烴氣體的處理的製作方法

2023-05-10 08:06:16

專利名稱：烴氣體的處理的製作方法
技術領域：
本發明背景本發明涉及分離含烴氣體的方法。
丙烯、丙烷和/或較重的烴類可以從許多氣體中回收，例如天然氣、煉油廠氣、以及從其它含烴物質，如煤、原油、石腦油、油頁巖、焦油砂和褐煤獲得的合成氣。天然氣中甲烷和乙烷通常佔主要比例，即甲烷和乙烷合起來佔氣體的至少50％(摩爾)。這類氣體還含有相對少量的較重的烴類，例如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氫、氮、二氧化碳和其它的氣體。
本發明廣義上涉及從這類氣體中回收丙烯、丙烷和較重的烴類。根據本發明，典型的待處理氣體的分析如下，約92.6％(摩爾)的甲烷、4.7％(摩爾)乙烷和其它C2組分，1.0％(摩爾)丙烷和其它C3組分、0.2％(摩爾)異丁烷、0.2％(摩爾)正丁烷、0.16％(摩爾)戊烷，餘量為氮和二氧化碳。有時還存在含硫氣體。
天然氣和天然氣液體(NGL)組分價格的循環波動已經降低了丙烷和較重組分作為液體產品的逐漸增長的價值。因而需要能更有效地回收這些產品的方法。可採用的分離這些物質的方法包括基於冷卻和冷凍氣體、油吸收和冷凍油吸收的那些方法。另外，低溫法也得到廣泛採用，因為該方法可使用產生能量的經濟設備，即使被處理的氣體膨脹和由它獲取熱能。根據氣體源的壓力、氣體的富度(richness)(乙烷和較重的烴類的含量)、以及要求的最終產品，可以採用這些方法或這些方法的組合。
一般優選低溫膨脹法來回收丙烷，因為這種方法提供了最大的簡便性，即易於開車、操作靈活、高效率、安全和可靠性高。美國專利4,157,904、4,171,964、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、再授權的美國專利33,408、美國專利申請08/337,172和08/696,114描述了相關的方法。
典型的低溫膨脹回收方法中，壓力下的原料氣流通過與該方法中的其它流體和/或致冷源(如丙烷壓縮-冷凍系統)的熱交換來冷卻。當冷卻氣體時，液體冷凝並收集在一個或多個分離器中作為含有某些要求的C3+組分的高壓液體。根據氣體的富度和形成的液體量，高壓液體可膨脹至較低的壓力並被分餾。在液體膨脹期間發生的蒸發導致流體的進一步冷卻。在某些情況下，可能要在膨脹之前預冷卻高壓液體，以進一步降低膨脹引起的溫度。膨脹後的流體包括液體和蒸汽的混合物，在蒸餾塔(去乙烷器(deethanizer))中分餾。該塔中，蒸餾膨脹冷卻的流體，分離殘餘的甲烷、乙烷、氮和其它揮發性氣體作為塔頂蒸汽，需要的C3組分和較重的烴類組分作為塔底液體產品。
如果原料氣體不能全部冷凝(通常是不能)，部分冷凝後留下的蒸汽可通過一個做功膨脹機或發動機、或膨脹閥，至較低的壓力，在該壓力下由於流體進一步冷卻而冷凝出另外的液體。膨脹後的壓力略低於蒸餾塔的操作壓力。然後，膨脹後的流體進入吸收塔的較低部位，並與冷的液體接觸，從膨脹後的流體的蒸汽部分吸收C3組分和較重的烴類組分。之後，將來自吸收塔的液體泵送到去乙烷塔的上部進料部位。
去乙烷器的塔頂餾出流體以和吸收塔的殘餘氣體進行熱交換方式通過並被冷卻，至少使部分來自去乙烷器的餾出流體冷凝。冷卻後的餾出流體然後進入吸收塔的上部，在吸收塔中，流體中所含的冷液體與前面所述的膨脹流體的蒸汽部分接觸。通常，冷卻的餾出流體的蒸汽部分(如果有)和吸收塔塔頂蒸汽在吸收塔的上部分離器區段中合併為殘餘的甲烷和乙烷產品氣體。也可以將冷卻的餾出流體供給分離器，提供蒸汽和液體流體。該蒸汽與吸收塔塔頂流體合併，而液體供給吸收塔作為塔頂原料。
該過程中發生的分離(產生的離開該過程的殘餘氣體含有原料氣體中幾乎所有的甲烷和C2組分，而基本上沒有C3組分和較重的烴類組分，離開去乙烷器的塔底餾份含有幾乎所有的C3組分和較重的烴類組分，而基本上沒有甲烷、C2組分或揮發性較強的組分)所消耗的能量用於原料氣體的冷卻、去乙烷器的再沸、去乙烷器的回流、和/或殘餘氣體的再壓縮。本發明通過將吸收塔和去乙烷器結合為一個單一的分餾塔，提供了以較低的投資成本達到這種分離的方法。在一些情況下，本發明還提供了對產品回收的改進和/或減少在回收要求的產品時所需的設備(冷卻、再沸、回流、和/或再壓縮)。
根據本發明，發現C3的回收率可達到大於93％，同時使C2組分基本上完全進入殘餘氣體流體。另外，本發明能夠在降低能量需求下，使C2組分和較輕組分與C3組分和較重的烴類組分達到幾乎100％的分離。儘管可以在較低壓力和較高溫度下採用本發明的方法，但是要求的塔頂產物的溫度為-50°F或更低溫度時，該方法處理在400-800psia下的原料氣體特別有利。
為了更好地理解本發明，可參考下面的實施例和附圖。附圖如下

圖1是根據美國專利4,617,039的現有技術的天然氣低溫處理工廠的流程圖。
圖2是根據美國專利申請08/696,114的另一個系統的低溫膨脹天然氣處理工廠的流程圖。
圖3是根據美國專利申請08/696/114的第二種系統的低溫膨脹天然氣處理工廠的流程圖。
圖4是本發明的天然氣處理工廠的流程圖。
圖5是說明本發明另一種應用於天然氣的方式的流程圖。
圖6是說明本發明的還有一種應用於天然氣的方式的流程圖。
在下面對上述圖的解釋中，提供了一些表，表中列出對各種操作條件計算的流量。在本文的表中，為方便起見，流量值(摩爾/小時)四捨五入為最接近的整數。表中列出的總流體流量包括所有的非烴組分，因此一般大於各種烴組分的流體流量的總和。所列的溫度是四捨五入為最接近的度數的近似值。還應該注意，為比較圖中所繪的各種方法進行的設計計算中，假設沒有熱量從環境洩漏到該過程或從該過程洩漏到環境。市售絕熱材料的品質使這樣的假設是十分合理的，而且這也是本領域技術人員一般採用的假設。
現有技術領域的描述參考圖1，在所述的現有技術方法的模擬中，進口氣體作為流體31在80°F和580psia下進入裝置。如果進口氣體含有會使產品流體不能滿足技術要求的硫化合物，則需要通過合適地預處理原料氣體(未說明)來除去硫化合物。另外，原料流體一般需經脫水，以防止在低溫條件下形成水合物(冰)。為此目的一般使用固體乾燥劑。
原料流體31通過在熱交換器10中與-97°F的冷殘餘氣體(流體34a)和-91°F的分離器液體(流體33a)的熱交換來冷卻。(是否使用一個以上的熱交換器來進行該冷卻取決於諸多因素，包括但不限於，進口氣體流量、熱交換器尺寸、流體溫度等)。冷卻的流體31a在-73°F和570psia進入分離器11，分離出冷凝的液體(流體33)和蒸汽(流體32)。
來自分離器11的蒸汽(流體32)進入做功的膨脹器13，在膨脹器中從這部分高壓原料獲取機械能。機器13將蒸汽基本上等熵地從約570psia的壓力膨脹至約353psia，使膨脹作功的流體32a冷卻至約-110°F。膨脹和部分冷凝的流體32a供給分離器/吸收器15的較低部位的吸收區段15b。膨脹流體的液體部分與從吸收區段下降的液體合併，合併後的液體流35由分離器/吸收器底部流出，溫度為-111°F。膨脹流體的蒸汽部分上升通過吸收區段，並與下降的冷液體接觸，以冷凝和吸收丙烷和較重的組分。
分離器/吸收器塔15是常用的蒸餾塔，有許多垂直方向上相互隔開的塔板、一個或多個填充床、或一些塔板和填充物的組合。在許多天然氣工廠中，分離器/吸收器塔由兩區段組成。上面區段15a是分離器，在此，頂部原料所含的任何蒸汽與其相應的液體部分分離，從較低的蒸餾或吸收區段15b上升的蒸汽與頂部原料的蒸汽部分(如果有)合併形成冷的餾出流體34，從塔的頂部流出。較低的吸收區段15b有塔板和/或填充物，提供了下降液體和上升蒸汽間的必要接觸，以冷凝和吸收丙烷以及較重的組分。
分離器/吸收器15底部的混合液體35由泵16供給去乙烷器17作為冷的塔頂原料(流體35a)。分離器液體(流體33)用於冷卻前面所述的輸入原料氣體之前，通過膨脹閥12被閃蒸膨脹至略高於去乙烷器17的操作壓力368psia，並將流體33冷卻至-91°F(流體33a)。流體33b，此時處於65°F，在塔的中部進料位置進入去乙烷器17，去除其甲烷和C2組分。
去乙烷塔17，在368psia下操作，也是常用的蒸餾塔，有許多在垂直方向上相互隔開的塔板、一個或多個填充床、或一些塔板和填充物的組合。去乙烷塔也可以包括兩區段上區段17a，在此頂部原料所含的任何蒸汽與其相應的液體部分分離，從較低的蒸餾或去乙烷區段17b上升的蒸汽與頂部原料的蒸汽部分(如果有)合併形成冷的餾出流體36，從塔的頂部流出。較低的去乙烷區段17b有塔板和/或填充物，提供下降液體和上升蒸汽間的必要接觸。去乙烷區段17b還包括再沸器18，再沸器18加熱和蒸發位於塔底部的一部分液體，提供解吸蒸汽，該蒸汽向上流動，以解吸液體產品(流體37)中的甲烷和C2組分。底部液體產品的常規指標是其乙烷與丙烷的摩爾比值為0.02∶1。液體產品流體37從去乙烷器的底部流出，溫度為186°F，在流入儲槽之前，在熱交換器19中被冷卻至110°F(流體37a)。
去乙烷器的操作壓力保持在略高於分離器/吸收器15的操作壓力。這可以使去乙烷器的頂部蒸汽(流體36)在壓力下通過熱交換器20，並由此進入分離器/吸收器的上部。在熱交換器20中，-21°F的去乙烷器頂部流體通過與來自分離器/吸收器15的頂部流體(流體34)熱交換，將去乙烷器流體冷卻至-116°F(流體36a)並部分冷凝。然後，部分冷凝的流體供給分離器/吸收器塔15的分離器區段，使其冷凝的液體分離為冷液體，與上升通過吸收區段的蒸汽接觸。
離開分離器/吸收器15頂部的餾出流體是冷的殘餘氣流34，溫度為-117°F。該殘餘氣流，當其用於冷卻和部分冷凝去乙烷器頂部流體時，與去乙烷器的頂部流體36對流通過熱交換器20，並被加熱至-97°F(34a)。當殘餘氣體與投入的原料氣體對流通過熱交換器10時，殘餘氣體被進一步加熱至75°F(流體34b)。然後殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它可以壓縮殘餘氣體(流體34d)至銷售的輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34e)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖1中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅰ(圖1)流量(磅摩爾/小時

>回收率*丙烷 93.70％丁烷+ 99.85％馬力殘餘氣壓縮21210使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器22298*(根據未四捨五入的流量)待批申請專利的描述圖2所示為對上述現有技術領域的方法的改進(在美國專利申請08/696,114中公開)。圖2所示的方法中的原料氣體組成和條件與圖1所示的相同。
在圖2方法的模擬中，原料氣體在80°F和580psia壓力下作為流體31輸入。原料流體31在交換器10中通過與-88°F的冷殘餘氣體(流體34a)、-92°F的分離器液體(流體33a)、以及-107°F的分離器/吸收器液體(流體35a)的熱交換來冷卻。冷卻後的流體31a在-78°F和570psia的壓力下進入分離器11，在分離器11中，蒸汽(流體32)與冷凝液體(流體33)分離。
來自分離器11的蒸汽(流體32)進入作功的膨脹器13，在膨脹器中從高壓原料獲取機械能。膨脹機13將蒸汽基本上等熵地從約570psia的壓力膨脹至約396psia(分離器/吸收器15的操作壓力)，使膨脹的流體32a冷卻至約-107°F。膨脹和部分冷凝的流體32a進入分離器/吸收器15的較低部位。膨脹流體的液體部分與從吸收區段下降的液體混合，混合後的液體流35從分離器/吸收器15的底部流出，溫度為-108°F。膨脹流體的蒸汽部分從吸收區段上升，並與下降的冷液體接觸後冷凝，吸收丙烷和較重的組分。
用泵將來自分離器/吸收器15底部的混合液體流體35送到熱交換器10，在熱交換器10中，流體35a，當其提供了對前面所述的投入原料氣體的冷卻時，本身被加熱。合併的液流在作為塔的中部原料供給去乙烷器17之前，被加熱至-46°F，成為部分汽化的流體35b。分離器液體(流體33)在用於冷卻前面所述的投入原料氣體之前，通過膨脹閥12被閃蒸膨脹至略高於411psia(去乙烷器17的操作壓力)，使流體33冷卻至-92°F(流體33a)。然後70°F的流體33b在較低的進料位置進入去乙烷器17。在去乙烷器17中，流體35b和33b被解吸其甲烷和C2組分。製得的液體產品37從去乙烷器的底部流出，溫度為198°F，在流入儲槽之前，在熱交換器19中被冷卻至110°F(流體37a)去乙烷器的操作壓力保持在略高於分離器/吸收器15的操作壓力。這可以使去乙烷器的頂部蒸汽(流體36)在壓力下通過熱交換器20，然後進入分離器/吸收器15的上部。在熱交換器20中，-25°F的去乙烷器頂部流體通過與來自分離器/吸收器15的頂部流體(流體34)熱交換，去乙烷器流體冷卻至-112°F(流體36a)並部分冷凝。然後，該部分冷凝的流體供給分離器/吸收器塔15的分離器區段，使冷凝的液體與未冷凝蒸汽分離。未冷凝的蒸汽與從下面的吸收區段上升的蒸汽合併形成冷的餾出流體34，離開分離器/吸收器15的頂部。冷凝的液體分成兩部分。一部分，即流體40作為冷液體回到分離器/吸收器15的下部的吸收區段，與通過吸收區段上升的蒸汽接觸。另一部分，即流體39通過泵21供給去乙烷器17作為回流，-112°F的回流流體39a在頂部進料位置進入去乙烷器17。
離開分離器/吸收器15頂部的餾出流體是冷的殘餘氣流34，溫度為-113°F。該殘餘氣流，當其用於冷卻和部分冷凝去乙烷器頂部流體時，與去乙烷器的頂部流體36對流通過熱交換器20，並被加熱至-88°F(流體34a)。當殘餘氣體與投入的原料氣體對流通過熱交換器10時，該殘餘氣體被進一步加熱至75°F(流體34b)。然後殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它可以壓縮殘餘氣體(流體34d)至銷售的輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34e)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖2中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅱ(圖2)流量(磅摩爾/小時

回收率*丙烷 93.68％丁烷+100.00％馬力殘餘氣壓縮 17536使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器 16270*(根據未四捨五入的流量)圖3所示為對上述圖1的現有技術領域的方法的另一個改進(也在美國專利申請08/696,114公開)。圖3所示的方法中的原料氣體組成和條件與圖1和圖2中所示的相同。
在圖3方法的模擬中，原料氣體的冷卻和膨脹程序與圖2所採用的基本相同。差別在於對於在熱交換器10中冷卻了進料的原料氣體而被部分加熱後(流體35b)的來自分離器/吸收器15的混合液流處置。參考圖3，來自泵16的流體35a，如圖2所示那樣在熱交換器10中冷卻進料的原料氣體時而被從-112°F加熱至-45°F。加熱後的流體35b於塔的頂部進料口供給去乙烷器17，在-45°F下進入塔解吸其甲烷和C2組分。製得的液體產品37從去乙烷器的底部流出，溫度為191°F，並在流入儲槽之前，在熱交換器19被冷卻至110°F(流體37a)。
去乙烷器的操作壓力保持在略高於分離器/吸收器15的操作壓力。這可以使去乙烷器的頂部蒸汽(流體36)在壓力下通過熱交換器20，然後進入分離器/吸收器15的上部。在熱交換器20中，-15°F的去乙烷器頂部流體通過與來自分離器/吸收器15的頂部流體(流體34)熱交換，被冷卻至-114°F(流體36a)並部分冷凝。然後，部分冷凝的流體供給分離器/吸收器塔15的分離器區段，使冷凝的液體分離為冷液體，該液體與通過吸收區段上升的蒸汽接觸。
離開分離器/吸收器頂部的餾出流體，溫度為-115°F，是冷的殘餘氣流34。該殘餘氣流在熱交換器20中與去乙烷器頂部的流體36對流，當其提供了對去乙烷器頂部流體的冷卻和部分冷凝時本身被加熱至-71°F(流體34a)。殘餘氣體在熱交換器10中與進料氣體對流時被進一步加熱至75°F(流體34b)。然後殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它可以壓縮殘餘氣體(流體34d)至銷售的輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34e)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖3中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅲ(圖3)流量(磅摩爾/小時)

回收率*丙烷 93.68％丁烷+ 99.83％馬力殘餘氣壓縮20215使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器20254*(根據未四捨五入的流量)上述的三種方法採用了兩個分餾塔，即吸收器/分離器15和去乙烷器17，以獲得在吸收器/分離器15中的吸收冷卻效果，其中，通過流體36a中所含的甲烷和乙烷液體的蒸發使從該塔上升的蒸汽飽和而提供了該塔的冷凍。(注意，因此，離開塔頂的蒸汽和離開塔底的液體的溫度均比該塔兩端的各進料流體的低。這一吸收冷卻效應使塔頂流體(流體34)提供熱交換器20中所需的冷卻，部分冷凝去乙烷器的塔頂部流體(流體36)而不必使去乙烷器17在明顯高於分離器/吸收器15的壓力下操作)。但是，需要兩個塔提供驅動壓力，使去乙烷器17的塔頂流體36通過熱交換器20併到達吸收器/分離器頂部的進料位置。頂部進料的流體36a通常不會全部冷凝，其蒸汽部分簡單地與從吸收器區段15b上升的蒸汽合併形成冷卻的殘餘氣流34。因此，流體36a的未冷凝部分在吸收器/分離器15內並未對吸收冷卻做出貢獻。
本發明的詳細描述實施例1圖4是說明本發明方法應用於圖1方法的流程圖。圖4中的原料氣體組成和條件與圖1中的相同。因此，圖4的方法可以與圖1的方法比較，來說明本發明的優點。
在圖4方法的模擬中，原料氣體在80°F和580psia壓力下作為流體31輸入。原料流體31在交換器10中通過與-97°F的冷殘餘氣體(流體34)和-91°F的分離器液體(流體33a)的熱交換來冷卻。冷卻後的流體31a在-73°F和570psia的壓力下進入分離器11，在分離器11中，從冷凝液體(流體33)中分離出蒸汽(流體32)。
來自分離器11的蒸汽(流體32)進入作功膨脹器13，在膨脹器中從高壓原料獲取機械能。機器13將蒸汽基本上等熵地從約570psia的壓力膨脹至約355psia(去乙烷器17的操作壓力)，作功膨脹後膨脹的流體32a冷卻至約-110°F。膨脹和部分冷凝的流體32a在塔的中上部進料位置進入分離器/吸收器17。
去乙烷塔17是常用的蒸餾塔，有許多在垂直方向上相互隔開的塔板、一個或多個填充床、或一些塔板和填充物的組合。去乙烷塔包括兩區段上部吸收(精餾)區段17a，它有塔板和/或填充物，提供膨脹後流體32a的氣體部分與下降的冷液體的充分接觸，以冷凝和吸收丙烷和較重的組分；下部分的解吸區段17b，它有塔板和/或填充物，提供下降液體與上升蒸汽間的必要接觸。去乙烷區段17b還包括一個再沸器，加熱和汽化塔底的一部分液體，提供從塔底向上流動的解吸蒸汽，以解吸流體產品(流體37)的甲烷和C2組分。流體32a在位於去乙烷器17的吸收區段17a的較低區域的塔的中上部進料位置進入去乙烷器17。膨脹後流體的液體部分與從吸收部分17a下降的液體合併，合併的液體繼續下降到去乙烷器17的解吸區段17b。膨脹後流體的蒸汽部分上升通過吸收區段，與下降的冷液體接觸，以冷凝和吸收丙烷以及較重的組分。
從解吸區段17b的上部區域引出一部分蒸餾蒸汽(流體36)。該流體然後在熱交換器20中，與去乙烷器冷的塔頂流體38(從去乙烷器17的頂部流出，溫度為-117°F)熱交換，被冷卻和部分冷凝。冷卻的去乙烷器頂部流體當其將流體36從-24°F冷卻至約-116°F(流體36a)時被加熱至約-97°F。
回流分離器15中的操作壓力保持在略低於去乙烷器17的操作壓力。這可以使餾出的蒸汽流體36在壓力下通過熱交換器20，然後進入回流分離器15，在分離器15中，冷凝的液體(流體39)與未冷凝的蒸汽(流體42)分離。未冷凝的蒸汽42與來自交換器20的加熱後的去乙烷器頂部流體38a合併，形成冷的殘餘氣流34。
來自回流分離器15的液流39由泵21壓至略高於去乙烷器17的操作壓力，然後流體(39a)作為冷的塔頂原料(回流)供給去乙烷器17。這一冷的液體原料(回流)在去乙烷器17的吸收(精餾)區段17a吸收和冷凝從下面上升的丙烷和較重的組分，提供了與圖1方法中吸收器/分離器15相同的吸收冷卻作用。
去乙烷器17的解吸區段17b中，原料流體被解吸了其甲烷和C2組分。製得的液體產品(流體37)從去乙烷器底部流出，溫度為182°F，在流入儲槽之前，在熱交換器19中冷卻至110°F(流體37a)。
冷的殘餘氣流34在熱交換器10中與進料氣體對流，被加熱至75°F(流體34a)。然後殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它壓縮殘餘氣體(流體34d)至銷售輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34e)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖4中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅳ(圖4)流量(磅摩爾/小時)

回收率*丙烷 93.96％丁烷+ 100.00％馬力殘餘氣壓縮 21210使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器 22060*(根據未四捨五入的流量)實質上，圖4的方法使圖1中的流體36a的蒸汽部分旁路通過熱交換器20，這樣可以使圖1方法中的吸收器/分離器15的吸收區段15b併入圖4方法中的去乙烷器17中作為吸收區段17a。雖然這使圖4方法中進入熱交換器20的去乙烷器頂部流體38的量略有降低(相對於圖1方法中的流體34的量)，但可使吸收區段17a和解吸區段17b基本上在相同的壓力下操作。這樣可以在塔內提供更有利的汽-液平衡，足以補償熱交換器20中的冷卻的微小損失而有餘。事實上，比較圖1方法的表Ⅰ列出的數值與圖4方法的表Ⅳ列出的數值表明，在同樣的殘餘氣壓縮馬力下，圖4的方法獲得的丙烷回收率比圖1方法好0.3％。同時，圖4的方法顯著降低了工廠的投資成本。圖1方法中的兩個分餾塔被合併為圖4方法中的一個塔，這樣節約了設備和安裝成本。另外，圖4的回流分離器15比圖1方法的吸收器/分離器15的頂部分離器部分15a小，這樣可以進一步節約成本。
實施例2圖5是說明本發明優選實施方案應用於圖2方法的流程圖。圖5中的原料氣體組成和條件與圖2中的相同。因此，圖5的方法可以與圖2的方法比較，來說明本發明的優點。
在圖5方法的模擬中，原料氣體在80°F和580psia壓力下作為流體31輸入。原料流體31在交換器10中通過與-90°F的冷殘餘氣體(流體34)、-94°F的分離器液體(流體33a)、以及-108°F的去乙烷器液體(流體35)的熱交換來冷卻。冷卻後的流體31a在-78°F和570psia的壓力下進入分離器11，在分離器11中，從冷凝液體(流體33)中分離出蒸汽(流體32)。
來自分離器11的蒸汽(流體32)進入作功的膨脹器13，在膨脹器中從高壓原料獲取機械能。機器13將蒸汽基本上等熵地從約570psia的壓力膨脹至約396psia(去乙烷器17的操作壓力)，作功膨脹後膨脹的流體32a冷卻至約-107°F。膨脹和部分冷凝的流體32a進入去乙烷器17的吸收(精餾)區段的較低部位。膨脹後流體的液體區段與從吸收部分下降的液體混合，混合的液體向下進入去乙烷器17的解吸區段。膨脹後的流體的蒸汽部分上升通過吸收區段，並與下降的冷液體接觸，冷凝和吸收丙烷和較重的組分。
從解吸區段17b的上部區域將一股液流35引出去乙烷器17，並送到熱交換器10，如前面所述的該流體在熱交換器中，當其提供了對進料氣體的冷卻時本身被加熱。來自去乙烷器的這一液體的流動一般通過熱虹吸管循環，但也可使用泵。該液流被加熱至-56°F，使流體35a在作為塔中部的原料，通常在解吸區段的中間區域進入去乙烷器之前部分汽化。
分餾器液體(流體33)通過膨脹閥12閃蒸膨脹至略高於去乙烷器17的操作壓力396psia，使該流體如前面所述的提供進料氣體的冷卻之前，被冷卻至-94°F(流體33a)。流體33b的溫度為71°F，在塔的中下部進料位置進入去乙烷器17。去乙烷器中，流體35a和33b解吸出甲烷和C2組分。製得的液體產品(流體37)從去乙烷器底部流出，溫度為194°F，並在流入儲槽之前在熱交換器19中被冷卻至110°F(流體37a)。
從去乙烷器17的解吸區段的上部引出一部分蒸餾蒸汽(流體36)。然後該流體通過與冷卻的去乙烷器頂部蒸汽流體38(從去乙烷器17頂部流出，溫度約為-113°F)的熱交換被冷卻和部分冷凝。去乙烷器頂部的流體在將流體36從-28°F冷卻至約-112°F(流體36a)時本身被加熱至約-89°F。
去乙烷器的操作壓力保持在略高於回流分離器15的操作壓力。這可以使餾出的汽流36在壓力下通過熱交換器20，然後進入回流分離器15，在回流分離器中，冷凝的液體(流體39)與未冷凝的蒸汽(流體42)分離。未冷凝的蒸汽與來自熱交換器20的加熱的去乙烷器頂部流體38a合併形成冷的殘餘氣流34。冷凝的液體(流體39)由泵21加壓至略高於去乙烷器17的操作壓力。泵壓後的流體39a至少分成兩部分。一部分，即流體40作為頂部原料(回流)通到去乙烷器17，作為與上升通過吸收(精餾)區段的蒸汽接觸的冷液體。另一部分，即流體41在位於解吸區段上部區域的塔中部進料位置供給去乙烷器17，使餾出汽流36部分精餾。
冷的殘餘氣流34在熱交換器10中，與進料氣體對流時被加熱至75°F(流體34a)。然後殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它壓縮殘餘氣體(流體34c)至銷售的輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34d)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖5中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅴ(圖5)流量(磅摩爾/小時)<

回收率*丙烷 94.24％丁烷+ 100.00％馬力殘餘氣壓縮17534使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器16000*(根據未四捨五入的流量)比較圖2方法的表Ⅱ列出的數值與圖5方法的表Ⅴ列出的數值，再次表明，通過使圖2方法中的流體36a的蒸汽部分經旁路通過熱交換器20，可以將圖2方法中的吸收器/分離器15以及去乙烷器17所提供的分餾作用合併在一個塔中，即圖5方法中的去乙烷器17。通過使用來自塔的分支液體在熱交換器10中使進口氣體部分冷卻，以及將來自回流分離器15的液流39a分成兩個去乙烷器的進料，可以與圖2方法一樣在產品回收和能量利用方面得到改進。事實上，由於在一個塔內進行分餾，塔可以在較低壓力下操作，導致更有利的汽-液平衡。這樣，在與圖2方法基本相同的再壓縮能量要求和相對於圖2方法較低的再沸器負荷下，產品的回收率可提高0.56％。正如實施例1，這種一個分餾塔體系將顯著節約投資成本。另外，與圖2的方法比較，一個分餾塔省去了吸收器/分離器泵，進一步省約了投資和操作費用。
比較圖4和圖5的表Ⅳ和表Ⅴ的數值表明，本發明圖5的實施方案優於圖4的實施方案。與圖4的實施方案相比，圖5實施方案中分開的回流流體(流體40和41)可以精餾去乙烷器頂部流體38和部分精餾餾出汽流36，減少了在兩個流體中C3和重組分的量。圖5的實施方案與圖4的實施方案相比，丙烷回收率提高了0.28％，而殘餘氣壓縮能量減小17％，去乙烷器的再沸器負荷減小27％。因此，圖5的是本發明的優選實施方案。
實施例3圖6是說明本發明的方法應用於圖3方法的流程圖。圖6中的原料氣體組成和條件與圖3中的相同。因此，圖6的方法可以與圖3的方法比較，來說明本發明的優點。
在圖6方法的模擬中，原料氣體在80°F和580psia壓力下作為流體31輸入。原料流體31在熱交換器10中通過與-70°F的冷殘餘氣體(流體34)、-93°F的分離器液體(流體33a)、以及-112°F的去乙烷器液體(流體35)的熱交換來冷卻。冷卻後的流體31a在-75°F和570psia的壓力下進入分離器11，在分離器11中，從冷凝液體(流體33)中分離出蒸汽(流體32)。
來自分離器11的蒸汽(流體32)進入作功的膨脹器13，在膨脹器中從高壓原料獲取機械能。機器13將蒸汽基本上等熵地從約570psia的壓力膨脹至約371psia(去乙烷器17的操作壓力)，作功膨脹使膨脹的流體32a冷卻至約-109°F。膨脹和部分冷凝的流體32a進入去乙烷器17的吸收(精餾)區段的較低部位。膨脹後流體的液體部分與從吸收區段下降的液體混合，混合的液體向下進入去乙烷器17的解吸區段。膨脹後流體的蒸汽部分上升通過吸收區段，並與下降的冷液體接觸，冷凝和吸收丙烷和較重的組分。
從解吸區段17b的上部區域將一段液流35引出去乙烷器17，並送到熱交換器10，如前面所述的在熱交換器中，當該流體提供了進料氣體的冷卻時本身被加熱。來自去乙烷器的這一液體的流動一般通過熱虹吸管循環，但也可使用泵。該液流被加熱至-56°F，使流體35a在作為塔中部的原料，通常在解吸區段的中間區域回到去乙烷器17之前部分汽化。
分餾器液體(流體33)通過膨脹閥12閃蒸膨脹至略高於去乙烷器17的操作壓力371psia，使該流體如前面所述的提供對進料氣體的冷卻之前，被冷卻至-93°F(流體33a)。流體33b的溫度為71°F，在塔的中下部進料位置進入去乙烷器17。去乙烷器中，流體35a和33b解吸出甲烷和C2組分。製得的液體產品(流體37)從去乙烷器底部流出，溫度為187°F，並在流入儲槽之前在熱交換器19中被冷卻至110°F(流體37a)。
從去乙烷器17的解吸區段的上部引出一部分蒸餾蒸汽(流體36)。然後該流體通過與冷卻的去乙烷器頂部汽流38(從去乙烷器17頂部流出，溫度約為-115°F)的熱交換被冷卻和部分冷凝。去乙烷器頂部的流體在將流體36從-25°F冷卻至約-114°F(流體36a)時本身被加熱至約-70°F。
去乙烷器17的操作壓力保持在略高於回流分離器15的操作壓力。這可以使餾出汽流36在壓力下通過熱交換器20，然後進入回流分離器15，在回流分離器中，冷凝的液體(流體39)與未冷凝的蒸汽(流體42)分離。未冷凝的蒸汽與來自熱交換器20的加熱的去乙烷器頂部流體38a合併形成冷的殘餘氣流34。來自回流分離器15的冷凝液體(流體39)由泵21加壓至略高於去乙烷器17的操作壓力。泵壓後的流體39a作為頂部原料(回流)送到去乙烷器17，作為與上升通過吸收區段的蒸汽接觸的冷液體。
冷的殘餘氣流34在熱交換器10中，與進料氣體對流時被加熱至75°F(流體34a)。殘餘氣體分兩步再壓縮。第一步是由膨脹機13驅動的壓縮機14。第二步是補充能源驅動的壓縮機22，它可以壓縮殘餘氣體(流體34c)至銷售輸送管線壓力。在出口的冷卻器23中冷卻後，殘餘氣體產品(流體34d)流入銷售氣體管線，溫度為110°F，壓力為613psia。
下表列出了圖6中所說明的方法的流體流量和能耗。
表Ⅵ(圖6)流量(磅摩爾/小時)

回收率*丙烷 93.86％丁烷+ 100.00％馬力殘餘氣壓縮 20215使用的熱，MBTU/Hr去乙烷器再沸器 19770*(根據未四捨五入的流量)比較圖3方法的表Ⅲ列出的數值與圖6方法的表Ⅵ列出的數值，再次表明，通過使圖3方法中的流體36a的蒸汽部分經旁路通過熱交換器20，可以將圖3方法中的吸收器/分離器15以及去乙烷器17提供的分餾作用，合併在一個塔中，即圖6方法中的去乙烷器17。通過使用來自塔的分支液體在熱交換器10中使進口氣體部分冷卻，可以與圖3方法一樣在產品回收和能量利用方面得到改進。由於在一個塔內進行分餾，塔可以在導致更有利的汽-液平衡的較低壓力下操作。這樣，在與圖3方法基本相同的再壓縮能量需求和相對於圖3方法較低的再沸器負荷下，產品的回收率可提高0.18％。正如實施例1，這種單個分餾塔體系將顯著節約投資成本。
比較圖4和圖6的表Ⅳ和表Ⅵ的數值表明，本發明圖6的實施方案可以提供與圖4基本相同的回收率，但略降低了動力消耗量(殘餘氣壓縮能量和去乙烷器再沸器負荷)。比較圖5和圖6的表Ⅴ和表Ⅵ的數值表明，圖6的實施方案的效率不如圖5的實施方案，但是圖6實施方案的簡單裝置提供了投資成本的優勢，而壓倒了其動力消耗量較高的缺點。本發明的圖4、5和6的實施方案的選擇取決於諸多因素，如工廠規模、可使用的設備、以及投資成本和操作成本間的經濟平衡。
其它實施方案根據本發明，將去乙烷器的吸收(精餾)區段設計成多個理論分離階段一般是有利的。但是，本發明的優點可以少至一個理論階段就可達到，認為甚至一個分餾理論階段就可以獲得這些優點。例如，所有或部分離開回流分離器15的冷凝液體(流體39)以及所有或部分來自做功膨脹機13的部分冷凝流體32a可以混合(如在連接膨脹機和去乙烷器的管中)，如果完全混合，蒸汽和液體將混合在一起，並根據總的混合流體中各組分的相對揮發度分離。在本發明中，可以認為這樣兩種流體的混合構成了吸收區段。
如在前面優選的實施方案(圖5)中所述，餾出汽流36被部分冷凝，產生的冷凝物用於從離開做功膨脹機的蒸汽中吸收有價值的C3組分和重組分。但是，本發明並不限於這一所述方案。例如可按照這種方式僅處理做功膨脹機的排出汽體的一部分，或僅使用冷凝物的一部分作為吸收劑，如果其它的設計考慮表明一部分做功膨脹機出口汽體或冷凝物應該從去乙烷器的吸收區段旁路。原料氣體的條件、工廠規模、可使用的設備或其它因素可能表明，取消做功膨脹機13，或用其它的膨脹裝置(膨脹閥)取代是可行的，或者在熱交換器20中使全部(而不是部分)餾出蒸汽流體36冷凝是可能的或是較好的。還應該注意，根據原料氣體的組成，使用外部冷凍來提供熱交換器20中對餾出蒸汽流體36的部分冷卻可能是有利的。
本發明的實踐中，在去乙烷器和回流分離器之間必須有小的壓力差。如果餾出汽流36通過熱交換器20並進入分離器15，而沒有任何升壓，則分離器的操作壓力必須略低於去乙烷器17的操作壓力。在這情況下，由分離器排出的液流可以泵壓至去乙烷器的進料位置。另一種方法是提供一個用於升壓的鼓風機，將餾出蒸汽流體36在熱交換器20和分離器15中的操作壓力，提升至足以不使用泵就能將液流39供給去乙烷器17。
必須對每一個具體應用評價用於過程熱交換的分離器液體、去乙烷器側流液體和回流分離器液體的使用和分配、用於冷卻原料氣體和去乙烷器原料流體的熱交換器的具體排列、以及用於具體熱交換器設備的工作流體的選擇。而且，使用外部致冷來補充用其它過程流體對原料氣體的冷卻也可以被採用，尤其在進口氣體富於實施例1所使用的氣體的情況。
還應認識到，流體39a(在圖5中被分出兩個塔原料)每一分支流中所含冷凝液體的相對量將取決於諸多因素，包括氣體壓力、原料氣體組成和可使用的馬力。在不對本發明具體應用的具體情況作出評價時，一般不能預測最佳的分配。圖4至圖6中所繪製的塔中部的進料位置是對所述的方法的操作條件的較好的進料位置。但是，塔中部的進料的相對位置可根據進口組成或其它因素，如要求的回收率等改變。而且，可根據各流體的溫度及其數量將兩個或多個原料流體，或其部分混合，然後混合的流體輸入塔中部的進料位置。圖4至圖6是在所示的組成和壓力下的優選實施方案。儘管描述了在具體的膨脹設備中各自流體的膨脹，但是可以使用其它合適的膨脹設備。例如，實際條件可能會需要冷凝液體流體(流體33)做功膨脹。
本發明提高了單位動力消耗量下的C3組分回收率。還降低了投資費用，因為所有的分餾可以在一個塔內進行。對操作去乙烷過程所需的動力消耗量的改進表現為降低了壓縮或再壓縮所需的能量、降低了外部冷凍所需的能量、降低了塔的再沸器所需的能量，或它們的組合。如果需要，還可以提高一定動力消耗量下的C3組分回收率。
以上描述了被認為是本發明的優選實施方案，本發明領域的技術人員應該理解，在不偏離由權利要求書定義的本發明的精神下，為使本發明適應各種條件、原料類型或其它要求，可以對本發明進行其它和進一步的修改。
權利要求
1．對一種用於將含甲烷、C2組分、C3組分和較重的烴類組分的氣流分離成含所述甲烷和C2組分的主要部分的揮發性殘餘氣體餾份以及含所述C3組分和較重的烴類組分的主要部分的相對低揮發性餾份的方法的改進，該方法中(a)在一個或多個熱交換和/或膨脹步驟中處理所述的氣流，部分冷凝至少一部分所述的氣流，從而提供至少第一汽流和至少一種含C3組分的液流，液流還含有較輕的烴類；和(b)至少一種含C3組分的液流進入蒸餾塔，在蒸餾塔中，所述的液體被分離成主要含甲烷和C2組分的第二汽流以及含所述C3組分和較重的烴類組分的主要部分的相對低揮發性的餾份；其改進在於(1)使至少一部分所述第一汽流進入所述蒸餾塔的中部進料位置作為第二原料；(2)從所述蒸餾塔的在所述第一汽流下面的區域引出蒸餾汽流，充分冷卻該流體到至少部分冷凝，形成第三汽流和一冷凝流體；(3)將至少一部分所述冷凝流體在所述蒸餾塔的頂部進料位置供給該蒸餾塔；(4)至少部分所述第二汽流與所述蒸餾汽流進行熱交換，提供步驟(2)的至少一部分冷卻，之後排出至少一部分所述第二汽流和所述第三汽流作為所述揮發性殘餘氣體餾份；和(6)輸送到所述蒸餾塔的所述原料流體的量和溫度能有效地將所述蒸餾塔的塔頂溫度保持在能使所述C3組分和較重的烴類組分的主要部分在所述的相對低揮發性餾份中回收的溫度。
2．如權利要求1所述的改進，其特徵在於在引出所述蒸餾汽流區域上面的位置從所述蒸餾塔引出液體餾出流體，所述液體餾出流體被加熱後在引出所述蒸餾汽流區域下面的位置再輸回到所述蒸餾塔作為第三原料。
3．如權利要求1所述的改進，其特徵在於(1)所述冷凝流體被至少分成第一液流和第二液流；(2)所述第一液流在蒸餾塔的頂部進料位置供給所述蒸餾塔；和(3)所述第二液流作為蒸餾塔的第三原料供給所述蒸餾塔，所述第三進料位置與引出所述蒸餾汽流的區域基本相同。
4．如權利要求3所述的改進，其特徵在於在引出所述蒸餾汽流區域上面的位置從所述蒸餾塔引出液體餾出流體，所述液體餾出流體被加熱後在引出所述蒸餾汽流區域下面的位置再輸回到所述蒸餾塔作為第四原料。
5．對一種用於將含甲烷、C2組分、C3組分和較重的烴類組分的氣流分離成含所述甲烷和C2組分的主要部分的揮發性殘餘氣體餾份以及含所述C3組分和較重的烴類組分的主要部分的相對低揮發性餾份的設備的改進，該設備中有(a)一個或多個第一熱交換裝置和/或配合地連接的膨脹裝置，用以提供至少部分冷凝的氣流，從而至少提供第一汽流和至少一種含C3組分的液流，該液流還含有較輕的烴；和(b)蒸餾塔，其連接方式可以接受至少一種含C3組分的液體流體進入其中，該蒸餾塔適合於將該液流分離成主要含甲烷和C2組分的第二汽流以及含所述C3組分和較重的烴類組分的主要部分的相對低揮發性的餾份；所述設備的改進包括(1)連接所述蒸餾塔的連接裝置，該裝置將至少一部分所述第一汽流在塔中部的進料位置提供給所述蒸餾塔；(2)連接所述蒸餾塔的蒸汽引出裝置，該裝置在所述第一汽流下面的區域從所述蒸餾塔接受蒸餾汽流；(3)連接所述引出蒸汽裝置的第二熱交換裝置，該裝置接受所述蒸餾汽流並充分冷卻該流體使其至少部分冷凝；(4)連接所述第二熱交換裝置的分離裝置，該裝置接受所述部分冷凝的餾出流體並分離該流體，從而形成第三汽流和一冷凝流體，所述的分離設備還連接到所述蒸餾塔，在所述蒸餾塔的頂部進料位置提供至少一部分所述冷凝流體；(5)所述蒸餾塔還連接所述第二熱交換裝置，該裝置使該蒸餾塔中分離出的所述第二汽流的至少一部分與所述蒸餾汽流進行熱交換；和(6)控制裝置，該裝置適用於調節進入所述蒸餾塔的所述各原料流體的量和溫度，以使所述蒸餾塔的頂部溫度保持在能使所述C3組分和較重的組分的主要部分在所述相對低揮發性餾份中回收的溫度。
6．如權利要求5所述的改進，其特徵在於所述的設備包括(1)連接所述蒸餾塔的液體引出裝置，該裝置從所述蒸餾塔的所述蒸汽引出裝置上面的區域接受液體餾出流體；(2)連接所述液體引出裝置的所述第一熱交換裝置，該裝置接受所述液體餾出流體並加熱該流體；和(3)進一步連接到所述蒸餾塔的所述第一熱交換裝置，在所述蒸餾塔的所述蒸汽引出裝置下面的區域向該蒸餾塔提供所述加熱後的流體。
7．如權利要求5所述的改進，其特徵在於所述的設備包括(1)連接所述分離裝置的分配裝置，該裝置接受所述冷凝流體並將其至少分成第一和第二液流，所述的分配裝置還連接到所述蒸餾塔，在所述蒸餾塔的頂部進料位置向該蒸餾塔提供所述的第一液流；和(2)所述的分配裝置還連接到所述蒸餾塔，在所述蒸餾塔的與所述蒸汽引出裝置基本相同的區域向該蒸餾塔提供所述第二液流。
8．如權利要求7所述的改進，其特徵在於所述的設備包括(1)連接所述蒸餾塔的液體引出裝置，該裝置從所述蒸餾塔的所述蒸汽引出裝置上面的區域接受液體餾出流體；(2)連接所述液體引出裝置的第一熱交換裝置，該裝置接受所述液體餾出流體並加熱該流體；和(3)所述的第一熱交換裝置還連接到所述蒸餾塔，該裝置在所述蒸餾塔的所述蒸汽引出裝置下面的區域向該蒸餾塔提供所述加熱的流體。
全文摘要
公開了一種用於從含烴氣流中回收丙烷、丙烯和較重的烴類組分的方法。冷卻和/或膨脹該氣流使其部分冷凝,然後分離以提供一種或多種含C
文檔編號C07C9/02GK1234787SQ97199161
公開日1999年11月10日 申請日期1997年10月24日 優先權日1996年10月25日
發明者J·D·威爾金森, H·M·赫德森, K·T·奎利亞爾 申請人:埃爾科公司