CN1329709A - 烃气体的加工方法 - Google Patents

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Abstract

公开一种从烃气体原料回收甲烷、乙烷、丙烷和较重烃组分的方法。近年来,分离烃气体流体的较好方法包括将至少一部分气体流体供给有至少一个再沸器和一个或多个侧再沸器的分馏塔,通过抽出并加热部分塔液向该塔通过热量,产生解吸蒸汽,分离高挥发性组分和要求的组分。再沸器和侧再沸器(如果有)一般一体化到原料流体冷却设计,提供至少一部分冷凝要求组分所需的冷冻,用于随后蒸馏塔中的分馏。公开的方法中,改进了塔的再沸器设计,使用一个或多个液体再沸器,更有效地冷却原料流体,从而提供回收要求组分的效率。另外,在该塔上变动进料位置抽出的塔液体流体包含较大量要求的高挥发性组分。加热后的蒸馏流体返回分馏塔下部进料位置,该位置与抽出位置相隔至少一个理论段。

Description

烃气体的加工方法
本发明背景
本发明涉及分离含烃气体的方法。
乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或较重的烃类可以从许多气体中回收，例如天然气、炼油厂气、以及从其它含烃物质，如煤、原油、石脑油、油页岩、焦油砂和褐煤获得的合成气。天然气中甲烷和乙烷通常占主要比例，即甲烷和乙烷合起来占气体的至少50％(摩尔)。这类气体还含有相对少量的较重的烃类，例如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢、氮、二氧化碳和其它的气体。
本发明广义上涉及从这类气体中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和较重的烃类。根据本发明，典型的待处理气体的分析如下，约92.12％(摩尔)的甲烷、3.96％(摩尔)乙烷和其它C2组分，1.05％(摩尔)丙烷和其它C3组分、0.15％(摩尔)异丁烷、0.21％(摩尔)正丁烷、0.11％(摩尔)戊烷，余量为氮和二氧化碳。有时还存在含硫气体。
天然气和天然气液体(NGL)组分价格的循环波动已经降低了乙烷、乙烯、丙烷和较重组分作为液体产品的逐渐增长的价值。对加工权的竞争已迫使工厂操作者扩大他们现有气体处理装置的处理容量和回收效率。可采用的分离这些物质的方法包括基于冷却和冷冻气体、油吸收和冷冻油吸收的那些方法。另外，低温法也得到广泛采用，因为该方法可使用被加工的气体膨胀和由它获取热能的同时产生电力的经济设备。根据气体源的压力、气体的富集度(richness)(乙烷、乙烯和较重的烃类的含量)、以及要求的最终产品，可以采用这些方法或这些方法的组合。
现在一般优选低温膨胀法来回收天然气液体，因为这种方法提供了最大的简便性，即易于开车、操作灵活、高效率、安全和可靠性高。美国专利4,157,904、4,171,964、4,185,978、4,251,249、4,278,457、4,519,824、4,617,039、4,687,499、4,689,063、4,690,702、4,854,955、4,869,740、4,889,545、5,275,005、5,555,748、5,568,737、5,771,712、5,799,507、5,881,569、5,890,378、再授权的美国专利33,408和美国专利申请09/054,802描述了相关的方法(尽管有些情况下本发明描述基于不同的处理条件，不是列举的这些美国专利和重量申请中所述的那些)。
典型的低温膨胀回收方法中，压力下的原料气流通过与该方法中的其它流体和/或外部致冷源(如丙烷压缩-冷冻系统)的热交换来冷却。当冷却气体时，液体冷凝并收集在一个或多个分离器中作为含有某些要求的C2+组分的高压液体。根据气体的富集度和形成的液体量，高压液体可膨胀至较低的压力并被分馏。在液体膨胀期间发生的蒸发导致流体的进一步冷却。在某些情况下，可能要在膨胀之前预冷却高压液体，以进一步降低膨胀引起的温度。膨胀后的流体包括液体和蒸汽的混合物，在蒸馏塔(去甲烷器(demethanizer))中分馏。该塔中，蒸馏膨胀冷却的流体，分离残余的甲烷、氮和其它挥发性气体作为塔顶蒸汽，需要的C2组分、C3组分和较重的烃类组分作为塔底液体产品。
如果原料气体不能全部冷凝(通常是不能)，部分冷凝后留下的蒸汽至少一部分可通过一个做功膨胀机或发动机、或膨胀阀，至较低的压力，在该压力下由于流体进一步冷却而冷凝出另外的液体。膨胀后的压力略低于蒸馏塔的操作压力。膨胀产生的混合蒸汽-液体相供给蒸馏塔作为原料。近年来，烃分离的较好方法涉及在塔中部进料位置输入这种膨胀后的蒸汽-液体相，在吸收塔上部提供蒸汽另外的精馏。
精馏塔上部的回流流体源通常是原料气体部分冷凝后，但在提出到做功膨胀机之前残留的上述蒸汽的一部分。上部回流流体的另一个来源可由压力下提供的残留气体的循环流体提供。不管其来源，这种蒸汽流一般通过与其它加工流体如冷却分馏塔的塔顶热交换冷却至基本冷凝。原料气体部分冷凝产生的高压液体的一部分或全部可在冷却前与该蒸汽流合并。产生的基本冷凝的流体然后通过一合适的膨胀设备如膨胀阀膨胀至去甲烷器的操作压力。膨胀期间，部分液体一般会蒸发，导致总的流体冷却。然后供给瞬时膨胀的流体作为去甲烷器的顶部原料。通常，膨胀流体的蒸汽部分和去甲烷器顶部蒸汽在分馏塔的上部分馏器部分合并，作为残余甲烷产物气体。或者，冷却和膨胀后的流体供给分离器，提供蒸汽和液体流体，之后蒸汽与塔顶合并，液体供给该塔作为塔顶原料。
该过程的目的是进行分离，产生的离开该过程的残余气体含有原料气体中几乎所有的甲烷，而基本上没有C2组分和较重的烃类组分，离开去甲烷器的塔底馏份含有几乎所有的C2组分和较重的烃类组分，而基本上没有甲烷或挥发性更强的组分，同时满足对允许最大二氧化碳含量的工厂规格。本发明为建立新装置或改造现有处理装置提供了方法，通过缩小用于除去二氧化碳的产品处理系统的尺寸或取消该处理系统，以显著较低的投资成本达到这种分离。或者，无论是用于新的装置还是用于改造后的现有装置，与其它处理方法相比，对原料气体中给定二氧化碳浓度，本发明可用于回收更多的C2组分和较重的烃组分。
根据本发明，发现C2的回收率可保持大于84％，同时保持底部液体产物中二氧化碳含量在规定之内，并提供几乎完全排除甲烷到残余气体流。尽管可以在较低压力和较高温度下采用本发明的方法，但是要求的塔顶产物的温度为-120°F或更低温度时，该方法处理在600-1000psia下的原料气体特别有利。
本发明采用可用于任何类型的NGL回收系统的改进的再沸器方案。蒸馏塔中的典型再沸器或侧再沸器应用中，从塔抽出全部的向下流动液体通过热交换器，然后在基本上相同位置返回该塔。这种改进的再沸器系统中，塔的部分向下流动液体从该塔的较高位置即不同于返回位置至少一个理论塔板处抽出。即使液体流速较小，该液体一般更冷，并在提高回收率或减小交换器尺寸方面占优势。
本发明应用于NGL回收的现有技术过程时发现C2组分和较重组分的回收率提高了1个或2个百分点。但是当要求降低回收的NGL产品中的二氧化碳含量时，回收率的提高更大。在典型的NGL回收工厂中乙烷回收还会导致回收至少部分包含在原料气体中的二氧化碳，因为二氧化碳的相对挥发度处在甲烷和乙烷之间。因此，随乙烷回收率提高，NGL产品中二氧化碳回收率也增加。当该塔再沸以满足对NGL产品中二氧化碳含量的要求时，通过应用本发明的改进的再沸器方案，本申请人发现与使用常规再沸器或侧再沸器系统相比，可以显著提高NGL产品中乙烷回收率。
为了更好地理解本发明，可参考下面的实施例和附图。附图如下：
图1是现有技术的天然气低温处理工厂的流程图。
图2是的另一个系统的天然气低温处理工厂的流程图。
图3是采说明1和图2的处理工厂如何改造成为本发明天然气处理工厂的流程图。
图4是说明另一个采用图1和图2的处理工厂作为本发明天然气处理工厂的流程图。
图5是说明如何将现有技术改造成为本发明天然气处理工厂的流程图。
图6是说明本发明改进的再沸器方案用于处理工厂的流程图，该方案包括热虹吸系统。
图7是说明本发明改进的再沸器方案用于处理工厂的流程图，该方案包括泵压系统。
图8是说明本发明改进的再沸器方案用于处理工厂的流程图，该方案包括泵压系统。
图9是说明本发明改进的再沸器方案用于处理工厂的流程图，该方案包括裂解塔系统。
在下面对上述图的解释中，提供了一些表，表中列出对代表性操作条件计算的流量。在本文的表中，为方便起见，流量值(磅摩尔/小时)四舍五入为最接近的整数。表中列出的总流体流量包括所有的非烃组分，因此一般大于各种烃组分的流体流量的总和。所列的温度是四舍五入为最接近的度数的近似值。还应该注意，为比较图中所绘的各种方法进行的设计计算中，假设没有热量从环境泄漏到该过程或从该过程泄漏到环境。市售绝热材料的品质使这样的假设是十分合理的，而且这也是本领域技术人员一般采用的假设。
现有技术领域的描述
图1所示是采用美国专利4,157,904的现有技术，从天然气中回收C2+组分的处理工厂的流程图。由于这是一个设计用于每天1.0×109英尺3原料气体的大型装置，去甲烷器(分馏塔)建成两部分，吸收塔17和解吸塔19。这一方法的模拟中，进口气体作为流体31在86°F和613psia下进入装置。如果进口气体含有会使产品流体不能满足技术要求的硫化合物，则需要通过合适地预处理原料气体(未说明)来除去硫化合物。另外，原料流体一般需经脱水，以防止在低温条件下形成水合物(冰)。为此目的一般使用固体干燥剂。
原料流体31通过在热交换器10中与-99°F的冷残余气体(流体37a)、去甲烷器再混液(31°F，流体42)、-5°F的去甲烷器下部侧再沸器液体(流体41)和-99°F的去甲烷器上部侧再沸器液体(流体40)的热交换来冷却。注意到在各种情况下热交换器10是多个单一热交换器或一个多程热交换器、或它们的任意组合的代表。(是否使用一个以上的热交换器来进行该冷却取决于诸多因素，包括但不限于，进口气体流量、热交换器尺寸、流体温度等)。冷却的流体31a在-82°F和603psia进入分离器11，分离出冷凝的液体(流体35)和蒸汽(流体32)。
来自分离器11的蒸汽(流体32)被分成两个流体，33和34。流体33含有约18％的总蒸汽，与来自分离器11的冷凝液体合并。合并后的流体36通过热交换器12，按与去甲烷器塔顶蒸汽流37的热交换关系，导致冷却和基本凝该流体。-139°F的基本上冷凝的流体36a(-139°F)然后通过合适的膨胀设备如膨胀阀13瞬时膨胀到分馏塔的吸收塔17的操作压力(约333psia)。膨胀期间，部分流体蒸发，导致总的流体冷却。图1说明的过程中，膨胀后流体36b离开膨胀阀13，达到-151°F，并供给在吸收塔17的上部区域的分馏器部分17a。在此分馏的液体成为在精馏部分17b的理论阶段1的顶部原料。(由虚线表示美国专利4,278,457的分馏器液体(流体35)的另一个路线，在此使至少部分液体通过膨胀阀16膨胀到333psia，冷却流体35产生流体35a，然后在底部进料位置供给吸收塔17中的精馏部分或在上部进料位置供给解吸塔19)。
来自分离器11的其余82％的蒸汽(流体34)进入做功的膨胀器14，在膨胀器中从这部分高压原料获取机械能。机器14将蒸汽基本上等熵地从约603psia的压力膨胀至约333psia，使经膨胀作功使流体34a冷却至约-125°F。普通市售的膨胀器能回收按理想等熵膨胀所获理论功的80-85％。回收的功一般用于驱动离心压缩机(如15项)，例如用于再压缩残余气体(流体37c)。膨胀和部分冷凝的流体34a在较低进料位置供给分馏塔(这种情况下低于理论阶段7)。
来自吸收塔17底部的-127°F的液体(流体38)用泵18供给解吸塔19的顶部进料位置(流体38a)。解吸塔19的操作压力(343psia)略高于吸收塔17的操作压力，两塔间的压差提供使-125°F的塔顶蒸汽从解吸塔19顶部流到吸收塔17底部进料位置的动力。
吸收塔17和解吸塔19中的去甲烷器是常规的蒸馏塔，有许多垂直方向上相互隔开的塔板、一个或多个填充床、或一些塔板和填充物的组合。在许多天然气工厂中，吸收塔由两区段组成。上面区段17a是分离器，在此，部分蒸发的顶部原料分成各自的蒸汽和液体部分，从较低的蒸馏或精馏区段17b上升的蒸汽与顶部原料的蒸汽部分(如果有)合并形成冷的残余气体馏出流体37，从塔的顶部流出。较低的精馏区段17b和解吸塔19有塔板和/或填充物，提供了下降液体和上升蒸汽间的必要接触。解吸塔19还包括再沸器，加热和蒸发部分流下该塔的液体，提供向上流经该塔的解吸蒸汽。
43°F的液体产物(流体43)从塔底部流出，根据一般规定，底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.0237∶1，该液体产物在泵20中泵压至约550psia(流体43a)。(一般按液体产物最终目的地设定泵的输出压力。一般液体产物流到储存器，泵输出压力设定为防止流体43a加热到室温时的蒸发)。
残余气体(流体37)与下列设备中输入的原料气体对流通过：(a)加热到-99°F的热交换器12(流体37a)，(b)加热到79°F的热交换器10(流体37b)，和(c)加热到110°F的热交换器21(流体37c)。残余气体然后在两个阶段再压缩。第一阶段是由膨胀机器14驱动的压缩机15，第二阶段是由提供的能源驱动的压缩机22。流体37e由冷却器23冷却到115°F，由热交换器21冷却到86°F后，残余气体产物(流体37g)流到631psia的销售管道，充分满足管道要求(一般根据进口压力)。
下表列出了图1中所说明的方法的流体流量和能耗。
                           表I
                           (图1)
                      流量(磅摩尔/小时)
    流体    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+  二氧化碳    总量
    31  121383  5218  1384  619  1054  131766
    32  118997  4514  817  147  990  127561
    35  2386  704  567  472  64  4205
    33  22015  835  151  27  183  23599
    34  96982  3679  666  120  807  103962
    38  11021  4734  1353  616  462  18222
    39  10916  304  12  1  90  11359
    40  6568  6227  1444  625  891  15755
    37  121278  788  43  4  682  124903
    43  105  4430  1341  615  372  6863
回收率*
乙烷                84.89％
丙烷                96.90％
丁烷+               99.33％
马力
残余气压缩          44,408
*(根据未四舍五入的流量)
由表I可知，图1所示的现有技术采用可用的压缩马力(最大45,000HP)达到84.89％的乙烷回收率。但是，乙烷产品(甲烷、乙烷和二氧化碳流体，当主要分馏底部液体产品，分离C2组分和较轻分与C3组分和较重烃组分时产生)中二氧化碳浓度为7.59％(摩尔)，超过工厂厂主最大6.0％(摩尔)的规定。因此，这种工厂设计还需要另外的处理系统，从烃除去二氧化碳，生产可销售的液体产品。有许多用于除去二氧化碳的方法(处理输入原料气体、处理总的液体产品、处理分馏后的乙烷产品等)，但是这些方法不仅增加投资成本(由于安装处理系统的成本)而且增加工厂的操作费用(由于处理系统的能耗和化学品消耗)。
保证乙烷产品在二氧化碳规定内的一种方法是以从底部液体产品解吸二氧化碳的方式操作去甲烷器，通过使用侧再沸器和/或底部再沸器增加该塔的再沸热量。图2所示为对图1所示方法的另一种操作方案。图2的方法已应用于和上述图1同样的原料气体组成和条件法中的原料气体组成和条件。然而，在图2方法的模拟中，调整操作条件，以控制解吸塔19的底部温度，使乙烷产品的二氧化碳浓度在规定之内。
模拟这种方法中，如模拟图1的方法时，选择操作条件，保持乙烷回收率尽可能高而不超过可用残余气体的压缩马力。原料流体31在交换器10中通过与-96°F的冷残余气体(流体37a)、50°F的去甲烷器再沸器液体(流体42)、38°F的去甲烷器下部侧再沸器液体(流体41)和-32°F的去甲烷器上部侧再沸器液体(流体40)的热交换来冷却。冷却后的流体31a在-72°F和600psia的压力下进入分离器11，在分离器11中，蒸汽(流体32)与冷凝液体(流体35)分离。
来自分离器11的蒸汽(流体32)被分成两个流体，33和34。流体33含有约17％的总蒸汽，与来自分离器11的冷凝液体合并。合并后的流体36通过热交换器12，按与去甲烷器塔顶蒸汽流37的热交换关系，导致冷却和基本冷凝该流体。-132°F的基本冷凝的流体36a然后通过膨胀阀13瞬时膨胀。该流体膨胀到吸收塔17的操作压力(约326psia)时，冷却到约-152°F温度(流体36b)。膨胀后流体36b供给该塔作为顶部原料。
来自分离器11的其余82％的蒸汽(流体34)进入做功的膨胀器14，在膨胀器中从这部分高压原料获取机械能。机器14将蒸汽基本上等熵地从约600psia的压力膨胀至约吸收塔17的操作压力(326psia)，经膨胀作功使流体34a冷却至约-118°F。膨胀和部分冷凝的流体34a作为原料在较低进料位置供给蒸馏塔。
来自吸收塔17底部的-120°F的液体(流体38)用泵18供给解吸塔19的顶部进料位置(流体38a)。解吸塔19的操作压力(336psia)略高于吸收塔17的操作压力，两塔间的压差提供-118°F的塔顶蒸汽(流体39)从解吸塔19顶部流到吸收塔17底部进料位置的动力。
56°F的液体产物(流体43)从塔19塔底部流出。该液体产物在泵20中泵压至约550psia(流体43a)。残余气体(流体37)与下列设备中输入的原料气体对流通过：(a)加热到-96°F的热交换器12(流体37a)，(b)加热到70°F的热交换器10(流体37b)，和(c)加热到101°F的热交换器21(流体37c)。残余气体然后在两个阶段再压缩。第一阶段是由膨胀机器14驱动的压缩机15，第二阶段是由提供的能源驱动的压缩机22。流体37e由冷却器23冷却到115°F，由热交换器21冷却到86°F后，残余气体产物(流体37g)流到631psia的销售管道。
下表列出了图2中所说明的方法的流体流量和能耗。
                      表II
                      (图2)
                 流量(磅摩尔/小时)
   流体    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+  二氧化碳    总量
    31  121383  5218  1384  619  1054  131766
    32  120263  4857  1037  233  1023  129517
    35  1120  361  347  386  31  2249
    33  20745  838  179  40  176  22342
    34  99518  4019  858  193  847  107175
    38  6842  3841  1349  615  284  12953
    39  6839  244  12  1  56  7174
    40  1886  6752  1588  645  1377  12248
    37  121380  1621  47  5  826  125987
    43  3  3597  1337  614  228  5779
    回收率*
    乙烷          68.94％
    丙烷          96.61％
    丁烷+         99.25％
    马力
    残余气压缩    44,641
*(根据未四舍五入的流量)
图2所示方法的乙烷产品中二氧化碳浓度为5.95％(摩尔)，符合工厂厂主最大6.0％(摩尔)的规定。但是，注意到底部产品的甲烷与乙烷的摩尔比值为0.0008∶1，不同于允许的0.0237∶1的比值，表明了需要将液体产品中二氧化碳含量控制在要求水平的过度解吸。比较表I和表II的回收率，表明以这种降低乙烷产品中二氧化碳含量方式操作图2的方法使液体回收率明显下降。图2所示方法使乙烷回收率从84.89％下降到68.94％，丙烷回收率从96.90％下降到96.61％，丁烷+回收率从99.33％下降到99.25％。
图2所示方法的操作中有两个因素导致从解吸塔19底部的液体回收率与图1所述的方法相比较小。第一个因素，当解吸塔19底部温度从图1所示方法的43°F上升到图2所述方法的56°F时，相对于图1所述方法的相应值，该塔内各点温度都上升。这减少了冷却塔液体流体(流体40、41和42)的量，这些液体流体可供给热交换器10中的原料气体。结果，进入分离器11的冷却后原料流体(流体31a)较热(对图2所示方法为-72°F，对图1所示方法为-82°F)，在吸收塔17产生较低的乙烷保持率，流体38的乙烷含量(对图2所示方法为3841磅摩尔/小时，图1所示方法为4734磅摩尔/小时)反映了该保持率的降低。第二因素，解吸塔19的高温使吸收塔17内的温度较高，导致进入解吸塔19的甲烷液体较少(对图2所示方法的流体38中为6842磅摩尔/小时，图1为11021磅摩尔/小时)。当该液体甲烷随后通过固定在解吸塔19上的侧再沸器和主再沸器蒸发时，甲烷蒸汽有助于从向下流过该塔的液体中解吸二氧化碳。用图2所示方法获得的较少甲烷解吸二氧化碳，必须蒸发液体中更多的乙烷作为解吸气体。因为乙烷和二氧化碳的相对挥发度极相近，乙烯蒸汽作为解吸剂远没有甲烷有效，这降低了解吸塔的解吸效率。
本发明描述
实施例1
图3所示是本发明方法的流程图。图3所示方法中原料气体组成和条件与图1中相同。因此，图3所示方法与图1所示方法比较，来说明本发明的优点。
模拟图3方法中，86°F和613psia压力的进口气体进入作为流体31。原料流体31通过在热交换器10中与-99°F的冷残余气体(流体37a)、30°F的去甲烷器再沸器液体(流体42)、-4°F的去甲烷器侧再沸器液体(流体41)和-128°F来自吸收塔底部的部分液体(流体45)的热交换来冷却。冷却的流体31a在-84°F和603psia进入分离器11，分离出冷凝的液体(流体35)和蒸汽(流体32)。
来自分离器11的蒸汽(流体32)被分成气态第一流体和第两流体，33和34。流体33含有约19％的总蒸汽，与冷凝液体(流体35)合并，形成流体36。合并后的流体36，按与冷的残余气体(流体37)的热交换关系通过热交换器12，冷却到-138°F。生成的基本冷凝的流体36a然后通过合适膨胀设备如膨胀阀13瞬时膨胀至吸收塔17的操作压力(约332psia)。膨胀期间，部分流体蒸发，导致总流体冷却。在图3说明的方法中，离开膨胀阀13的膨胀流体(36b)温度达到-151°F，供给吸收塔17作为塔顶原料。流体36a的蒸汽部分(如果有)与从该塔顶部分馏段上升的蒸汽合并，形成蒸馏流体37，从塔的上部流出。
再看第二气态流体34，来自分离器11的其余81％的蒸汽进入做功的膨胀器14，在膨胀器中从这部分高压原料获取机械能。机器14将蒸汽基本上等熵地从约603psia的压力膨胀至约332psia，经膨胀作功使流体34a冷却至约-127°F。然后膨胀和部分冷凝的流体34a作为原料在较低进料位置供给吸收塔17。
或者如虚线所示，来自分离器11的冷凝液体(流体35)通过合适膨胀设备如膨胀阀16瞬时膨胀至吸收塔17的操作压力，冷却流体35，产生流体35a。离开膨胀阀16的膨胀流体35a然后在较低进料位置供给吸收塔17，或在较高进料位置供给解吸塔19。
来自吸收塔17底部的-128°F的液体(流体38)用泵18泵压到较高压力(流体38a)，分成两部分。一部分(流体44)为总液体的约55％，供给解吸塔19的顶部进料位置。解吸塔19的操作压力(342psia)略高于吸收塔17的操作压力，两塔间的压差提供-123°F的塔顶蒸汽(流体39)从解吸塔19顶部流到吸收塔17底部进料位置的动力。
其余部分(流体45)含有45％泵送液体流体38a，直接到热交换器10，当其加热到-20°F和部分蒸发，提供部分原料气体的冷却。加热的流体45a供给解吸塔19的中间进料位置，与流体44进入该塔的顶部进料位置相差至少一个理论段。这种情况下，部分蒸发的流体流到塔的同一位置，用于图1所示方法中上部侧再沸器返回(解吸塔19的理论段8)，相当于低于分馏系统中液体流体流出位置(流体44进入解吸塔19的顶部经料位置)7个理论段。
42°F的液体产物(流体43)从塔19塔底部流出。该液体产物在泵20中泵压至约550psia(流体43a)。残余气体(流体37)与下列设备中输入的原料气体对流通过：(a)加热到-99°F的热交换器12(流体37a)，(b)加热到80°F的热交换器10(流体37b)，和(c)加热到105°F的热交换器21(流体37c)。残余气体然后在两个阶段再压缩。第一阶段是由膨胀机器14驱动的压缩机15，第二阶段是由提供的能源驱动的压缩机22。流体37e由冷却器23冷却到115°F(流体37f)，由热交换器21冷却到86°F后，残余气体产物(流体37g)流到631psia的销售管道。
下表列出了图3中所说明的方法的流体流量和能耗。
                     表III
                     (图3)
                 流量(磅摩尔/小时)
   流体    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+  二氧化碳    总量
    31  121383  5218  1384  619  1054  131766
    32  118694  4440  779  136  982  127126
    35  2689  778  605  483  72  4640
    33  22552  844  148  26  187  24154
    34  96142  3596  631  110  795  102972
    38  11906  4855  1357  616  557  19330
    44  6548  2670  746  339  306  10632
    45  5358  2185  611  277  251  8698
    39  11800  362  13  1  156  12370
    37  121277  725  40  4  653  124806
    43  106  4493  1344  615  401  6960
    回收率*
    乙烷         86.12％
    丙烷         97.10％
    丁烷+        99.41％
    马力
    残余气压缩   44,413
*(根据未四舍五入的流量)
比较表I和表III表明，与现有技术相比，本发明乙烷回收率从84.89％提高到86.12％，丙烷回收率从96.90％提高到97.10％，丁烷+回收率从99.33％提高到99.41％。比较表I和表III还显示采用等量马力(设施)要求下达到提高产率。
通过使用改进的再沸器方法，流到热交换器10的塔液体(流体45)比图1所示方法的相应流体40冷。这样提高了可用于进口气体的冷却，因为不仅要用这种设计从液体获得更大生产量，而且能比常规再沸器设计可能达到的更低温度下获得液体。结果是图3方法增加C2+组分和较重烃组分的回收率，而可以使用与图1所示现有技术方法基本相同的量的残余气体压缩马力。
实施例2
在液体产品的二氧化碳含量是争论点的情况(例如，客户按图2的现有技术方法提出更严格的产品规定)，本发明提供较之图2所示现有技术的非常显著的回收率和效率优势。按图4所示，改变图3所示方法的操作条件，可降低本发明液体产品的二氧化碳含量。图4所示方法中原料气体组成和条件与图1和图2相同。因此，图4方法可以和图1和图2方法比较，以说明本发明的优点。
模拟图4方法中，进口气体的冷却和分离方案与图3中所用基本相同。主要差别是调整装置控制，增加来自吸收塔17底部的液体(流体45)比例，流体45在热交换器10中加热，并在供给解吸塔19的中间进料位置。调整装置控制，略升高解吸塔19的底部温度(从图3所示方法的42°F提高到图4所示方法的45°F)，保持底部产品中甲烷和乙烷的比值在规定的0.0237∶1摩尔比值范围。进入解吸塔19的加热流体45a量增加和较高的底部温度都提高了塔内的解吸，导致在整个吸收塔17和解吸塔19，图4所示方法温度高于图3所示方法，净效果是降低离开解吸塔19的液体产品(流体43)的二氧化碳含量。较高塔温还导致略下降的致冷，可从应用于塔原料流体的处理流体获得。具体是，这要求略降低通过流体33送入热交换器12的分离器原料气体(流体32)比例，从而减少进入吸收塔17顶部进料位置的流体36b量。
下表列出了图4中所说明的方法的流体流量和能耗。
                             表IV
                             (图4)
                        流量(磅摩尔/小时)
   流体    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+  二氧化碳    总量
    31  121383  5218  1384  619  1054  131766
    32  118612  4421  770  133  980  127009
    35  2771  797  614  486  74  4757
    33  21943  818  143  25  181  23497
    34  96669  3603  627  108  799  103512
    38  11442  4976  1362  616  616  19052
    44  5721  2488  681  308  308  9527
    45  5721  2488  681  308  308  9527
    39  11337  561  21  1  338  12297
    37  121278  803  43  4  776  125011
    43  105  4415  1341  615  278  6755
    回收率*
    乙烷       84.61％
    丙烷       96.96％
    丁烷+      99.39％
    马力
    残余气压缩 44,573
*(根据未四舍五入的流量)
图4所示方法的乙烷产品中二氧化碳浓度为5.80％(摩尔)，低于客户要求的规定。比较表I和表IV中的回收率，显示本发明可以达到要求的二氧化碳含量，同时保持与图1所示方法几乎相同的液体回收效率。尽管乙烷回收率略下降，从84.89％下降到84.61％，丙烷回收率和丁烷+回收率均略提高，分别从96.90％提高到96.96％，和从99.33％提高到99.39％。比较表I和表IV，还显示使用基本相同的马力(设施)要求，达到保持产品产率。
比较表II和表IV中的回收率，显示本发明达到的回收效率比图2所示方法高得多，当其按照限制液体产品的二氧化碳含量的模式操作时。与图2所示方法比较，图4的方法提高了乙烷回收率，从68.94％提高到84.61％，几乎提高15.7％。丙烷和丁烷+回收率也有提高，分别从96.61％提高到96.96％，和从99.25％提高到99.39％。比较表II和表IV，还显示产品产率提高并不简单地是提高马力(设施)要求的结果。与之相反，本发明用于实施例2时，不仅乙烷、丙烷和丁烷+回收率较现有技术提高，而且液体回收效率也增加23％(按照所使用的单位马力回收的乙烷计)。
对图3的方法，图4的实施方案获得的明显益处是改进的再沸器设计提供更冷却的塔液体，用于冷冻输入的原料流体。这增加对进口气体的冷却，因为这种情况下不仅可从液体获得更大生产量，而且在更冷的温度。同时，在解吸塔19输入更多的甲烷，其位置低于当再沸该塔以满足二氧化碳含量时的位置。(注意，图4所示方法的流体45含有5721磅摩尔/小时的甲烷，在解吸塔的第8理论段输入，而图2所示方法的流体40仅含有1886磅摩尔/小时的甲烷，在解吸塔19顶部输入)。由本发明图4所示方法提供的额外的甲烷有助于从解吸同时内向下流动液体中解吸二氧化碳。NGL产品中二氧化碳量可通过适当控制抽出进料到改进的再沸器系统，而不是解吸塔顶部的液体量进行调整。
其它实施方案
图5所示是说明美国专利5,568,737所示的方法和设备如何改造为适用于根据本发明的天然气处理工厂的流程图。图6、7、8和9是表明安装改进的再沸器的另一些方法的流程图。图6所示是典型的热虹吸应用，来自分馏塔50的液体部分流到再沸器57，可通过在液体引流管道61中的阀58来控制。未从该塔流出的液体部分简单溢流升汽管型抽出盘51到分布器52，用于下面的填料(或塔盘)53。来自再沸器57，在管道61a内的加热流体返回分馏塔50的较低位置，在此包含适当的原料分布设施如升汽管型抽出塔盘54和分布器55，混合加热的流体与从填料53向下流的塔液，并将该混合物供给填料(或塔盘)56。图7和图8所示为典型的泵压式应用，在液体引流管61抽出所有下游液体，并通过泵60泵压到更高压力。在管道61a内经泵压的液体流然后通过合适的控制阀58和59划分，在管道62中以要求的液体量流向再沸器57。来自再沸器57，在管道62a的加热流体返回到分馏塔50的较低位置，如上面对图6实施方案所述。图7的实施方案中，不流到再沸器的液体(管道63中)返回升汽管型抽出盘51，从51开始抽出液体，溢流升汽管型抽出盘51到分布器52用于下面填料(或塔盘)53。图8的实施方案中，不流到再沸器的液体(管道63中)在升汽管型抽出盘51下方返回，从51开始抽出液体，直接到分布器52，为下面的填料(或塔盘)提供液体。图9所示是图8所示的泵压系统如何安装到分段塔，如上段塔65和下段塔50，与图3和图4使用的相同。
本领域技术人员应理解本发明通过向侧再沸器和/或再沸器提供更冷的流体，使塔原料进一步冷却，获得一定益处。这种进一步冷却降低对给定产品回收率的设施要求，或对给定的设施消耗或组合提高了产品回收率。而且，本领域技术人员应理解本发明还有的益处是在去甲烷器下部输入更大量的甲烷，有助于从向下流动液体中解吸二氧化碳。由于更多甲烷用于解吸液体，相应地用于解吸的乙烷较少，能在底部液体产品中保持更多的乙烷。因此，本发明一般可应用于所有依赖于冷却任何数量的原料流并将其供给蒸馏塔的方法。
根据本发明，有多种方式达到去甲烷器原料流的冷却。图3和图4所示的方法中，原料流体36被去甲烷塔顶蒸汽流37冷却并基本冷凝，而去甲烷器液体(流体45、41和42)仅用于气体流体的冷却。图5所示方法中，高压残余原料流48也被蒸馏塔的部分塔顶蒸汽流(流体46和37)冷却和基本冷凝，而去甲烷器液体(流体40和42)仅用于气体流的冷却。在图5方法中，高压残余原料流48也被部分蒸馏塔顶蒸汽流(流体46和37)所冷却并基本上冷凝，同时去甲烷器液体(流体40和42)仅用于气流冷却。然而，除了或代替气体流冷却外，去甲烷器液体可用于提供图3—图5中的流体36和/或图5中的流体48的部分或全部冷却以及基本冷凝。而且，可使用温度低于需冷却原料流体的任何流体。例如，可从去甲烷器侧抽出蒸汽，用于冷却。其它潜在的冷却源包括但不限于闪蒸高压分离器液体和机械冷冻系统。冷却源的选择取决于许多因素，包括但不限于进口气体组成和条件、工厂规模、热交换器尺寸、可能的冷却源温度等。本领域技术人员应理解，可以组合应用上面的冷却源或冷却方法，达到要求的原料流体温度。
根据本发明，可使用外部冷冻补充对来自其它处理流体的进口气体冷却，尤其在进口气体富集度大于实施例1和实施例2时。必须对每一具体应用中以过程热交换为目的的去甲烷器液体的使用和分布，和用于进口气冷却的具体热交换器的安排，以及选择加工流体用于特定的热交换目的作出评价。
图3—图5中的高压液体(流体35)不必全部与流到热交换器12的分离器的部分蒸汽(流体33)合并。或者，该液体流体(或其部分)可通过合适膨胀设备如膨胀阀16膨胀，送到蒸馏塔(图3和图4中的吸收塔17或解吸塔19，图5中分馏塔17)的较低的中间进料位置。该液体流还可用于进口气体的冷却，或在流到去甲烷器之前，在膨胀步骤之前或之后的热交换器。
还应理解在塔原料流体各分支中原料的相对量取决于多个因素，包括气体压力、原料气体组成、从原料可经济提取的热量、以及可用马力数。将更多的原料加到塔顶部可提高回收率，同时降低从膨胀设备回收的能量，从而增加再压缩的马力要求。增加在塔下部的原料降低了马力消耗，但是也降低产品回收率。图3和图4中塔中间进料位置是对所述操作条件的较好进料位置。然而，塔中间进料的相对位置取决于进口组成或其它因素，如要求的回收率和进口气冷却期间形成的液体量。而且，根据各流体相对温度和量，两个或更多种原料流，或它们的部分可以合并。合并后的流体然后送入塔中间进料位置。图3和图4是对所示组成和压力条件的较好实施方案。尽管用具体的膨胀设备描述各流体的膨胀，可以使用另一些合适的膨胀设备，例如，条件可以保证原料流体(图3—图5中36a)的基本冷凝部分或基本冷凝的循环流体(图5中48b)的做功膨胀。
图3和图4所示的分馏塔由于工厂规模可按两区段(17和19)构成。决定建造单容器的分馏塔(如图5中的17)或多容器的分馏塔，取决于许多因素，如工厂规模、到加工装置的距离等。
已描述了本发明较好实施方案，本领域技术人员应理解在不偏离 限定的本发明精神下，可对其进行其它和进一步的修改，如将本发明应用于各种条件，原料种类或其它要求。

Claims (13)

1.对一种气体流进行分离的方法，该方法用于将包含甲烷、C2组分、C3组分和较重烃组分的气体流分离为主要包含所述甲烷的挥发性残余气体馏份和主要包含所述C2组分、C3组分和较重烃组分的挥发性相对较小的馏份，所述方法中
(a)对所述气体流在一个或多个热交换步骤和至少一个劈分步骤中进行处理，产生至少一种第一原料流和至少一种第二原料流，第一原料流在压力下冷却至基本上全部冷凝，第二原料流在压力下冷却；
(b)使所述基本上冷凝的第一原料流膨胀至较低压力，使其进一步冷却，之后供给分馏塔的顶部进料位置；
(c)使所述冷却的第二原料流膨胀至所述较低压力，然后供给所述分馏塔的中间进料位置；
(d)使所述冷却膨胀的第一原料流体和所述膨胀的第二原料流在所述较低压力下分馏，回收所述挥发性相对较小的组分；
对所述方法所作的改进在于
(1)从所述分馏塔抽出液体蒸馏流体并加热；
(2)将所述加热的蒸馏流体返回所述分馏塔的下部进料位置，该位置与所述抽出位置相隔至少一个理论段；
(3)加至所述分馏塔的所述原料流的量和温度能有效地保持所述分馏塔的塔顶温度，该温度下，回收在所述挥发性相对较小馏份中大部分各组分。
2.对一种气体流体进行分离的方法，该方法用于将包含甲烷、C2组分、C3组分和较重烃组分的气体流体分离为主要包含所述甲烷的挥发性残余气体馏份和主要包含所述C2组分、C3组分和较重烃组分的挥发性相对较小的馏份，所述方法中
(a)将所述挥发性残余气体馏份再压缩，抽出一部分形成第一压缩原料流；
(b)将所述压缩的第一原料流在压力下冷却至基本上全部冷凝；
(c)将所述基本上冷凝的第一原料流膨胀至较低压力，使其进一步冷却，之后供给分馏塔的顶部进料位置；
(d)对所述气体流在一个或多个热交换步骤中进行处理，产生至少一种第二原料流，在压力下冷却；
(e)将所述冷却的第二原料流膨胀至所述较低压力，然后供给所述分馏塔的中间进料位置；
(f)使所述冷却膨胀的第一原料流和所述膨胀的第二原料流在所述较低压力下分馏，回收所述挥发性相对较小的组分；
对所述方法所作的改进在于
(1)从所述分馏塔抽出液体蒸馏流体并加热；
(2)使所述加热的蒸馏流体返回所述分馏塔的下部进料位置，该位置与所述抽出位置相隔至少一个理论段；
(3)加至所述分馏塔的所述原料流体的量和温度能有效地保持所述分馏塔的塔顶温度，该温度下，回收在所述挥发性相对较小馏份中大部分各组分。
3.如权利要求1或2所述的改进，其特征在于所述液体蒸馏流体在从所述分馏塔抽出之后泵压。
4.如权利要求3所述的改进，其特征在于
(a)将所述泵压后的液体蒸馏流体劈分出至少一个第一部分和一个第二部分；
(b)加热所述第一部分；
(c)将所述加热的第一部分返回至所述分馏塔的下部进料位置，该位置与所述抽出位置相隔至少一个理论段。
5.如权利要求1或2所述的改进，其特征在于所述液体蒸馏流体被引导与至少一部分所述气体流或所述原料流体发生热交换以使其冷却，从而加热所述液体蒸馏流体。
6.如权利要求3所述的改进，其特征在于所述泵压的液体蒸馏流体被引导与至少一部分所述气体流或所述原料流发生热交换，以使其冷却，从而加热所述泵压液体蒸馏流体。
7.如权利要求4所述的改进，其特征在于所述第一部分被引导与至少一部分所述气体流或所述原料流发生热交换，以使其冷却，从而加热所述第一部分。
8.如权利要求1或2所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流体的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中包含的二氧化碳量。
9.如权利要求3所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流体的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中包含的二氧化碳量。
10.如权利要求4所述的改进，其特征在于所述加热的第一部分的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中的二氧化碳量。
11.如权利要求5所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流体的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中的二氧化碳量。
12.如权利要求6所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流体的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中的二氧化碳量。
13.如权利要求7所述的改进，其特征在于所述加热的第一部分的量和温度以及供给所述分馏塔的热量能有效保持所述分馏塔底部温度，该温度下可降低所述相对较低挥发性馏份中的二氧化碳量。
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