进一步加热到8℃(46°F)，经管线133再次循环到氮压缩机。
该方法经管线124以产物气体的形式回收到进料气中98.0％的乙烯和基本为100％的乙烷以及重烃，所含甲烷和轻质杂质低于8摩尔％。
实施例2
一种用于从来自流体催化裂化(FCC)或深催化裂化(DCC)设备的尾气中回收富丙烯液态产物的氮制冷低温分离方法如图2表示。进料气以每小时989kgmoles(2178lbmoles)的速度流经管线101，其在40℃(104°F)和758kPa(110psia)下的组份为氢气13.2摩尔％，氮气6.0％，甲烷31.4％，乙烯/乙烷33.7％，丙烯10.9％以及4.8％的丙烷和重(C3 +)烃。该进料气在气提塔重沸器217中被预热，经管线241返回，在干燥器109和111中干燥，在进料冷却热交换器115中被进一步冷却到-40℃(-40°F)并部分冷凝。该部分冷凝的流，其所含每小时81kgmoles(179lbmoles)的冷凝液体部分中有37.8摩尔％的丙烯和39.9摩尔％的C3 +，与来自气提塔201的蒸气流203混合，混合流流入鼓118。
未冷凝的蒸气经管线120从鼓118流入分馏塔热交换器121中，在此处被冷却到-78℃(-109°F)，精馏产生轻塔顶气流并从管线123中排放，还产生每小时165kgmoles(364lbmoles)的富含丙烯的塔底液流，其内含57.3摩尔％丙烯和10.5摩尔％C3 +。该塔底液流经管线120流回鼓118。管线120中在分馏塔中精馏过的全部蒸气具有每小时999kgmoles(2201lbmoles)的流速，含有9.6％的丙烯和1.7摩尔％的C3 +。在进料冷却热交换器115和分馏塔热交换器121中冷凝的富丙烯液流从鼓118中经管线127排出并被送入气提塔201，以分离乙烯和较轻的组分。一种流速为每小时155kgmoles(341lbmoles)、含乙烯68.9％和C3 +30.7摩尔％的富丙烯液态产物，在14℃(58°F)和689kPa(100psia)下从气提塔201的底部经管线205回收，并被泵送到2,412kPa(350psia)以便进一步处理。来自气提塔201的轻塔顶蒸气含有20.4摩尔％的丙烯和5.1摩尔％的C3 +，以每小时918kgmoles(2021lbmoles)的流速经管线203返回分馏塔进行精馏，以回收如前所述蒸气中的残余丙烯。来自分馏塔热交换器121的轻塔顶气以每小时834kgmoles(1837lbmoles)的流速流经管线123，其中含有低于0.2％的丙烯。该塔顶气在分馏塔热交换器121和进料冷却热交换器115中被加热到30℃(86°F)以制冷回收，然后经管线131送到工厂燃料系统。
此低温分离方法需要的大部分制冷由闭环氮制冷系统提供。低压氮在30℃(86°F)和1716kPa(249psia)下，以每小时2860kgmoles(6300lbmoles)的速度流经管线207，然后在多级氮压缩机209中被压缩到5,512kPa(800psia)，在冷却器211中冷却到40℃(104°F)。管线213中压缩氮的一部分可以经由管线215送到气提塔重沸器217中用于补充进料冷却，如有必要的话，然后经管线223返回。压缩氮经管线225流入进料冷却热交换器115，被冷却到16℃(60°F)的中间温度。
该氮的一部分以每小时840kgmoles(1850lbmoles)的流速经由管线227排出，在加热膨胀机229中作功膨胀到-57℃(-71°F)和1,750kPa(254psia)，与另一股氮流(后面说明)混合，流入进料冷却热交换器115中从而为此处提供制冷。氮的其余部分以每小时2020kgmoles(4450lbmoles)的流速，在进料冷却热交换器115中被进一步冷却到-40℃(-40°F)，经管线231流入低温膨胀机233中，被膨胀到-99℃(-146°F)和1,785kPa(259psia)，经管线235流入分馏塔热交换器121中从而为此处提供制冷。管线239中来自分馏塔热交换器121的热氮与管线237中的膨胀氮混合，混合流在进料冷却热交换器115中被加热到30℃(86°F)从而为此处提供制冷。如前所述，热氮经管线207返回氮压缩机209中。由氮膨胀机229和233产生的功最好用于驱动压缩机209(未图示)的两个级。
该方法经管线205回收到进料气体中98.7％的丙烯和基本为100％的丙烷和重烃，所含乙烯和较轻的杂质低于0.4摩尔％。
本发明提供了一种低成本高能效的方法，用于从含有烃类组分以及氢和其他可能的轻质组分的气流如炼油厂或石化尾气中回收选自乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和高分子量烃(如有存在)中的一种或一种以上的烃。该工艺采用一种低成本高能效的方法为进料气体的冷凝和精馏提供所需的制冷。
氮循环系统可以在任一所需的温度水平下提供制冷，但是，在大约-46℃(-50°F)到大约-157℃(-250°F)的范围内，制冷的供给最为有效和经济。在这种低温度水平下，即使进料气体的压力较低，也可能有很高的C2和C3回收率，而且通常不需要进料压缩。氮制冷方法可以得到比现有工艺更高的产物回收率，现有工艺采用进料气体或轻质残余气体的作功膨胀，在这种情况下，由于进料气体入口压力和残余气体输送压力之间可用的制冷有限，因而产物回收率是有限的。
本发明的方法比使用混合制冷系统或常规阶梯式制冷系统的方法具有更低的资金成本，这是因为，与烃压缩装备相比，氮压缩机和膨胀机的成本低而效率高。而且，由于氮在工艺中没有被冷凝因而不需要制冷鼓。由于在多数炼油厂和石化设施中都有用作惰性气体或用于设备清洗的氮气存在，因此不需要复杂的制冷剂组合系统。
由于氮制冷剂在整个工艺中通常保持在689kPa(100psia)以上，因此压力损失与烃制冷剂相比较小，烃制冷剂通常在制冷的较低压力下被蒸发。氮气一般被压缩到至少4,134kPa(600psia)，最好为至少5,512kPa(800psia)，以提供最有效的工艺。较高的压力可能更具能量效率，但必须针对附加的高压设备成本，对能量节省给予评价。
本方法与采用吸附来回收烃的方法相比资金成本也较低，因为那种方法需要用于吸收和从吸附剂中解析烃产物的多级蒸馏塔，以及去除离轻质或重质杂质所需要的任何塔。另外，通常还需要用于冷却溶剂以得到高C2回收率的外部制冷。
本发明的基本特征已在上述公开中得到完整的说明。本领域的技术人员可以理解本发明并给出多种改变，而并不偏离本发明的基本实质，也不背离下面的权利要求书的范围和同等替换。

Claims (15)

1.一种用于分离由氢气以及选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯中的一种或几种成分组成的进料气体混合物的方法，该方法包括：
(a)冷却进料气体混合物；
(b)将得到冷却的进料气体混合物引入一个冷却和分馏区，在其中进料气体混合物得到进一步冷却和分馏，产生一种轻的塔顶气流和富含选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯中的一种或几种成分的液态产物流；和
(c)通过与低温制冷剂流进行间接地热交换，至少提供一部分(a)和(b)中所需的制冷，这是通过在一个闭环气体膨胀剂制冷工艺中，将高压气态制冷剂流作功膨胀进行的。
2.如权利要求1的方法，其中对(b)中的冷却进料气体混合物的冷却和分馏是在一个分馏塔中进行的。
3.如权利要求1的方法，其中(b)的冷却和分馏区所需的部分制冷是通过与(b)的轻塔顶气流进行间接地热交换产生热轻塔顶气流而提供的。
4.如权利要求3的方法，其中，冷却(a)中进料气体混合物所需的部分制冷是通过与热轻塔顶气流进行间接热交换而提供的。
5.如权利要求1的方法，其中冷却进料气体混合物所需的部分制冷是通过至少部分地蒸发(b)中的液态产物流的间接热交换而提供的。
6.如权利要求1的方法，其中，(c)的高压气态制冷剂流是由闭环气体膨胀剂制冷方法提供的，该方法包括将向(a)和(b)至少提供部分所需的制冷而得到的热制冷剂气体进行压缩，冷却得到的压缩制冷剂气体，将得到的冷却压缩制冷剂气体作功膨胀，以提供(c)的低温制冷剂流。
7.如权利要求6的方法，其中，制冷剂气体含有氮气、甲烷、氮气和甲烷的混合气，或者空气。
8.如权利要求6的方法，其中，压缩热制冷剂气体所需的部分功是通过将得到的冷却高压制冷气体进行作功膨胀而得到。
9.如权利要求6的方法，其中，冷却得到的压缩制冷剂气体所需的部分制冷是通过至少部分地蒸发(b)的液态产物流的间接热交换而提供的。
10.如权利要求1的方法，其中，(a)和(b)所需的至少部分制冷是通过闭环气体膨胀剂制冷方法提供的，该方法包括：
(1)将向(a)和(b)提供至少部分所需的制冷而得到热制冷剂气体进行压缩；
(2)冷却得到的压缩制冷剂气体，从而产生低温制冷剂气体；
(3)进一步冷却该制冷剂气体的第一部分，得到更为低温的制冷剂气体，将其进行作功膨胀，并用于提供(b)中所需的部分制冷，由此产生部分热制冷剂气体；和
(4)将该冷却制冷剂气体的第二部分进行作功膨胀，产生冷却膨胀的制冷剂气体，将该冷却膨胀的制冷剂气体与(3)中部分热制冷剂气体混合，利用得到的混合制冷剂气体为冷却(a)中的进料气体混合物提供部分制冷，由此提供(1)的热制冷剂气体。
11.如权利要求1的方法，还包括，将(b)的至少一部分液态产物流引入一个气提塔，并由此处排放更加富含选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的组中的一种或几种成分的塔底流和富含氢气的塔顶流。
12.如权利要求11的方法，其中，塔顶流在(b)的冷却和分馏之前与冷却的进料气体混合物相混合。
13.如权利要求11的方法，其中，气提塔的沸腾蒸气至少部分地通过下述方法提供：通过与进料气体混合物间接地热交换将来自塔底的液体蒸发，从而冷却进料气体混合物。
14.如权利要求11的方法，其中，气提塔的沸腾蒸气至少部分地通过下述方法提供：通过与一部分高压气态制冷剂流间接地热交换将来自塔底的液体蒸发，从而冷却该部分高压气态制冷剂流。
15.如权利要求1的方法，其中，进料气体混合物还包括选自甲烷、一氧化碳、二氧化碳和氮气中的一种或几种低沸点组分。
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