烃气体处理

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烃气体处理
[0001] 发明背景
[0002] 可以从多种气体中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或重烃，这些气体如天然气、炼厂气和由其它烃材料(如煤、原油、石脑油、油页岩、焦油砂及褐煤)获得的合成气流。天然气通常具有较大比例的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷合起来占天然气的至少50摩尔％。天然气还含有相对较少量的重烃(如丙烷、丁烷、戊烷等)以及氢、氮、二氧化碳及其它气体。
[0003] 本发明一般地涉及从这种气流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重烃。对按本发明要进行处理的气流进行典型分析，近似摩尔百分比的结果是90.3％的甲烷、4.0％的乙烷及其它C2组分、1.7％的丙烷及其它C3组分、0.3％的异丁烷、0.5％的正丁烷和0.8％的戊烷及以上的烃，余者由氮和二氧化碳组成。有时还存在含硫气体。
[0004] 天然气及其天然气液体(NGL)成分两者的价格在历史上的周期性波动有时会使乙烷、乙烯、丙烷、丙烯及重组分作为液体产品的增值缩减。这就造成需要开发能够更有效地回收这些产品的工艺、能够以较低的资本投入进行有效回收的工艺以及能够容易地进行改造或调节以在宽范围上改变特定组分的回收率的工艺。用于分离这些材料的现有工艺包括基于气体的冷却及致冷、油吸收和冷冻油吸收的工艺。另外，由于能在膨胀并从工艺气体中获取热量的同时产生动力的经济型设备的有效性原因，低温工艺已经得到普及。根据气源压力、气体的富度(乙烷、乙烯和重烃含量)以及所需最终产品的情况，可以采取这些工艺中的每一种或它们的联合工艺。
[0005] 低温膨胀工艺对于天然气液体回收来说目前一般是优选的，因为该工艺可提供最大程度的简单性，易于启动，操作灵活，效率良好，安全且可靠性良好。美国专利3,292,380；
4,061,481；4,140,504；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；5,566,554；5,568,737；5,771,712；5,799,507；
5,881,569；5,890,378；5,983,664；6,182,469；6,578,379；6,712,880；6,915,662；
7,191,617；7,219,513；再公告的美国专利33,408；以及共同待决的申请11/430,412；
11/839,693；11/971,491；12/206,230；12/689,616；12/717,394；12/750,862；
12/772,472；12/781,259；12/868,993；12/869,007；12/869,139；12/979,563；
13/048,315；13/051,682；和13/052,348描述了相关的工艺(虽然本发明的描述在有些情况下是基于与引用的美国专利中所述不同的工艺条件)。
[0006] 在典型的低温膨胀回收工艺中，在压力下的进料气流通过与其它工艺料流和/或外部致冷源(如丙烷压缩致冷系统)进行热交换而被冷却。随着气体被冷却，液体可以被冷凝，并作为含一些所需的C2+组分的高压液体收集在一个或多个分离器中。根据气体的富度和所形成的液体量的情况，可以使高压液体膨胀到较低的压力并分馏。在液体膨胀期间发生的气化导致料流的进一步冷却。在一些情况下，为了进一步降低源于膨胀的温度，在膨胀之前预冷却高压液体是可取的。包括液体和蒸气的混合物的膨胀料流在蒸馏(脱甲烷装置或脱乙烷装置)塔中被分馏。在塔中，蒸馏膨胀冷却的料流以将残余甲烷、氮及其它挥发性气体作为塔顶蒸气与作为底部液体产品的所需C2组分、C3组分和重烃组分分离，或者将残余甲烷、C2组分、氮及其它挥发性气体作为塔顶蒸气与作为底部液体产品的所需C3组分和重烃组分分离。
[0007] 如果进料气体没有完全冷凝(一般是没有完全冷凝的)，则可以将从部分冷凝中剩余的蒸气分成两个料流。使一部分蒸气通过做功膨胀机或发动机或膨胀阀达到较低的压力，在所述较低的压力下，由于料流的进一步冷却，更多的液体被冷凝。膨胀后的压力基本上与蒸馏塔的操作压力相同。将由膨胀产生的蒸气-液体合并相作为进料提供给塔。
[0008] 通过与其它工艺料流(例如冷的分馏塔塔顶馏分)进行热交换而将蒸气的剩余部分冷却到基本上冷凝。一些或所有的高压液体可以在冷却之前与此蒸气部分合并。然后通过适当的膨胀装置(如膨胀阀)将所得到的冷却料流膨胀到脱甲烷装置的操作压力。在膨胀期间，一部分液体将气化，导致总的料流的冷却。然后将快速膨胀的料流作为顶部进料提供给脱甲烷装置。一般地，快速膨胀料流的蒸气部分和脱甲烷装置塔顶蒸气在分馏塔中的上部分离器段中合并作为残余甲烷产品气。或者，可以把冷却并膨胀的料流提供给分离器以提供蒸气和液流。将蒸气与塔顶馏分合并，并将液体作为顶部塔进料提供给塔。
[0009] 在这种分离工艺的理想操作中，离开工艺的残余气体含有进料气体中基本上所有的甲烷，且基本上没有重烃组分，离开脱甲烷装置的底部馏分含有基本上所有的重烃组分，且基本上没有甲烷或挥发性较大的组分。然而在实践中，因为常规的脱甲烷装置主要作为汽提塔操作，所以并不能达到理想的状况。因此工艺的甲烷产品通常包括离开塔的顶部分馏级段的蒸气，连同未经受任何精馏步骤的蒸气。C3和C4+组分发生相当大的损失，因为顶部液体进料含有相当量的这些组分和重烃组分，导致蒸气中相应平衡量的C3组分、C4组分和重烃组分离开脱甲烷装置的顶部分馏级段。如果能够使上升的蒸气与相当大量能够吸收蒸气中的C3组分、C4组分和重烃组分的液体(回流)接触，则可以大大地减少这些所需组分的损失。
[0010] 近年来，优选的烃分离工艺采用上部吸收装置段提供上升蒸气的附加精馏。一种对上部精馏段产生回流料流的方法是利用在塔的下部上升的蒸气的侧馏分。因为蒸气中相对高浓度的C2组分在塔中较低，相当量的液体可被冷凝在此侧馏分流中而不用升高其压力，通常只利用在离开上部精馏段的冷蒸气中可得到的致冷。主要是液态甲烷和乙烷的这种冷凝液体然后可用来从通过上部精馏段上升的蒸气中吸收C3组分、C4组分和重烃组分，并从而捕获来自脱甲烷装置的底部液体产品中的这些有价值的组分。美国专利No.7,191,617为此类工艺的一个实例。
[0011] 本发明采用新型装置更有效地实施上述各步骤，并且使用设备的件数较少。这是通过以下方式实现的，将到目前为止单个的设备产品组合到共同的框体当中，从而减少处理厂所需的地块空间并降低设施的投资成本。意外的是，申请人已发现，更紧凑的布置也大大地降低了实现给定回收水平所需的动力消耗，从而提高了工艺效率并降低了设施的操作成本。此外，更紧凑的布置也避免了需要传统工厂设计中用于互连单个设备产品的大部分管道，进一步降低了投资成本，并且还避免了需要相关的法兰管道连接。因为管道法兰是潜在的烃(其为促成了温室气体并且也可能是大气臭氧形成前体的挥发性有机化合物，VOC)泄漏源，避免使用这些法兰能降低破坏环境的大气排放物的潜在危害。
[0012] 根据本发明已经发现，可以获得超过99％的C3和C4+回收率，而无需对脱甲烷装置泵送回流料流且在C2组分回收率方面无损失。本发明提供了在将C2组分的回收率由高值到低值进行调节时能够维持超过99％的C3和C4+组分回收率的另一优点。此外，与现有技术相比，本发明能够以较低的能量需求使甲烷(或C2组分)和轻组分与C2组分(或C3组分)和重组分实现基本上100％的分离，同时保持相同的回收水平。虽然本发明可应用于较低的压力和较暖的温度，但当在要求-50℉[-46℃]或更冷的NGL回收塔塔顶温度的条件下，工艺进料气体在400至1500psia[2,758至10,342kPa(a)]或更高的范围内时是特别有利的。
[0013] 为了更好地理解本发明，参考以下的实施例及附图。参考附图：
[0014] 图1是根据美国专利No.7,191,617的现有技术的天然气处理厂的流程图；
[0015] 图2是根据本发明的天然气处理厂的流程图；以及
[0016] 图3至13是示出本发明申请对天然气流的替代装置的流程图。
[0017] 在下面对上述图形的说明中，提供了对代表性工艺条件计算的流速的汇总表。为了方便起见，在本文中出现的表中，流速值(摩尔/小时)已经四舍五入到最接近的整数。
示于表中的总流率包括所有的非烃组分，因此通常大于烃组分料流流速的总和。所指温度是四舍五入到最接近度数的近似值。还应当指出的是，为比较附图中描述的工艺而进行的工艺设计计算是基于这样的假定，即没有从环境到工艺或从工艺到环境的热漏泄。市售隔离材料的质量使这成为非常合理的假设，并且通常是本领域技术人员可以做出的。
[0018] 为了方便起见，以传统的英式单位和以国际单位制(SI)两者记录工艺参数。表中给出的摩尔流速可以解释为磅摩尔/小时或公斤摩尔/小时。记录为马力(HP)和/或千英国热单位/小时(MBTU/Hr)的能量消耗对应于所述以磅摩尔/小时为单位的摩尔流速。
记录为千瓦(kW)的能量消耗对应于所述以千克摩尔/小时为单位的摩尔流速。
[0019] 现有技术描述
[0020] 图1是显示采用根据美国专利No.7,191,617的现有技术从天然气中回收C2+组分的处理厂设计的工艺流程图。在这一工艺的模拟中，入口气体作为料流31在110℉[43℃]和915psia[6,307kPa(a)]下进入工厂。如果入口气体含有一定浓度的妨碍产品流符合规格的硫化合物，则通过对进料气体进行适当的预处理(未示出)移除硫化合物。此外，通常对进料流进行脱水以防止在低温条件下形成水合物(冰)。固体干燥剂通常被用于此目的。
[0021] 进料流31被分流成料流32和33两个部分。料流32在热交换器10中通过与冷的残余气流50a进行热交换被冷却到-32℉[-36℃]，同时料流33在热交换器11中通过与50℉[10℃]的脱甲烷装置再沸器液体(料流43)和-36℉[-38℃]的塔侧再沸器液体(料流42)进行热交换被冷却到-18℉[-28℃]。料流32a和33a再合并形成料流31a，其在-28℉[-33℃]和893psia [6,155kPa(a)]下进入分离器12，蒸气(料流34)在该处与冷凝液(料流35)分离。将分离器液体(料流35)通过膨胀阀17膨胀到分馏塔18的操作压力(大约401psia[2,765kPa(a)])，在将料流35a于下部塔中间进料点提供给分馏塔
18之前将其冷却到-52℉[-46℃]。
[0022] 来自分离器12的蒸气(料流34)被分流成料流38和39两个料流。含约32％的总蒸气的料流38以与冷的残余气流50呈热交换关系的方式通过热交换器13，在该处被冷却到基本上冷凝。然后通过膨胀阀14将所得到的-130℉[-90℃]的基本上冷凝的料流
38a快速膨胀到分馏塔18的操作压力。在膨胀期间，一部分料流气化，导致总的料流的冷却。在图1示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-140℉[-96℃]的温度，并在上部塔中间进料点提供给分馏塔18。
[0023] 来自分离器12的剩余68％蒸气(料流39)进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流39a冷却到大约-94℉[-70℃]的温度。典型的市售膨胀机能够取得理论上可从理想的等熵膨胀中获得的功的大概80-85％。取得的功往往用于驱动离心压缩机(如装置
16)，所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的残余气流(料流50b)。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料在下部塔中间进料点提供给分馏塔18。
[0024] 塔18中的脱甲烷装置为常规的蒸馏塔，其包括有多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合。如同通常在天然气处理厂中的情况，脱甲烷装置塔由两段构成：上部吸收(精馏)段18a，其包括塔板和/或填料，以提供向上升的膨胀料流38b和39a的蒸气部分与向下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝并吸收C2组分、C3组分和重组分；和下部汽提(脱甲烷)段18b，其包括塔板和/或填料，以提供向下降的液体与向上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷段18b还包括再沸器(如先前描述的再沸器和塔侧再沸器)，其加热沿塔向下流动的液体的一部分并将其气化以提供汽提蒸气，所述汽提蒸气沿塔向上流动以汽提甲烷和轻组分的液体产品(料流44)。根据在底部产物中甲烷与乙烷的质量比为0.010∶1的典型规范，液体产品料流44在74℉[23℃]下脱离塔底。
[0025] 从汽提段18b的上部区域中抽出蒸馏蒸气的一部分(料流45)。然后此料流在热交换器20中通过与以-139℉[-95℃]脱离脱甲烷装置18顶部的冷的脱甲烷装置塔顶料流41进行热交换而从-109℉[-78℃]冷却到-134℉[-92℃]并部分地冷凝(料流45a)。冷的脱甲烷装置塔顶料流随着其使料流45的至少一部分冷却并冷凝而略升温至-134℉[-92℃](料流41a)。
[0026] 维持回流分离器21中的操作压力(398psia[2,748kPa(a)])略低于脱甲烷装置18的操作压力。这提供了使蒸馏蒸气流45流过热交换器20并由此进入回流分离器21的驱动力，冷凝液(料流47)在回流分离器21中与任何未冷凝的蒸气(料流46)分离。然后料流46与来自热交换器20的升温的脱甲烷装置塔顶料流41a合并形成-134℉[-92℃]的冷残余气流50。
[0027] 由泵22将来自回流分离器21的液流47泵至压力略高于脱甲烷装置18的操作压力，然后将料流47a作为冷的顶部塔进料(回流)提供给脱甲烷装置18。此冷液体回流吸收并冷凝在脱甲烷装置18的吸收段18a的上部精馏区域中上升的C3组分和重组分。
[0028] 形成塔顶馏分的蒸馏蒸气流(料流41)在热交换器20中升温，这时其如先前所述对蒸馏料流45提供冷却，然后与料流46合并形成冷的残余气流50。残余气体与进来的进料气逆流地通过热交换器13，在该处被加热到-46℉[-44℃](料流50a)，以及通过热交换器10，在该处被加热到102℉[39℃](料流50b)，这时其如先前所述提供冷却。然后分两个阶段再压缩残余气体。第一阶段由膨胀机15驱动压缩机16。第二阶段由补充动力源驱动压缩机23，所述压缩机23将残余气体(料流50d)压缩到销售管线压力。在排放冷却器24中冷却到110℉[43℃]后，残余气流50e在足以满足管线要求(通常大概为入口压力)的915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
[0029] 下表中给出图1所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总：
[0030] 表I
[0031] (图1)
[0032] 料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
[0033]
[0034]
[0035] 发明描述
[0036] 图2示出根据本发明工艺的流程图。在图2给出的工艺中所考虑的进料气体组成及条件与图1中的相同。因此，可以将图2工艺与图1工艺进行比较以说明本发明的优点。
[0037] 在图2工艺的模拟中，入口气体作为料流31进入所述装置并被分流成料流32和
33两个部分。第一部分为料流32，进入工艺设备118内的进料冷却段118a的上部区域中的热交换装置。这一热交换装置可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通路的料流32与来自工艺设备118内的冷凝段118b的残余气流之间的热交换，所述工艺设备118已经在进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置中被加热。料流32在进一步加热残余气流的同时被冷却，料流32a以-30℉[-35℃]离开所述热交换装置。
[0038] 第二部分为料流33，进入工艺设备118内的汽提段118e中的传热及传质装置。这一传热及传质装置也可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置传热及传质装置以提供流过所述传热及传质装置的一个通路的料流33与从工艺设备118内的吸收段118d中向下流动的蒸馏液流之间的热交换，使得料流33被冷却，同时加热蒸馏液流，在其离开传热及传质装置之前将料流33a冷却到-42℉[-41℃]。随着蒸馏液流被加热，其一部分气化形成汽提蒸气，所述汽提蒸气随着剩余液体继续向下流过传热及传质装置而向上升。传热及传质装置提供汽提蒸气与蒸馏液流之间的连续接触，因此它也起到提供蒸气相与液相之间的传质的作用，汽提甲烷及轻组分的液体产品料流44。
[0039] 料 流 32a 和 33a 再 合 并 形 成 料 流 31a，其 在 -34 ℉ [-37 ℃ ] 和
900psia[6,203kPa(a)]下进入工艺设备118内的分离器段118f，然后蒸气(料流34)与冷凝液(料流35)分离。分离器段118f具有内部头件或其它装置以将其与汽提段118e分开，使得工艺设备118内的两个段可以在不同的压力下操作。
[0040] 来自分离器段118f的蒸气(料流34)和液体(料流35)各自分别被分流成料流
36和39及料流37和40两个料流。含约31％总蒸气的料流36与含约50％总液体的料流
37合并，合并的料流38进入工艺设备118内的进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置。这一热交换装置同样可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通路的料流38与来自冷凝段118b的残余气流之间的热交换，使得料流38在加热残余气流的同时被冷却到基本上冷凝。
[0041] 然后通过膨胀阀14将所得到的-128℉[-89℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到工艺设备118内的精馏段118c(吸收装置)和吸收段118d(另一吸收装置)的操作压力(大约402psia[2,772kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流可能会气化，导致总的料流的冷却。在图2示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-139℉[-95℃]的温度，并被提供给精馏段118c和吸收段118d之间的工艺设备118。
[0042] 来自分离器段118f的剩余69％蒸气(料流39)进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15将蒸气基本上等熵地膨胀到吸收段118d的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流39a冷却到大约-100℉[-73℃]的温度。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料提供给工艺设备118内的吸收段118d的下部区域，以与提供给吸收段118d的上部区域的液体接触。通过膨胀阀17将来自分离器段118f的剩余50％液体(料流40)膨胀到工艺设备118内的汽提段118e的操作压力，将料流40a冷却到-60℉[-51℃]。将汽提段118e中的传热及传质装置配置在上部和下部，使得能将膨胀液流40a引入到这两部分之间的汽提段118e。
[0043] 在-95℉[-71℃]下从汽提段118e的上部区域中抽出蒸馏蒸气的一部分(第一蒸馏蒸气流45)，并导至工艺设备118内的冷凝段118b中的热交换装置。这一热交换装置同样可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通路的第一蒸馏蒸气流45与从工艺设备118内的精馏段118c中上升的第二蒸馏蒸气流之间的热交换，使得第二蒸馏蒸气流在冷却第一蒸馏蒸气流45的同时被加热。料流45被冷却到-134℉[-92℃]并至少部分地冷凝，此后脱离热交换装置，并被分离成其相应的蒸气相和液相。蒸气相(如果有的话)与脱离热交换装置的受热的第二蒸馏蒸气流合并，形成在进料冷却段118a中提供冷却的残余气流，如先前所述。通过重力流动将液相(料流48)作为冷的顶部塔进料(回流)提供给工艺设备118内的精馏段118c的上部区域。
[0044] 精馏段118c和吸收段118d各包括由以下组成的吸收装置：多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合。精馏段118c和吸收段118d中的塔板和/或填料提供向上升的蒸气与向下降的冷液体之间的必要接触。膨胀料流39a的液体部分与从吸收段118d中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入汽提段118e。从汽提段118e中上升的汽提蒸气与膨胀料流39a的蒸气部分合并，并上升通过吸收段118d以与向下降的冷液体接触，以冷凝和吸收这些蒸气中的大部分C2组分、C3组分和重组分。从吸收段118d中上升的蒸气与膨胀料流38b的任何蒸气部分合并，并上升通过精馏段118c以与向下降的冷液体(料流48)接触，从而冷凝和吸收剩在这些蒸气中的大部分C3组分和重组分。膨胀料流38b的液体部分与从精馏段118c中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入吸收段118d。
[0045] 从工艺设备118内的汽提段118e中的传热及传质装置中向下流动的蒸馏液已经被汽提了甲烷和轻组分。所得到的液体产品(料流44)脱离汽提段118e的下部区域并以
74℉[23℃]离开工艺设备118。从精馏段118c中上升的第二蒸馏蒸气流在冷凝段118b中升温，这时其对料流45提供冷却，如先前所述。升温的第二蒸馏蒸气流与从冷却的第一蒸馏蒸气流45中分离的任何蒸气合并，如先前所述。所得到的残余气流在进料冷却段118a中被加热，这时它对料流32和38提供冷却，如先前所述，然后残余气流50以104℉[40℃]离开工艺设备118。然后分两个阶段再压缩残余气流，即由膨胀机15驱动压缩机16，和由补充动力源驱动压缩机23。在排放冷却器24中冷却到110℉[43℃]后，残余气流50c在足以满足管线要求(通常大概为入口压力)的915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
[0046] 下表中给出图2所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总：
[0047] 表II
[0048] (图2)
[0049] 料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
[0050]
[0051] 表I和II的比较显示，与现有技术相比，本发明保持了基本上相同的乙烷回收率(85.03％对现有技术的85.00％)，将丙烷回收率从99.11％略微提高至99.16％，并且保持了基本上相同的丁烷+回收率(99.98％对现有技术的99.99％)。然而，进一步比较表I和表II显示，实现产品收率所使用的动力比现有技术大为减少。就回收效率(定义为每单位动力回收的乙烷量)而言，本发明相当于比现有技术的图1工艺的改进超过5％。
[0052] 由本发明提供的较现有技术的图1工艺的回收效率的提高主要是由于两个因素。
首先，在工艺设备118内，热交换装置在进料冷却段118a和冷凝段118b中以及传热及传质装置在汽提段118e中的紧凑布置消除了由见于常规处理厂中的互联管道所施加的压降。
结果是，本发明中流至压缩机16的残余气体相比现有技术而言处于较高的压力下，使得进入压缩机23的残余气体处于显著较高的压力下，从而减少了本发明将残余气体恢复到管道压力所需的动力。
[0053] 第二，在汽提段118e中使用传热及传质装置同时地加热离开吸收段118d的蒸馏液，同时使所得到的蒸气能接触液体并汽提其挥发性组分，这比使用带有外部再沸器的常规蒸馏塔更有效率。挥发性组分被连续地从液体中汽提出来，更快地减少了挥发性组分在汽提蒸气中的浓度，从而提高了本发明的汽提效率。
[0054] 与现有技术相比，本发明除了提高工艺效率之外还提供两个其它的优点。首先，本发明工艺设备118的紧凑布置用单一的设备产品(图2中的工艺设备118)代替现有技术中的八个单独的设备产品(图1中的热交换器10、11、13和20；分离器12；回流分离器21；回流泵22；以及分馏塔18)。这样减少了地块空间要求，排除了互连管道，并且避免了回流泵的动力消耗，与现有技术相比减少了利用本发明的处理厂的投资成本和操作成本。第二，排除互连管道意味着利用本发明的处理厂具有的法兰连接远少于现有技术，减少了工厂中潜在的泄漏源数目。烃是挥发性有机化合物(VOC)，其中一些被列为温室气体，其中一些可能是形成大气臭氧的前体，这意味着本发明可以减少能破坏环境的大气排放物的潜在危害。
[0055] 其它实施方案
[0056] 一些情况下可能倾向于从工艺设备118中排除进料冷却段118a和冷凝段118b，并使用工艺设备外部的一个或多个热交换装置来冷却进料和进行回流冷凝，如图10至13中所示的热交换器10和20。这种布置允许工艺设备118较小，这样可以减少整个工厂的成本和/或在一些情况下缩短制造时间安排。注意：在所有情况下，交换器10和20代表多个单独的热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。每个这种热交换器可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。在一些情况下，有利的是在单个多操作热交换器中联合进行进料冷却和回流冷凝。采用工艺设备外部的热交换器20，通常需要回流分离器21和泵22来分离冷凝的液流47，并将其至少一部分作为回流输送给精馏段118c。
[0057] 如早前对图2所示的本发明实施方案的描述，第一蒸馏蒸气流45被部分地冷凝，并且所得到的冷凝物用于从上升通过工艺设备118的精馏段118c的蒸气中吸收有价值的C3组分和重组分。然而，本发明不限于此实施方案。例如，可能有利的是，在其它设计考虑表明部分蒸气或冷凝物应该绕过工艺设备118的精馏段118c和/或吸收段118d的情况下，仅以这种方式处理这些蒸气的一部分，或者仅将冷凝物的一部分用作吸收剂。一些情况下可能倾向于将第一蒸馏蒸气流45在冷凝段118b中全部冷凝，而非部分冷凝。其它情况下可能倾向于第一蒸馏蒸气流45为来自汽提段118e的全部蒸气侧馏分，而非部分蒸气侧馏分。还应该注意，根据进料气流的组成，可能有利的是使用外部致冷对冷凝段118b(图2至
9)或热交换器20(图10至13)中的第一蒸馏蒸气流45提供部分冷却。
[0058] 当进料气体较贫时，在料流35中分离的液体的量可小到足以不需要在膨胀料流
39a与膨胀料流40a之间(如图2、4、6、8、10和12所示)的汽提段118e中设置另外的传质区。在这种情况下，可以将汽提段118e中的传热及传质装置配置为单个段，将膨胀的液流
40a引入到所述传质装置的上方，如图3、5、7、9、11和13所示。一些情况下可能倾向于使膨胀的液流40a与膨胀料流39a合并，此后将合并的料流作为单一进料提供给吸收段118d的下部区域。一些情况下可能倾向于将全部液流35经由料流40直接提供给汽提段118e，或将全部液流35经由料流37与料流36合并。在前一种情况下，料流37中无流动(如图
2至13中的虚线所示)，只有来自分离器段118f(图2至5、10和11)或分离器12(图6至
9、12和13)的料流36中的蒸气流至料流38。在后一种情况下，不需要对于料流40的膨胀装置(如膨胀阀17)(如图3、5、7、9、11和13中的虚线所示)。
[0059] 在一些情况下，可能有利的是使用外部分离器容器来分离冷却的进料流31a，而不是在工艺设备118中包括分离器段118f。如图6至9、12和13所示，可以使用分离器12将冷却的进料流31a分离成蒸气流34和液流35。
[0060] 一些情况下可能倾向于使用冷却的第二部分(图2至13中的料流33a)来代替蒸气流34的第一部分(料流36)以形成料流38，所述料流38流至进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置(图2至9)或流至热交换器20(图10至13)。在这种情况下，只有冷却的第一部分(料流32a)被提供至分离器段118f(图2至5、10和11)或分离器12(图6至
9、12和13)，并且所有所得到的蒸气流34被提供至做功膨胀机15。
[0061] 根据进料气体中的重烃量和进料气体压力的情况，进入图3、5和11中的分离器段
118f或图7、9和13中的分离器12的冷却的进料流31a可能不含有任何液体(因为它高于其露点，或者因为它高于其临界凝结压力)。在这种情况下，料流35和37中没有液体(如虚线所示)，因此只有料流36中来自分离器段118f的蒸气(图3、5和11)或料流36中来自分离器12的蒸气(图7、9和13)流至料流38，成为膨胀的基本上冷凝的料流38b，提供给精馏段118c与吸收段118d之间的工艺设备118。在这种情况下，可以不需要工艺设备
118中的分离器段118f(图3、5和11)或分离器12(图7、9和13)。
[0062] 进料气体条件、工厂规模、现有的设备或其它因素可表明，不用做功膨胀机15或用替代的膨胀装置(如膨胀阀)进行替换是可行的。虽然是在特定的膨胀装置中描述了单独的料流膨胀，但在适当情况下可使用替代的膨胀装置。例如，条件可许可进料流的基本上冷凝的部分(料流38a)的做功膨胀。
[0063] 根据本发明，可以采取利用外部致冷来补充可由蒸馏蒸气和液流得到的对入口气体的冷却，特别是在富入口气体的情况下。在这种情况下，传热及传质装置可包括在分离器段118f中(或气体收集装置中，在当冷却的进料流31a不含有液体的情况下)，如图2至5、10和11中的虚线所示，或者传热及传质装置可包括在分离器12中，如图6至9、12和
13中的虚线所示。这一传热及传质装置可以包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置传热及传质装置，用以提供流过所述传热及传质装置的一个通路的冷冻料流(例如，丙烷)与向上流动的料流31a的蒸气部分之间的热交换，使得致冷剂进一步地冷却蒸气并冷凝更多的液体，这些液体向下降以成为在料流35中移除的部分液体。或者，在料流31a进入分离器段
118f(图2至5、10和11)或分离器12(图6至9、12和13)之前，可以使用常规的气体冷却器，用致冷剂冷却料流32a、料流33a和/或料流31a。
[0064] 根据进料气体的温度和富度以及液体产品料流44中要回收的C2组分量的情况，由料流33可能得不到足够的加热以使离开汽提段118e的液体满足产品规范。在这种情况下，汽提段118e中的传热及传质装置可以包括供给，以用加热介质提供补充加热，如图2至
13中的虚线所示。或者，汽提段118e的下部区域中可以包括另外的传热及传质装置，用于提供补充加热，或者可以在将料流33提供给汽提段118e中的传热及传质装置之前用加热介质对其进行加热。
[0065] 根据选择用于图2至9中进料冷却段118a的上部和下部区域中的和/或冷凝段
118b中的热交换装置的传热装置类型情况，有可能将这些热交换装置组合在单个多通道和/或多操作传热装置中。在这种情况下，为了完成所需的冷却和加热，多通道和/或多操作传热装置将包括用于分配、分离和收集料流32、料流38、料流45、与冷却的料流45分离的任何蒸气以及第二蒸馏蒸气流的适当装置。
[0066] 一些情况下可能倾向于在汽提段118e的上部区域中提供另外的传质。在这种情况下，传质装置可以位于膨胀料流39a进入吸收段118d的下部区域之处的下面且在冷却的第二部分33a离开汽提段118e中的传热及传质装置之处的上面。
[0067] 本发明图2至5、10和11的实施方案的次优选的选择是提供用于冷却的第一部分
32a的分离器容器和用于冷却的第二部分33a的分离器容器，合并在其中分离的蒸气流以形成蒸气流34，并合并在其中分离的液流以形成液流35。本发明的另一次优选的选择是在图2至9中的进料冷却段118a内的单独热交换装置或在图10至13中的热交换器20中的单独通路中冷却料流37(而不是将料流37与料流36合并以形成合并的料流38)，在单独的膨胀装置中膨胀冷却的料流，并将膨胀的料流提供给吸收段118d中的中间区域。
[0068] 在一些情况下，特别是当低水平的C2组分回收率为所需时，可能有利的是对汽提段118e的上部区域提供回流。在这种情况下，离开冷凝段118b中的热交换装置的冷却的料流45的液相(图2至9)或来自泵22的液流47a(图10至13)可分成料流48和料流49两个部分。将料流48提供给精馏段118c作为其顶部进料，同时将料流49提供给汽提段
118e的上部区域，使得其可在抽出第一蒸馏蒸气流45之前部分地精馏工艺设备118的此段中的蒸馏蒸气。在一些情况下，料流48和49的重力流可以是足够的(图2、3、6和7)，而在其它情况下用回流泵22抽吸液相(料流47)是可取的(图4、5、8和9)。在料流48和49之间分离的液相的相对量取决于若干因素，包括气压、进料气体组成、所需C2组分回收水平以及可得到的马力量。在不对本发明具体应用的具体情况进行评估的情况下，通常不能预计最佳分离。一些情况下可能倾向于将全部液相作为顶部进料以料流48的形式供给至精馏段118c，不以料流49的形式供给至汽提段118e的上部区域，如料流49的虚线所示。
[0069] 要认识到，见于分开的蒸气进料的各支流的进料相对量取决于若干因素，包括气体压力、进料气体组成、能够从进料中经济地提取的热的量以及可得到的马力量。在吸收段
118d上方更多的进料可提高回收率，同时减少从膨胀器中取得的动力，从而增加了再压缩的马力要求。增加吸收段118d下面的进料降低了马力消耗，但是也可降低产品回收率。
[0070] 按工艺操作所需的动力消耗指标量而言，本发明提供改进的C2组分、C3组分和重烃组分或C3组分和重烃组分的回收。工艺操作所需动力消耗指标的改进的表现形式可以为压缩或再压缩的功率要求降低、外部致冷的功率要求降低、补充加热的能量要求降低、塔再沸的能量要求降低或它们的组合。
[0071] 虽然已经描述了据信为本发明优选的实施方案，但本领域技术人员应意识到，在不偏离由以下权利要求所限定的本发明的实质的情况下，可以对本发明进行其它和进一步的修改，例如使本发明适用于不同条件、进料类型或其它要求。