烃类气体加工方法

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本发明涉及一种含烃类气体的分离方法。乙烯、乙烷、丙烯、丙烷 和更重的烃类可从各种气体中回收，如从天然气、炼厂气和由其他烃类 材料如煤、原油、石脑油、油页岩、油砂以及褐煤得到的合成气体物流 中回收。天然气通常主要含甲烷和乙烷，也就是说，甲烷和乙烷一起占 气体的至少50％(摩尔)。这种气体还含有相对较少数量的较重烃类， 如丙烷、丁烷、戊烷等，以及还含有氢、氮、二氧化碳和其他一些气体。
本发明广义地涉及从这样一些气体物流中回收乙烯、乙烷、丙烯、 丙烷和更重的烃类。根据本发明，一种要加工的气体物流的典型分析结 果(近似摩尔百分数)为：甲烷92.5％、乙烷和其他C2组分4.2％、丙 烷和其他C3组分1.3％、异丁烷0.4％、正丁烷0.3％、戊烷+0.5％， 其余部分由氮和二氧化碳组成。有时还可含有含硫气体。
历史上，天然气及其天然气液体产品(NGL)价格的周期性波动 使乙烷和更重的组分作为液体产品的增值减少。这样就增加了对可提供 更有效地回收这些产品的方法的需求。可用于分离这些材料的方法包括 那些基于气体的冷却和冷冻、油吸收和冷冻油吸收的方法。此外，由于 同时膨胀和从加工气体中取热生产电力的经济设备的可供性，各种深冷 方法已普遍采用。视气源的压力、气体的富集程度(乙烷和更重烃类的 含量)和所需的目的产品而定，这些方法中的每一方法或其组合都可使 用。
对于乙烷回收来说，深冷膨胀法现在通常是优选的，因为这一方法 最简易，开工容易、操作灵活、效率高、安全和可靠性高。US 4157904、 4171964、4278457、4687499、4854955、4869740和4889545公开 了相关的方法。
在典型的深冷膨胀回收方法中，在压力下的进料气体物流通过与该 法中用的其他物流和/或外部冷冻源如丙烷压缩-冷冻体系作热交换来冷 却。随着气体被冷却，液体可能冷凝出来、并作为含有一些所需的C2+ 组分的高压液体收集在一个或多个分离器中。视气体的富集程度和生成 的液体数量而定，高压的液体可膨胀到较低的压力，并进行分馏。在液 体膨胀过程中出现的汽化使物流进一步冷却。在某些条件下，为了进一 步降低由膨胀产生的温度，在膨胀前将高压液体预冷却可能是需要的。 含有液体和蒸汽混合物的经膨胀的物流在蒸馏塔(脱甲烷塔)中分馏。 在该塔中，经膨胀的冷却物流经蒸馏，从作为塔底液体产物的所需C2组 分、C3组分和更重的组分中分离出作为塔顶蒸汽的残留甲烷、氮气和其 他可挥发性气体。
如果进料气体不完全冷凝(通常不是这样)，由部分冷凝保留的蒸 汽可分成两股或两股以上物流。一部分蒸汽通过做功膨胀机或发动机， 或者膨胀阀膨胀到较低的压力，在这一压力下，由于物流进一步冷却的 结果，另一些液体被冷凝出来，膨胀后的压力基本上与蒸馏塔操作的压 力相同。由膨胀产生的合并蒸汽-液体相作为进料送入该塔。
其余部分的蒸汽通过与其他工艺物流如冷的分馏塔塔顶物流换热， 冷却，使它基本上冷凝。视可得到的高压液体的数量而定，高压液体的 一部分或全部在冷却前可与这一蒸汽部分合并。生成的冷却物流然后通 过适合的膨胀设备如膨胀阀膨胀到脱甲烷塔的操作压力。在膨胀过程 中，一部分液体汽化，使整个物流冷却。快速膨胀的物流然后作为塔顶 进料送入脱甲烷塔。通常，膨胀物流的蒸汽部分和脱甲烷塔塔顶蒸汽在 分馏塔中上部分离段合并，作为残留的甲烷产物气体。另一方面，经冷 却和膨胀的物流可送到分离塔，得到蒸汽和液体物流。蒸汽与塔顶蒸汽 合并，液体作为塔顶进料送入该塔。
在这样的分离方法的理想操作中，离开该法的残留气体实际上含有 进料气体中的所有甲烷，基本上不含更重的烃类组分；而离开脱甲烷塔 的塔底馏分实际上含有所有更重的组分，基本上没有甲烷或更挥发性的 组分。但是，在实践中，由于常规的脱甲烷塔大多作为汽提塔操作，这 种理想的情况不能得到。所以，该法的甲烷产品通常含有离开塔的分馏 段顶部的各种蒸汽以及未经任何精馏步骤的蒸汽。因为顶部液体进料含 有大量C2组分和更重的组分，使C2组分和更重的组分在离开脱甲烷塔 的顶部分馏段的蒸汽中的平衡数量增加，使C2组分出现相当大的损失。 如果上升的蒸汽与大量含有很少C2组分和更重组分的液体(回流)接触， 可显著减少这些所需要的组分的损失；也就是说，回流能从蒸汽中吸收 C2组分和更重的组分。本发明提供达到这一目的的方法以及显著提高所 需产物的回收率的方法。
根据本发明，已发现C2的回收率可超过96％。同样，在不要求C2 组分回收率的那些情况下，C3的回收率可保持在98％以上。此外，本 发明使得在能耗减少情况下，甲烷(或C2组分)和更轻组分与C2组分 (或C3组分)和更重的组分基本上100％分离成为可能。虽然本发明所 用在较低的压力和较高的温度下，但当600～1000磅/英寸2(1磅/英寸2≈689 帕斯卡)或更高的进料气体在塔顶温度为-110或更低所需的条件下 时，本发明是特别有利的。
为了更好地理解本发明，参考以下的实施例和附图。参考附图：
图1为根据US 4157904的现有技术的深冷膨胀天然气加工装置的 流程图；
图2为根据US 4687499的另一个现有技术体系的深冷膨胀天然气 加工装置的流程图；
图3为根据US 4889545另一个现有技术体系的深冷膨胀天然气加 工装置的流程图；
图4为根据本发明的天然气加工装置的流程图；
图5和图6为说明本发明用于天然气物流的另一种设备方案的流程 图；
图7为本发明用于较富气体物流的天然气加工装置局部流程图；
图8为本发明用于天然气物流的另一个方法的流程图，希望从天然 气物流中回收丙烷和更重的烃类；以及
图9和图10为本发明用于天然气物流的另一种设备方案的局部流 程图。
在对上述附图的以下说明中，表列汇总了对于代表性工艺条件计算 的各流速。在这里出现的表中，为了方便流速的数值(以磅摩尔/小时表 示)舍入成最接近的整数。在表中所示的总的物流速率包括所有的非烃 类组分，因此通常大于烃类组分的物流速率的总和。所示的温度为舍入 到最接近度数的近似值。还应该指出，为了比数附图所示的方法，所进 行的工艺设计计算是基于从环境到该过程或从该过程到环境没有热耗散 这样一种前提。商购的绝热材料的质量使得这一点成为很合理的假设， 熟悉本专业的技术人员通常在此基础上是可作出的。
现有技术的说明
现参考图1，在US 4157904的方法的模拟中，进料气体在120 和1040磅/英寸2下作为物流21进入装置。如果进料气体含有一定浓度 的、使产物物流不符合技术规格的硫化合物，那么应通过适当的进料气 体预处理(未示出)来除去硫化合物。此外，通常使进料物流脱水，以 防止在深冷条件下生成水合物(冰)。固体干燥剂通常用于这一目的。
将进料物流分成两股平行的物流22和23。通过在热交换器10和 10a中与-4的冷残留气体换热，使上述物流22冷却到41(物流 22b)。(是否使用1个以上热交换器用于所述的冷却操作与许多因素有 关，它们包括但不限于进料气体流速、热交换器尺寸、残留气体温度等)。
通过在热交换器11中与来自脱甲烷塔塔底泵31的塔底液体产品 (物流30a)换热，使下部物流23冷却到85。经冷却的物流23a在 脱甲烷塔重沸器12中用42的脱甲烷塔液进一步冷却到46(物流 23b)，并在脱甲烷塔侧线重沸器13中经脱甲烷塔液冷却到-31(物 流23C)。
冷却后，将两股物流22b和23c再合并为物流21a。然后将再合并 的物流送入19、1025磅/英寸2下的分离器14，在那里蒸汽(物流24) 与冷凝的液体(物流28)分离开来。
将从分离器14中出来的蒸汽(物流24)分为两股物流25和27。 占总蒸汽量约37％的物流25与分离器的液体(物流28)合并。然后使 合并的物流26以与脱甲烷塔顶蒸汽物流29换热的方式通过热交换器 15，使合并的物流冷却并基本上冷凝。在-142下的基本上冷凝的物 流26a然后通过一个适合的膨胀设备如膨胀阀16快速膨胀到分馏塔19 的操作压力(约356磅/英寸2)。在膨胀过程中，一部分物流汽化，使 整个物流冷却。在图1所示的方法中，离开膨胀阀16的、经膨胀的物流 26b达到-147，并将它送入分馏塔19上部的分离段19a。其中分离 出的液体作为顶部进料送入脱甲烷段19b。
由分离器14得到的蒸汽中其余63％(物流27)送入做功膨胀机 17，在那里从这部分高压进料中取出机械能。做功膨胀机17使蒸汽基本 上等熵地从约1025磅/英寸2的压力膨胀到约356磅/英寸2，做功膨胀使 膨胀的物流27a冷却到约-77。典型的商购的膨胀机能回收约80～85 ％在理想的等熵膨胀中理论上可得到的功。回收的功常常用来驱动离心 压缩机(如18)，例如它可用来再压缩残留气体(物流29c)。经膨胀 和部分冷凝的物流27a作为进料送到蒸馏塔中部。
在分馏塔19中的脱甲烷塔是一常规的、有许多竖直间隔塔盘、有一 段或多段填料床层或塔盘和填料的某些组合的蒸馏塔。在天然气加工装 置中通常就是这样，分馏塔可由两段组成。上段19a为一分离塔，在其 中部分汽化的顶部进料被分成相应的蒸汽和液体部分，其中从下部蒸馏 或脱甲烷段19b上升的蒸汽与顶部进料中的蒸汽部分合并，构成冷的残 留气体蒸馏物流29，它从塔顶排出。下部脱甲烷段19b有塔盘和/或填 料，为下降的液体和上升的蒸汽提供了必要的接触。脱甲烷段还有重沸 器，它使一部分沿塔下流的液体被加热和汽化，提供沿塔向上流动的汽 提蒸汽。
液体产物流30在59下排出塔底，基于塔底产物中甲烷与乙烷的 摩尔比为0.025∶1的典型技术要求。将物流在泵31中加压到约650磅/英 寸2(物流30a)。现处于约63的物流30a在热交换器11中加热到 116(物流30b)，同时它使物流23冷却。(泵的出料压力通常由液 体产物的最终目的地决定。通常，液体产物送到贮罐，因此这样来决定 泵的出料压力，以致防止物流30b在热交换器11中加热时有任何汽化。)
残留气体(物流29)与送入的进料气体逆流通过：(a)热交换器 15，在那里它被加热到-4(物流29a)，(b)热交换器10a，在 那里它被加热到39(物流29b)，和(c)热交换器10，在那里它 被加热到75(物流29c)。残留气体然后再经两段压缩。第一段是膨 胀机17驱动的压缩机18。第二段是外加能源驱动的压缩机20，它将残 留气体压缩到1050磅/英寸2(物流29e)，足以满足管线要求(通常大 约为进口压力)。
图1所示工艺的物流流速和能耗的汇总列入下表：
                          表I
                         (图1)
               物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   24   25337   1152   354   275   27329   28   45   9   8   57   119   25   9392   427   131   102   10131   27   15945   725   223   173   17198   29   25356   102   5   1   25589   30   26   1059   357   331   1859
回收率*
乙烷                                91.24％
丙烷                                98.66％
丁烷+                               99.81％
马力
残留气体压缩                        13850
*(按未作舍入的流率计)
由于受塔顶处与脱甲烷塔顶部进料平衡的影响，图1所示的现有技 术被限制到表I所示的乙烷回收率。降低图1所示分离器14处的进料气 体的温度不能显著提高回收率，但仅降低了在膨胀机17中回收的功，并 相应增加残留气体压缩的马力。显著提高图1的现有技术的乙烷回收率 的唯一方法是降低脱甲烷塔的操作压力，但这样会因此过度增加残留气 体压缩的马力。即使如此，最终可能的乙烷回收率仍然受脱甲烷塔顶部 液体进料组成的支配。
在不降低脱甲烷塔操作压力的条件下，达到更高的乙烷回收率的一 条途径是得到更贫的(更低C2+含量)塔顶(回流)进料。图2表示根 据US 4687499的另一个现有技术方法，它将一部分残留气体产物循环， 以得到更贫的脱甲烷塔顶部进料。图2的方法用于上述图1相同的进料 气体组成和条件。在这一方法的模拟中，如在图1方法的模拟中一样， 这样来选择操作条件，以致在一定的回收率水平下使能耗最小。将进料 物流分成两股平行的物流22和23。上物流22与一部分-113的冷残 留气体(物流39)在热交换器10和10a中换热，被冷却到-68(物 流22b)。
下物流23与来自脱甲烷塔塔底泵31的、79的塔底液体产物(物 流30a)在热交换器11中换热，被冷却到101。经冷却的物流23a在 脱甲烷塔重沸器12中用54的脱甲烷塔液体进一步冷却到58(物流 23b)，在脱甲烷塔侧线重沸器13中，且再用-69的脱甲烷塔液体冷 却到-63。
冷却后，将两物流22b和23c再合并为物流21a。再合并的物流然 后送入-66、1025磅/英寸2的分离器14中，在那里从冷凝液体(物 流28)中分离出蒸汽(物流27)。
来自分离器14的蒸汽(物流27)送入做功膨胀机17，在那里从这 部分高压进料中取出机械能。机器17使蒸汽基本上等熵地从约1025磅/ 英寸2膨胀到脱甲烷塔的操作压力，它约为422磅/英寸2，膨胀做功使经 膨胀的物流冷却到约-128。经膨胀和部分冷凝的物流27a作为进料 被送入蒸馏塔中部。分离器液体(物流28)同样通过膨胀阀36膨胀到 422磅/英寸2，在它送入分塔19的脱甲烷塔中中下部塔进料点以前，物 流28冷却到-113(物流28a)。
一部分高压残留气体(物流34)从主要残留气体流(物流29e)中 抽出，作为蒸馏塔顶部进料。循环气体物流34通过热交换器40，与一 部分冷的残留气体(物流38)换热，在那里物流34被冷却到-66(物 流34a)。经冷却的循环物流34a然后通过热交换器15，与冷的脱甲烷 塔塔顶蒸馏蒸汽物流29换热，使循环物流进一步冷却和基本上冷凝。- 138的进一步冷却的物流34b通过合适的膨胀设备如膨胀阀16膨胀。 随着物流膨胀到422磅/英寸2，它被冷却到约-145(物流34c)。 经膨胀的物流34C作为塔顶进料送入塔中。
液体产物物流30在75下排出塔19底。该物流在泵31中加压到 约655磅/英寸2，为物流30a。现处于79的物流30a在热交换器11 中被加热到116(物流30b)，同时使物流23冷却。
-142的冷残留气体(物流29)在热交换器15中与循环气体物 流逆流通过，在那里它被加热到-113(物流29a)。经加热的残留 气体然后被分成两部分，即物流38和39。一部分物流38在热交换器40 中与循环物流34逆流通过，在那里它被加热到116(物流38a)。另 一部分物流39在热交换器10a和10中与进入的进料气体逆流通过，在 10a或它被加热到-14(物流39a)，在10中它被加热到86(物 流39b)。经加热的两物流然后合并，构成92的热残留气体物流29b。 再合并的热残留气体然后再经两段压缩。第一段为膨胀机17驱动的压缩 机18。第二段是外加能源驱动的压缩机20，它将残留气体压缩到1050 磅/英寸2(物流29d)。物流29d被热交换器37冷却到120(物流 29e)后，抽出循环物流34，残留气体产物(物流33)送入销售管道。
图2所示方法的物流流速和能耗汇总列入下表：
表II
(图2)
                   物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   27   24296   1025   281   171   25972   28   1086   136   81   161   1476   34   6391   8   0   0   6431   29   31746   39   0   0   31945   30   27   1130   362   332   1934   33   25355   31   0   0   25514
回收率*
乙烷                                    97.31％
丙烷                                    100.00％
丁烷+                                   100.00％
马力
残留气体压缩                            16067
*(按未作舍入的流率计)
表I和II中示出的回收率的比较表明，在图2方法中，通过将一部 分塔顶物流循环产生的更贫的顶部塔进料使液体的回收率得到显著提 高。图2的方法使乙烷回收率从91.24％提高到97.31％，丙烷回收率从 98.66％提高到100.00％，而丁烷+回收率从99.81％提高到100.00％。 但是，图2方法的马力(公用动力)需要量比图1的方法高16％。这就 意味着，图2方法的液体回收效率比图1方法约低8％(按每单位膨胀 马力回收的乙烷计)。
产生更贫的脱甲烷塔回流的另一方法在本申请人的US 4889545中 公开。图3说明这一现有技术方法的流程图，它使一部分冷残留气体产 物循环，得到更贫的脱甲烷塔塔顶进料。图3的方法使用如上述图1和2 相同的进料气体组成的条件。在这一方法的模拟中，象在图1和2方法 的模拟一样，这样来选择操作条件，以致使一定回收率下能耗最小。
在图3的模拟中，将120、1040磅/英寸2的进料物流21分成两 股平行的物流22和23。上物流22在热交换器10和10a中与一部分- 23的冷残留气体(物流29a)换热，冷却到-3(物流22b)。
下物流23在热交换器11中与来自脱甲烷塔塔底泵31的、73的 塔底液体产物(物流30a)换热，冷却到94(物流23a)。经冷却的 物流23a在脱甲烷塔重沸器12中用50脱甲烷塔液体进一步冷却到 54(物流23b)，在脱甲烷塔侧线重沸器13中，用-33脱甲烷塔 液体将它冷却到-29(物流23c)。
冷却后，将两股物流22b和23c再合并为物流21a。然后将再合并 的物流送入-12、1025磅/英寸2的分离器，在那里，从冷凝的液体 (物流28)中分离出蒸汽(物流24)。
将分离器14的蒸汽(物流24)分成两部分物流25和27。占总蒸 汽量大约39％的物流25与分离器液体物流(物流28)合并。合并的物 流26然后通过热交换器15，与-145的冷残留气体物流29换热，使 合并的物流冷却和基本上冷凝。-141的基本上冷凝的物流26a然后 通过适合的膨胀设备如膨胀阀16，膨胀到大约407磅/英寸2。在膨胀过 程中，物流被冷却到-143(物流26b)。
经膨胀的物流26b流入热交换41，在那里，当它使离开脱甲烷塔 塔顶的蒸馏物流39的一部分经压缩的循环料(物流40a)冷却和基本冷 凝时，它被加热到-128(物流26c)。经加热的物流26c然后进入 脱甲烷塔中部进料位。
离开热交换器41的、基本上冷凝的经压缩的循环物流40b然后通 过适合的膨胀设备如膨胀阀33，膨胀到脱甲烷塔的操作压力。膨胀过程 中，一部分物流被汽化，使整个物流冷却。在图3中所示的方法中，经 膨胀的物流40c达到-146，并作为塔顶进料(回流)送入脱甲烷塔。 物流40c的蒸汽部分与从塔顶部分馏段上升的蒸汽合并，形成蒸馏物流 39，它从塔的上段取出。然后将这一物流分成两股物流。一部分物流29 为冷的挥发性残留气体。另一部分循环物流40在循环压缩机32中被压 缩到约550磅/英寸2。现为约-110的经压缩的循环物流40a然后被 送入热交换器41，如前所述，在那里用物流26b换热，使它冷却并基本 上冷凝。
回到分离器14的第二部分蒸汽物流27，蒸汽的其余61％送入做功 膨胀机17，在那里从这部分高压进料中取出机械功。膨胀机17使蒸汽 基本上等熵地从约1025磅/英寸2膨胀到脱甲烷塔的操作压力约401磅/ 英寸2，做功膨胀使膨胀物流的温度冷却到约-94。经膨胀和部分冷 凝的物流27a作为进料送到蒸馏塔中部。
液体产物物流30在69下排出塔19的塔底，并在泵31中加压到 约655磅/英寸2(物流30a)。现为约73的物流30a在热交换器11 中使一部分进料气体物流23冷却时，被加热到116(物流30b)。
-145的冷残留气体(物流29)与物流26逆流通过热交换器15， 在那里它被加热到-23(物流29a)。经加热的残留气体然后与进料 气体逆流通过热交换器10a，在那里它被加热到37(物流29b)，并 通过交换热10，在那里它被加热到96(物流29c)。然后再将残留 气体两段压缩。第一段为膨胀机17驱动的压缩机18。第二段为外加能 源驱动的压缩机20，将残留气体压缩到1050磅/英寸2(物流29e)。
图3所示方法的物流流速和能耗汇总列入下表：
                      表III
                      (图3)
            物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   24   25249   1134   338   224   27155   28   133   27   24   108   293   25   9822   441   131   87   10563   27   15427   693   207   137   16592   39   35154   13   0   0   35334   40   9800   4   0   0   9850   29   25354   9   0   0   25484   30   28   1152   362   332   1964
回收率*
改进在于，其中，在冷却以前，将所述的气体物流分成第一气体物 流和第二气体物流；以及
(1)将所述的第一气体物流冷却，使它实际上全部冷凝，此后再 膨胀到所述的较低压力，从而使它进一步冷却；
(2)此后，将所述的经膨胀和冷却的第一物流送到处于分馏塔下 段的蒸馏塔第一个中部进料位；
(3)将所述的第二气体物流在压力下充分冷却，使它部分冷凝；
(4)分离所述的部分冷凝的第二物流，从而得到一个蒸汽物流和 一个冷凝物流；
(5)将所述的蒸汽物流膨胀到所述的较低压力，并送到所述蒸馏 塔第二个中部进料位；
(6)将至少一部分所述的冷凝物流膨胀到所述的较低压力，并送 到所述的蒸馏塔的第三个中部进料位；
(7)从所述塔的上部取出一个蒸馏物流，并加热；
(8)将所述的经加热的蒸馏物流压缩到较高的压力，此后将它分 成所述的挥发性残留气体部分和一个经压缩的循环物流；
(9)将所述的经压缩的循环物流充分冷却，使它基本上冷凝；
(10)将所述的基本上冷凝的经压缩的循环物流膨胀到所述的较低 压力，并送到所述分馏塔一个顶部进料位；以及
(11)所述的经压缩的循环物流的数量和压力以及向塔中的所述进 料物流的数量和温度要能有效地保证使塔顶的温度保持在这样一个温度 下，从而将大部分所述的C3组分和更重的烃类组分回收在所述的相对较 小挥发性的馏分中。
11.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和更重的烃类组分的气体 物流分离成主要含有所述的甲烷的挥发性残留气体馏分和主要含所述的 C2组分、C3组分和更重组分的相对较小挥发性馏分的方法，在所述的方 法中
(a)将所述气体物流在压力下冷却，得到经冷却的物流；
(b)将所述的经冷却的物流膨胀到较低的压力，从而使它进一步 冷却；以及 并。然后合并的物流26通过热交换器15，与-142的冷蒸馏物流39 中的一部分(物流41)换热，使合并的物流冷却和基本上冷凝。然后将 -138基本上冷凝的合并物流26a通过适合的膨胀设备如膨胀阀16， 膨胀到分馏塔19的操作压力(约423磅/英寸2)。在膨胀过程中，物流 被冷却到-140(物流26b)。然后将经膨胀的物流26b送到蒸馏塔 或脱甲烷塔进料位置。蒸馏塔在分馏塔19的下段。
回到第二气体物流27，将分离器14中蒸汽的其余70％送入膨胀设 备如做功膨胀机17，在那里从这部分高压进料中取出机械功。膨胀机17 使蒸汽基本上等熵地从约1025磅/英寸2膨胀到脱甲烷塔压力(约423磅 /英寸2)，做功膨胀使经膨胀的物流冷却到约-75(物流27a)。将 经膨胀和部分冷凝的物流27a作为进料送到蒸馏塔的第二个中部进料 位。
在图4方法的模拟中，将再压缩和冷却的蒸馏物流39e分成两股物 流。一部分物流29为挥发性残留气体产物。另一部分循环物流42送入 热交换器43，在那里通过与-17的冷残留气体物流39a中的一部分 (物流44)换热，将它冷却到-6(物流42a)。然后将冷却的循环 物流送入热交换器33，在那里通过与-142的冷蒸馏物流39中的另 一部分(物流40)换热，使它冷却到-138，并基本上冷凝。然后将 基本上冷凝的物流42b通过适合的膨胀设备如膨胀阀34膨胀到脱甲烷塔 的操作压力，使整个物流冷却。在图4所示的方法中，离开膨胀阀34的 经膨胀的物流42c达-145，并作为塔顶进料送入分馏塔。物流42c 的蒸汽部分(如果有的话)与来自塔的上部分馏段的上升蒸汽合并，构 成蒸馏物流39，它从塔的上部取出。
液体产物物流30在75下排出塔19的塔底，并在脱甲烷塔塔底 泵31中加压到约650磅/英寸2。泵送的液体产物然后在热交换器11中 使物流23冷却时被加热到116。
将来自脱甲烷塔上段的冷蒸馏物流39分成两部分物流40和41。物 流40在热交换器33中与循环物流42a逆流通过，在那里，当它使冷却 的循环物流42a冷却并基本上冷凝时被加热到-31(物流40a)。同 样，物流41在热交换器15中与物流26逆流通过，在那里它使物流26 冷却并基本上冷凝时被加热到-10(物流41a)。两股部分加热的物 流40a和41a然后合并为物流39a，其温度为-17。将这一合并的物 流再分成两部分物流44和45。物流44在热交换器43中与循环物流42 逆流通过，在那里它被加热到116(物流44a)。另一部分物流45然 后通过热交换器10a，在那里它使物流22a冷却时被加热到30(物流 45a)；并通过热交换器10，在那里它使气体物流22冷却时被加热到 78(物流45b)。将两股经加热的物流44a和45b合并为热的蒸馏物 流39b。84的热蒸馏物流然后经两段压缩。第一段是由膨胀机17驱 动的压缩机18。第二段为外加能源驱动的压缩机20，它使物流压缩到 1050磅、英寸2的管线压力。然后用热交换器37将经压缩的物流39d冷 却到120，将经冷却的物流39e分成残留气体产物(物流29)和循环 物流42，如上面所述的那样。
图4所示方法的物流流速和能耗的汇总列入下表：
                            表IV
                           (图4)
                   物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   24   25311   1147   349   255   27272   28   71   14   13   77   176   25   7593   344   105   76   8182   27   17718   803   244   179   19090   39   29954   38   0   0   30144   42   4600   6   0   0   4630   29   25354   32   0   0   25514   30   28   1129   362   332   1934
回收率*
乙烷                                        97.21％
丙烷                                        100.00％
丁烷+                                       100.00％
马力
残留气体压缩                                13850
*(按未作舍入的流率计)
表I和IV所在收率的比较表明，本发明使乙烷回收率从91.24％提 高到97.21％，使丙烷回收率从98.66％提高到100.00％，使丁烷回收 率从99.81％提高到100.00％。表I和IV的比较还表明，产率的提高不 简单为马力(公用动力)需要量增加的结果。相反，当本发明如在实施 例1中使用时，不仅乙烷、丙烷和+顺收率增加超过现有技术的方法， 而且液体回收效率也增加6.5％(按每单位膨胀马力回收的乙烷计)。
通过本发明与图2所示现有技术方法的比较，表II和IV表明，图2 的现有技术方法对C2+组分的回收率基本上与本发明的相等。但是，与 图2的方法不同，本发明也使一部分蒸馏塔塔顶物流循环，得到更贫的 塔顶进料，同时又不会增加马力需要量，使之超过低回收率的、图1方 法的马力需要量。本发明仅用图2的现有技术方法所需外加能耗的86 ％，就能达到图II方法相同的回收率。
图2的现有技术方法中较高的能耗是由于高的乙烷回收率需要更大 的循环物流量。正如表II所示，大部分在进料气体中的C2+组分绝大部 分以离开做功膨胀机的蒸汽物流(物流27a)形式进入脱甲烷塔。因此， 进入脱甲烷塔上段的冷循环物流的数量必须大到足以使这些C2+组分冷 凝，以便这些组分可以离开分馏塔塔底的液体产物的形式回收。
此外，图2的方法要求，分离器14在更低得多的温度下操作，以 减少膨胀机17出口物流27a以蒸汽相进入塔的C2+组分的数量。虽然 这一更冷的分离器温度使膨胀过程中物流27a中的冷凝率提高，但是它 使膨胀机产生的净能量(马力)减少，从而使残留气体压缩需要的能耗 增加。
但是，在本发明中，送到分馏塔19中部进料位的、经快速膨胀的物 流26b使离开做功膨胀机的物流中大部分C2+组分冷凝。这就意味着， 作为冷的塔顶贫气进料(回流)送入塔中的循环物流仅需精馏上述快速 膨胀物流中上升的蒸汽，冷凝和回收在上升的蒸汽中的少量C2+组分。 因为快速膨胀的物流(物流26b)的C2+回收率高，为保持高的乙烷回 收率，需要较小的循环流量(与图2的现有技术方法盯比)，从而节省 了外加能量需要量。
通过本发明与图3所示的现有技术方法比较，表III和IV表明，本 发明方法的C2+组分回收效率几乎与图3现有技术方法的相同。但是， 与图3的方法不同，本发明不需要单独的深冷压缩机来使一部分塔顶物 流循环，来得到更贫的塔顶进料。有可能使循环压缩能量需要量与残留 气体压缩机的结合起来，而又不增加总的马力(公用动力)需要量。
实施例2
图4表示本发明所示温度和压力条件的优选实施方案，因为它通常 需要最少的设备和投资。C2组分回收率的进一步提高可用本发明另一实 施方案来达到，如图5方法所示，它使用一单独的热物料循环压缩机来 循环(回流)物流。在图5所示方法中，考虑的进料气体组成和条件与 图1～4中的相同。因此，图5可与图1～3的方法相比较，以说明本发明 的优点，并同样可与图4所示的实施方案比较。
在图5方法的模拟中，进料气体的冷却和膨胀流程基本上与图4所 用的相同。差别在于，要在压缩机32中压缩的循环物流42的流程是不 同的。循环物流(物流42)可在单独的压缩机中压缩到较低的压力，而 不是将整个蒸馏物流(物流39c)在压缩机18和20中压缩到管线压力， 以降低每单位循环流的公用动力需要量。实现这一点的一种方法为图5 所示，在那里，将离开热交换器10的热蒸馏物流39c分成两部分。第一 部分物流29经两段压缩(压缩机18和20串联)，达到管线压力，并作 为残留气体产物物流29b。
第二部分循环物流42送入热循环压缩机32，并压缩到约815磅/ 英寸2(物流42a)。经压缩的物流在热交换器35中冷却到120(物 流42b)，然后进入交换器33，在那里通过与离开分馏塔19上段的一 部分蒸馏物流(物流40)换热，使它冷却和基本上冷凝，如上讨论的。 然后将-138的基本上冷凝的物流42c在膨胀阀34中快速膨胀。现在 为约-144的、冷的快速膨胀3的物流42d作为塔顶进料送入分馏塔 19。
图5所示方法的物流流速和能耗汇总列入下表：
                            表V
                           (图5)
                 物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   24   25187   1122   328   205   27050   28   195   39   34   127   398   25   5453   243   71   44   5856   27   19734   879   257   161   21194   39   30587   26   0   0   30766   42   5234   4   0   0   5265   29   25353   22   0   0   25501   30   29   1139   362   332   1947
回收率*
乙烷                                    98.13％
丙烷                                    100.00％
丁烷+                                   100.00％
马力
残留气体压缩                            12215
热循环气体压缩                          1635
总马力                                  13850
*(按未作舍入的流率计)
在图5方法中的热循环气体压缩机32的使用使循环物流42压缩到 随后用分馏塔19的蒸馏物流冷却和基本上冷凝的最佳压力，而不管残留 气体产物(物流29b)必需压缩到的管线压力如何。表IV和V所示图4 和5方法的回收率比较表明，利用外加设备使乙烷回收率从97.21％提高 到98.13％。本发明的这两个实施方案有基本上相同的总马力(公用动 力)需要量。从什么位置取出循环物流42的选择通常与包括装置大小和 可用的设备在内的许多因素有关。例如，如果多压缩或多轮离心压缩用 来压缩热蒸馏物流39c，那么循环物流42可在中段或轮压(wheel pressure)下取出。
实施例3
本发明第三个实施方案示于图6，其中可通过使用单独的循环(回 流)物流的冷循环压缩机来达到进一步提高C2组分回收率的目的。在图 6所示的方法中，考虑的进料气体组成和条件与图1～5中的相同。
在图6方法的模拟中，进料气体的冷却和膨胀流程基本上与图4和 5中使用的相同。差别在于，要压缩的、基本上冷凝的和用作脱甲烷塔塔 顶进料的气体物流从蒸馏物流39中取出。参考图6，将离开分馏塔19 上段的冷蒸馏物流39分成三股物流40、41和42。物流40和41分别 用于冷却和基本上冷凝循环物流(物流42a)和合并物流(物流26)， 然后合并为残留气体馏分(物流29)，它象上述那样加热和两段压缩。
物流42为循环物流，它在冷循环压缩机32中被压缩到约812磅/ 英寸2。经压缩的物流42a然后在热交换器33中通过与一部分冷蒸馏物 流(物流40)换热，冷却和基本上冷凝。-141的基本上冷凝的物流 42b然后在膨胀阀34中快速膨胀，-146经膨胀的物流42c作为塔顶 进料送入分馏塔19。
图6所示方法的物流流速和能耗汇总列入下表：
                            表VI
                            (图6)
                   物流流速汇总(磅摩尔/小时)   物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   合计   21   25382   1161   362   332   27448   24   24887   1073   296   165   26626   28   495   88   66   167   822   25   3011   130   36   20   3221   27   21876   943   260   145   23405   39   30666   19   0   0   30830   42   5312   3   0   0   5340   29   25354   15   0   0   25490   30   28   1146   362   332   1958
回收率*
乙烷                                    98.66％
丙烷                                    100.00％
丁烷+                                   100.00％
马力
残留气体压缩                            12962
冷循环气体压缩                          889
合计马力                                13851
*(按未作舍入的流率计)
在图6的方法中，冷循环气体压缩机32的使用使循环物流42更有 效地压缩到对于随后用分馏塔19的蒸馏物流的冷却和基本冷凝的最佳压 力，而不管残留气体产物(物流29b)必需压缩到的管线压力。图5和6 方法的表V和VI所示回收率的比较表明，使用冷循环压缩机，使乙烷的 回收率从98.13％提高到98.66％。而丙烷和丁烷+回收率仍保持在100.00 ％。本发明这两个实施方案有基本上相同的总马力(公用动力)需要量。 对压缩循环物流42的冷或热之间两者的选择通常取决于许多因素，如进 料组成、装置大小和可用的设备。
其他实施方案
在图4～6中的高压液体物流28不需要与流到热交换器15的一部分 分离器蒸汽(物流25)合并。另一方面，物流28(或它的一部分)可 通过适合的膨胀设备如膨胀阀或膨胀机膨胀，并送入蒸馏塔的第三个中 部进料位置。(它由图4中的虚线表示。)物流28在送入脱甲烷塔前， 在膨胀步骤前后也可用于进料气体冷却或其他换热应用。
在进料气体比前面描述的更富集的情况下，如图7描述的实施方案 可使用。经冷凝的物流28流过热交换器55，在那里它通过与来自膨胀 阀53的冷物流52a换热而过冷。然后将过冷的液体(物流28a)分成两 部分。第一部分(物流52)通过膨胀阀53，在那里它进行膨胀和快速 汽化，压力降到大约分馏塔的压力。来自膨胀阀53的冷物流52a然后流 过热交换器55，在那里它使来自分离器14的液体过冷。物流52b从热 交换器55作为塔中部的下位进料流到分馏塔19的蒸馏塔。仍处于高压 的第二部分液体物流51或者(1)与来自分离器14的蒸汽物流中的一 部分25合并，(2)与基本上冷凝的物流26a合并或者(3)在膨胀阀 54中膨胀，此后或送到蒸馏塔中部的上部进料位或与经膨胀的物流26b 合并。另一方面，物流51的几部分可按一种以上方式，流动实际上所用 的流动途径以前在图7中都描述过。
本发明的方法也适用于对希望只回收C3组分和更重烃类组分(C2 组分和更轻的组分排放到残留气体中)的各种物流的加工。本发明这样 的一个实施方案可为图8所示的形式。由于与回收丙烷(放弃乙烷)操 作有关的温度更高的工艺操作条件，进料气体的冷却流程通常与图4～7 所示的乙烷回收情况有所不同。
参考图8，进料气体作为物流21送入该工艺，并在热交换器10中 与冷蒸馏物流39a换热而被冷却(物流21a)，在热交换器13中与膨胀 机出口物流27a换热(物流21b)。进料物流21b然后进入带压下的分 离器14，在那里从冷凝的液体(物流28)中分离出蒸汽(物流24)。
将来自分离器14的蒸汽(物流24)分成第一气体物流和第二气体 物流25和27。物流25可与分离器的液体(物流28)合并，合并的物 流26然后通过热交换器15，与冷蒸馏物流41换热，得到冷却和基本上 冷凝的合并物流。基本上冷凝的物流26a然后通过适合的膨胀设备如膨 胀阀16，膨胀到分馏塔19的操作压力。在过程中，一部分物流可汽化， 使整个物流(物流26b)冷却后，送到在分馏塔19中的脱乙烷蒸馏塔的 一个中部进料位。
回到第二气体物流27，来自分离器14的其余蒸汽进入膨胀设备， 如做功膨胀机17，如上面实施例中描述的。膨胀机17使蒸汽基本上等 熵地从进料气体的压力膨胀到稍高于脱乙烷塔的操作压力，从而使经膨 胀的物流冷却。经膨胀的和部分冷凝的物流27a然后(a)流到塔中部 进料位，(b)流到热交换器13，在那里，进料气体物流被送到脱乙烷 塔的第二个中间进料位前，物流27a使它冷却，而27a本身被加热，或 者(c)上述(a)与(b)组合。
将再压缩和冷却的蒸馏物流39e分成两股物流。一部分物流29为残 留气体产物。另一部分循环物流42进入热交换器33，在那里通过与冷 蒸馏物物流39中的一部分(物流40)换热，它被冷却和基本上冷凝。 基本上冷凝的物流42a然后通过适合的膨胀设备如膨胀阀34膨胀到脱乙 烷塔的操作压力，使整个物流冷却。离开膨胀阀34的、经膨胀的物流42b 作为塔顶进料送入分馏塔19。物流42b的蒸汽部分(如果有的话)与塔 的上部分馏段上升的蒸汽合并，构成蒸馏物流39，它从塔的上段取出。
脱乙烷塔有一重沸器12，它使一部分流向塔底的液体加热和汽化， 提供向上流动的汽提蒸汽。当作为脱乙烷塔(放弃乙烷)操作时，塔重 沸器的温度比按脱甲烷塔操作(回收乙烷)时要显著地高些。通常，这 样使得如在乙烷回收操作中通常所做的那样、用装置的入口进料来使塔 重沸成为不可能。所以，通常使用外加的重沸热源。在一些情况下，一 部分经压缩的残留气体物流39d可被用来提供所需的重沸热。
液体产物物流30从塔19的底部排出。这一物流的典型技术要求是 乙烷与丙烷的摩尔比为0.025∶1。将来自脱甲烷塔上段的冷蒸馏物流39 分成两股物流，即40和41。物流40在热交换器33中与物流42逆流通 过，在那里使物流42冷却和基本上冷凝时，它被加热(物流40a)。同 样，物流41在热交换器15中与物流26逆流通过，在那里，在使物流26 冷却和基本上冷凝时，它被加热(物流41a)。两股部分加热的物流40a 和41a合并为物流39a，它然后流入热交换器10，在那里当它使进料气 体物流21冷却时，被加热(物流39b)。蒸馏物流然后用膨胀机17驱 动的压缩机18和外加能源驱动的压缩机20两段压缩。经压缩的物流39d 然后用热交换器37冷却，并将冷却的物流39e分成残留气体产物(物流 29)和循环物流42，如上面所述的。
根据本发明，可用几种方法分开蒸汽进料。在图4～8的方法中，在 冷却和分离出任何可形成的液体后使蒸汽分开。但是，如图9所示进料 气体经任何冷却以前或如图10所示在气体冷却后和任何分离步骤以前， 可分开高压气体。在一些实施方案中，蒸汽分开可在分离器中进行。另 一方面，在图9和10中所示的方法中，分离器14可能是不必要的，如 果进料气体是相当贫的话。而且，可使用外部冷冻来补充从其他工艺物 流可得到的冷量用于进料气体，特别是在进料气体比图1所用的气体更 富的情况下。对于每一特定的应用来说，必须评估脱甲烷塔液体用于工 艺换热的应用和分配以及用于进料气体冷却的热交换器的特定排列，以 及用于具体换热的工艺物流的选择。例如，图10所述的第二物流25可 在进料物流分开后和第二物流膨胀前冷却。
还应认识到，在蒸汽进料分开的每一分支中的相对数量与几个因素 有关，包括气体压力、进料气体组成、从进料中可经济地取出的热量以 及可用的马力数量。顶塔进料越多可提高回收率，但同时降低从膨胀机 中回收的功，从而使用压缩的马力需要量增加。增加塔的下部进料使马 力消耗下降，但也可能降低产物回收率。图4～6中所示的塔中部进料位 对于所述的工艺操作条件来说，是优选的进料位置。但是，塔中部进料 的相对位置可变化，它与进料组成和其他一些因素有关，如所需的回收 率和在进料气体冷却过程中生成的液体数量。而且，两股或两股以上进 料物流或其它部分可根据相对温度和单个物流的数量来合并，然后合并 的物流进入塔中部进料位。对于所示的组成和压力条件来说，图4～6是 优选的实施方案。虽然在特定的膨胀设备中表示了单个物流的膨胀，但 在适合的情况下也可使用另外膨胀方法。例如，只要它可保证进料物流 基本上冷凝的部分(图4中的物流26a)或基本上冷凝的循环物流(图4 中的42b)做功膨胀的条件得到满足。
当希望仅回收C3组分和更重组分(C2组分放弃)时，图4～7、9 和10所示的实施方案也可使用。这一点通过适当调节塔的进料速率和条 件来实现。
虽然已公开的被认为是本发明的优选实施方案，但熟悉本专业的技 术人员会认识到，在不违背如下述权利要求书规定的本发明的实质内容 的条件下，可作出其他改进和进一步改进，例如使本发明适合各种条件， 进料类型或其他技术要求。
发明背景