CN1039409A - 气态烃的分离过程 - Google Patents

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Abstract

公开了一个从烃气流中回收丙烷及更重的烃类组分的加工过程。采用本发明提供的工艺流程及所推荐的工艺条件能将烃气流中的各组分分离成两大馏分，即含大部分C2组分及更轻的组分的馏分。以及含大部分丙烷及更重的组分的馏分。改变控制条件也可使大部分C2 +组分得以回收。

Description

本发明涉及一个含烃类气体的分离过程。
丙烷及更重的烃类可从多种气体中回收，上述气体可以是天然气、炼厂气以及其它诸如从烟煤、原油、石脑油、油页岩、油砂和褐煤中得到的合成气。天然气中通常含有相当多的甲烷和乙烷，两者含量之和不低于50%（mole）。天然气中还含有相对少量的其它较重的烃类，如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和其它气体。
本发明涉及从上述气体中回收丙烷及更重的烃类，可按本发明进行分离的气流的典型组成如下（以近似摩尔百分数表示）：甲烷86。9%，乙烷及其它C2组分7。24%，丙烷及其它C3组分3。2%，异丁烷0。34%，正丁烷1。12%，异戊烷0.19%，正戊烷0。24%，己烷以上0。12%，其余为氮气和二氧化碳。有时也可能有含硫的气体组分存在。
由于低温膨胀工艺具有极简单、开工容易、操作灵活、效率高和工作可靠等优点，因此目前它是用于从天然气中分离乙烷及更重烃类的优化工艺。低温膨胀工艺也被推荐用于从天然气中分离丙烷及更重的烃类，此时将乙烷随同甲烷并入干气中。事实上，不论是回收乙烷还是回收丙烷，所采用的基本流程显然是相同的，只是为了满足工艺过程所需要的操作温度不同，在换热器的布局上有所区别。U。S。Patent    Nos。4    278    457、4    251    249和4    617    039描述了有关的过程。
近年来，对乙烷作为液体产品还是作为天然气的组分是有争议的，有段时期表明，乙烷留在气体处理工厂的干气中更有价值。这促使气体加工装置趋于在得到丙烷及更重烃类的最高回收率的同时，要尽量使乙烷全部排到干气中去。尽管多种涡轮膨胀工艺曾被用于回收丙烷，但在不增加干气压缩和/或外部冷冻的功率时，它们的丙烷回收率通常局限在85-90%左右。虽然丙烷的回收率可通过部分液化乙烷而提高，但通常丙烷回收率的提高远小于液体产品中乙烷含量的增加。因此，需要有一个方法能有效地从气流中回收丙烷及更重的烃类，使干气中只含微量的丙烷，而与此时将乙烷几乎全部排入干气中。
在一个典型的低温膨胀工艺中，带压进料气流经一次或多次换热冷却，所用冷流可来自本工艺和/或外界冷源（如丙烷压缩冷冻***）。冷却后的进料向一个较低压力膨胀并被送至一个蒸馏塔，在此分离出所需的塔底液体产品及塔顶干气。正是冷却后的进料的膨胀，提供了得到理想的产品回收率所必需的低温。
当原料气被冷却后，液态组分可能被冷凝析出，这取决于这些组分在气体中的浓度，这些液体被收集在一个或多个分离器中。这些液体经急骤减压，进一步冷却並部分汽化。膨胀后的液流可直接流入蒸馏塔（脱乙烷塔）或在进塔前用于冷却原料气。
若原料气未被全冷凝（通常是如此），冷却后剩下的气体可分成二股或多股。一般可通过膨胀机、发动机或膨胀阀降压。这将使气体进一步冷却並得到额外的冷凝液。该物流可从塔的中间一个进料口进入蒸馏塔。
另一股气体可以被过程中的其它物流，如冷的塔顶馏出物，冷却至基本全冷凝。该冷凝物流再通过适当的膨胀设施（典型的如膨胀阀）进行膨胀。这将导致物流的再次冷却及部分汽化。该物流的温度通常低于-120°F，可用作塔的顶部进料。该顶部进料中的气体部分与从塔内自下而上的蒸汽汇集成干气流。当然，上述膨胀了的冷却物流也可引到分离器使之汽液分离。分离出的气体再与塔顶馏出物汇集，液体作为塔的顶部进料。
上述分离过程的理想状态为：从装置出来的干气基本上包含了原料气中所有的甲烷和C2组分，不含C3及更重的烃类。脱乙烷塔的塔底产物基本上全部为C3及更重的组分，而不含C2及更轻的组分。
然而，在实际中，由于脱乙烷塔只是一个汽提塔，因而不能达到上述理想状态。干气产品是由蒸馏塔分馏段的塔顶蒸汽与未经精馏的气体汇集起来的。由于顶部液体进料中含有相当量的丙烷及更重的组分，从脱乙烷塔分馏段出来的蒸汽中就不可避免地要含有与之相平衡的丙烷及更重的组分，这是导致丙烷损失的主要原因。倘若蒸汽能与一含很少丙烷及更重烃类的回流液相接触，该回流液能从蒸汽中吸收丙烷及更重的烃类，这将明显减少这些宝贵组分的损失。本发明提供了达到此目标的方法，因而显著地改进了丙烷的回收率。
依照本发明，丙烷的回收率可超过99%，与此同时C2组分可基本全排入干气流中。另外，本发明还提供了在降低能耗时获得丙烷回收率100%的可能性，但这还要取决于液体产品中允许的乙烷含量。诚然，本发明也可应用于较低的压力和较高的温度，但最适宜于处理的原料气的压力≥600-1000Psia，与之相适应的是，塔顶馏出温度≤-85°F。
参考下述例子和流程图，以便更好地了解本发明：
图1-3为现有技术，其中图1为按照U.S.Patent    NO.4，278，457的一个低温膨胀天然气加工厂的流程图。
图2为按照U。S。Patent    NO.4，251，249的另一个低温膨胀天然气加工厂的流程图。
图3为按照U.S.Patent    NO.4，617，039的另一个低温膨胀天然气加工厂的流程图。
图4为按本发明的天然气加工厂的流程图。
图5用曲线表示了图1-4所示工艺过程中的丙烷回收率与排到干气中的乙烷量的关系。
图6-7为按本发明的另一些天然气加工厂的流程图。
图8-9为本发明可能采用的后备分馏***。
图10为按本发明设计的适用于富气流的一个天然气加工厂的部分流程图。
在下面解释这些图时，还归纳列出了根据一些有代表性过程操作条件计算出的流量表。为了简便起见，表中的流量（以磅摩尔/小时表示）均取整数。表中总物流的流量中包括所有非烃类组分，故其值大于各种烃流量的总和。所表示的温度也是近似值，取最接近的整度数。应该指出，以比较上述各图描述的过程为目的所进行的流程的计算，是基于环境与过程之间不存在热交换的前提下进行的。工业上所用绝热材料的质量保证了上述无热交换假设成立，并为本专业领域的技术人员常用。
对现有技术的描述
参见图1，在对U。S。Patent    NO。4，278，457的工艺过程的模拟中，120°F、935Psia的进料气（物流10）进入该处理过程。若进料气中含有一定浓度的硫化物，有可能使产品不符合规格标准，此时要通过适当的预处理（未表示）以除去原料中的硫化物。此外，原料气通常要经过脱水，以防在低温时有水（冰）析出。常用固体干燥剂来脱水，原料气在换热器11被冷的干气流27b冷却。出换热器11时，该部分冷却的进料物流11a为34°F，进入第二换热器12，此中被外来的丙烷冷冻物流冷却。出换热器12时其（物流（10b））温度为1°F，再进入换热器13，被干气流27a冷却至-16°F（物流10c）。该部分凝的物流流入汽-液分离器14，其压力为920Psia。从分离器出来的液流16通过膨胀阀17，减压膨胀至蒸馏塔（图中分馏塔18的脱乙烷段25）的操作压力（约350Psia）。物流16的急骤膨胀形成了一个-52°F的冷膨胀物流16a，它被用作蒸馏塔的中下部进料。根据冷凝液的量以及其它工艺因素，该膨胀物流16a在进脱乙烷塔前，也可先流经一附加换热器，为进料气提供一部分冷却。
从分离器14出来的气流15可分成19和20两股。其中物流19约占气流15的28%，它经换热器21冷却至-98°F（物流19a），基本上被冷凝下来。该物流经膨胀阀22膨胀（常用膨胀阀，膨胀机可被代替）。在膨胀时，该物流急骤减压至脱乙烷塔的操作压力（350Psia）。在此压力时，物流19b的温度为-142°F，并被作为脱乙烷塔的顶部进料。
占分离器出来气体的72%的另一股气体物流20，经膨胀机23减压膨胀至脱乙烷塔的操作压力350Psia。膨胀后的物流20a的温度为-90°F，从塔的中间进料口进入脱乙烷塔。工业上常用的膨胀机（涡轮膨胀机）能够回收理论上等熵膨胀时所做功的80-85%。
塔18中的脱乙烷段是个一般的蒸馏塔，有一组竖立空塔盘，一个或多个填充床，或塔盘和填料相结合。天然气加工厂所用的塔通常包括两部分。上部24是一个分离器，在那里部分汽化的塔顶进料被分离成相应的汽、液两相，汽体部分与从脱乙烷段或蒸馏段25来的蒸汽汇集成冷干气流27，从塔顶排出。下部即乙烷段25，有塔盘和/或填料，使下流的液体与上升的气体能充分的接触。脱乙烷段还包括一个再沸器26，它加热并蒸发部分塔底液体以提供汽提所需的蒸汽，以汽提甲烷和C2组分。塔底液体产品的典型组成为：乙烷∶甲烷＝0.03∶1（摩尔比）从塔18塔底流出的液体产物28的温度为187°F，先经换热器29冷却至120°F（物流28a），再流入贮缸。
从塔顶排出的干气流27温度为-101°F，经换热器21，温度升至-36°F，並将物流19冷却至基本冷凝。然后干气流27a经换热器13，其温度升至-2°F（物流27b）;再经换热器11，温度升至117°F，同时将原料气流10冷却。该热的干气流27c在压缩机30（由膨胀透平23驱动）中被部分压缩（物流27d），然后流经换热器31冷却至120°F（物流27e），再经压缩机32（由外动力源驱动）压缩至950Psia（物流27f）。最后流经换热器33，降温至120°F，以物流27g表示离开装置。
图1工艺过程中各物流的流量及能耗汇总于表1：
表1
（图1）
物流流量汇总-磅摩尔/小时
物流    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+    总量
10    5297    441    194    122    6094
15    5139    389    140    52    5760
16    158    52    54    70    334
19    1441    109    39    15    1615
20    3698    280    101    37    4145
27    5297    436    11    0    5784
28    0    5    183    122    310
回收率＊
丙烷    94.28%
丁烷    99.31%
马力
干气压缩机    3115
冷冻压缩机    568
3683
＊（基于不四舍五入的流量）
图2为按U.S。Patent    NO。4，251，249的另一现有技术的流程。其原料气的组成及条件均同图1所述。在模拟该过程时，进料气10被分成11和12两股，分别在换热器13和14中被部分冷却。该两股物流再汇合成物流10a，以形成一个-16°F且部分冷却了的进料气流。该部分冷却了的物流在换热器15中再被外来的丙烷冷冻剂冷却至-37°F（物流10b）。该进一步冷却了的物流最终在换热器16中冷却至-45°F（物流10c），在压力约为920Psia时进入汽-液分离器17。从分离器17流出的液流19在膨胀阀20中急骤膨胀减压至略高于分馏塔27中脱乙烷部分所要求的操作压力。在图2流程中，脱乙烷塔的操作压力约为353Psia。物流19的急骤膨胀得到了一个低温的、部分汽化了的膨胀物流19a，其温度为-90°F。该物流经换热器16为进料气流10b提供最末一次冷却，其本身因此受热並部分汽化（为物流19b）。出换热器16后，物流19b又流经换热器14，被加热至104°F，同时将物流12冷却。从换热器14流出的物流19c从塔27的中下部进料口进入脱乙烷段。
从分离器17分离出的蒸汽流18在膨胀机21中膨胀减压至脱乙烷塔的操作压力，与此同时降温至-116°F，进入膨胀机出口端分离器22。从分离器22流出的液流24从分馏塔的中上部进料口进入蒸馏段。从膨胀机分离器22分离出的蒸汽流23流经分馏塔内上部的回流冷凝器28。使从蒸馏塔分馏段顶端分馏级上向上流动的蒸汽得以冷却並部分冷凝。由此得到的冷凝液向下流动，可作为脱乙烷塔的回流液。在提供冷却和部分冷凝的同时，该膨胀机出口的蒸汽物流被加热至-27°F（为物流23a）。
脱乙烷塔的塔顶馏出蒸汽流25的温度为-57°F，它与从膨胀机出口端分离器流出的且经加热的汽流23a汇集成-34°F的干气流30。从塔27底部得到的液体产品流26的温度为188°F，经换热器29冷却至120°F后离开装置。脱乙烷塔的再沸器35将一部分塔内流下的液体加热並部分汽化，以助于汽提乙烷。
-34°F的冷干气流30经换热器13对进料气流11进行冷却，本身则升温至115°F（为物流30a）。然后在由膨胀机21驱动的压缩机31中被部分压缩。被部分再压缩的物流30b经换热器32冷至120°F（为物流30c），然后通过由外界动力源驱动的压缩机33被压缩至950Psia（为物流30d）。该经压缩的物流30d经换热器34冷却至120°F而离开装置（为物流30e）。
图2所示工艺过程中各物流的流量及能耗汇总于表2。
表2
（图2）
物流流量汇总-磅摩尔/小时：
物流    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+    总量
10    5297    441    194    122    6094
18    4788    308    89    25    5248
19    509    133    105    97    846
23    4484    154    11    0    4686
24    304    154    78    25    562
26    0    5    183    122    310
30    5297    436    11    0    5784
回收率＊
丙烷    94.36%
丁烷    100.00%
马力
干气压缩机    2975
冷冻压缩机    706
3681
＊（基于不四舍四入的流量）
图3为按照U。S.Patent    NO。4，617，039的另一现有技术的流程。其原料气的组成及条件均同前面图1和2所述。在模拟该过程时，进料气10在换热器11被部分冷却至-13°F（为物流10a）。该部分冷却的物流在换热器12中进一步被丙烷冷冻剂外部冷却至-33°F（为物流10b）。该进一步冷却了的物流在换热器13中被最终冷却至-41°F（为物流10c），然后在约920Psia的压力下被送到汽-液分离器14。从分离器14出来的液流16在膨胀阀17中被急骤膨胀减压至比脱乙烷塔27的操作压力高约10Psia的压力。在图3的工艺过程中，脱乙烷塔的操作压力约为350Psia。物流16的急骤膨胀形成了一个冷的（-84°F）、部分汽化了的膨胀后物流16a。该物流流经换热器13，在其中为进料气流10b提供最后一次冷却，本身受热并进一步汽化。进一步汽化后的物流16b流经换热器11，被加热至101°F，同时冷却物流10。受热后的物流16c出换热器11后从塔的中部一个进料口进入脱乙烷塔27。
从分离器14出来的蒸汽流15在膨胀机18中膨胀至比脱乙烷塔操作压力低5Psi的压力。膨胀后的物流15a达-113°F，在此温度下它部分冷凝，然后流到吸收器/分离器19的下部进料口。该膨胀物流中的液体部分与吸收器/分离器上部流下的液体汇集成液流21，并从吸收器/分离器19的底部流出。该物流作为脱乙烷塔27的上部进料（为物流21a）由泵22输送进塔，其温度为-117°F。膨胀后物流中的蒸汽部分则上行通过吸收器/分离器19的分馏段。
吸收器/分离器19的塔顶馏出蒸汽（物流20）即为冷干气流。该冷物流在换热器27中与脱乙烷塔的塔顶馏出蒸汽（物流23）进行热交换。脱乙烷塔顶馏出气流23出塔时的温度为-34°F，压力为350Psia。冷干气流使脱乙烷塔顶馏出物冷却至部分冷凝后，自身被升温至约-37°F（为物流20a）。该部分冷凝的脱乙烷塔顶馏出物流23a（温度为-89°F），再作为顶部进料进入吸收器/分离器19。物流23a中的液体部分向下流到吸收器/分离器分馏段的顶端分馏级上，而其气体部分与从分馏段上升的蒸汽汇集成冷干气流20，从吸收器/分离器的顶部排出。
脱乙烷塔底部的液体产品流24出塔时温度为186°F，流经换热器26冷却至120°F（物流24a），仍后出装置。脱乙烷塔的再沸器32把塔内流下的液体加热，并使它们的一部分汽化，用以汽提乙烷。
从换热器27出来的干气温度为-37℃，再流经换热器13和11，温度升至117°F。该换热后的干气流20c在由膨胀机18驱动的压缩机28中被部分压缩，该部分再压缩了的物流20d压力现约为414Psia，经换热器29冷却至120°F（为物流20e），再在由外部动力驱动的压缩机30中被压缩至950Psia（为物流20f）。该被压缩的物流20f经换热器31冷却至120°F（为物流20g）后出装置。
图3所示工艺流程中各物流的流量及能耗汇总于表3：
表3
（图3）
物流流量汇总-磅摩尔/小时
物流    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+    总量
10    5297    441    194    122    6094
15    4878    325    97    29    5367
16    419    116    97    93    727
20    5297    435    3    0    5775
21    745    470    114    30    1362
23    1164    580    20    1    1770
24    0    6    191    122    319
回收率＊
丙烷    98.41%
丁烷    99.96%
马力
干气压缩机    3066
冷冻压缩机    612
3678
＊（基于不四舍五入的流量）
对本发明的叙述
图4为按照本发明的一个流程图。其原料气的组成及条件均同前面图1-3所述。因此，图4的工艺流程和流量可参比图1-3，以显示本发明的优越性。
模拟图4过程时，进料气在120°F、935Psia以物流10表示进入过程。进料在换热器11中被冷干气流29b冷却。出换热器11时，该被部分冷却的原料流10a为36°F，再在换热器12被2°F的外来丙烷冷冻剂冷却至5°F。这个进一步冷却了的物流10b在换热器13又被干气流29a冷却至-13°F（为物流10c）。该部分冷凝了的物流10c在920Psia的压力下进入汽-液分离器14。从分离器14出来的液流16在膨胀阀17中膨胀减压至蒸馏塔24的操作压力。在图4所示的工艺过程中，塔的操作压力为350Psia。冷凝物流16的急骤膨胀形成膨胀了的冷物流16a，其温度为-47°F，它作为部分冷凝的进料从塔的中下部进料口入塔。
从分离器14出来的蒸汽流15被分成第一物流19和第二物流20两股。含量约占物流15的29%的物流19在换热器21中被冷却至-104°F（为物流19a），在此温度它已基本冷凝。该基本冷凝了的物流19a通过膨胀阀22膨胀，再进入换热器23。物流19a的急骤膨胀减压，形成了一个温度为-142°F的急骤膨胀了的冷物流19b。在换热器23中它被加热並部分汽化，与此同时将从塔24分馏级上升来的蒸馏物流25冷却並使之部分冷凝。被加热后的物流19c的温度为-93°F，它从塔的中上部进料口入塔。通过与物流19b进行热交换，物流25被冷却至-107°F（为物流25a）。该部分冷凝了的物流25a被输送到其操作压力约为345Psia的分离器26。从分离器26出来的液流27被回流泵28送回到塔24的一个顶部进料位置（在中上进料口之上），它被作为塔的回流物流27a。从分离器26出来的蒸汽流29为冷的挥发性干气。
当所说蒸馏塔为一个分馏塔的下部时（此时称蒸馏段），换热器23可置于塔内，位于蒸馏段24之上，如图8所示。这样就可以省去分离器26和泵28，因为蒸馏物流可在塔内蒸馏段各分馏级之上同时进行冷却和分离。另外如图9所示，可用分凝器来代替换热器23，这样既可省去分离器和泵，同时因为它也有并流分馏级的功能，因此还可用以代替脱乙烷塔的上段那些分馏级。若分凝器是位于装置的同一水平面上（grade    level），那末它要后接一个汽-液分离器，再将分离器中收集的液体用泵送到蒸馏段的顶部。究竟是采用塔内换热器，还是用分凝器，这通常取决于工厂规模以及所需的换热面积。
现在再回到第二股气流20（它是蒸汽流15剩下的那部分），它在做功膨胀机18中膨胀减压至塔的操作压力，然后从塔24的一个中间进料口入塔。物流20的膨胀得到了温度为-86°F的膨胀后的低温物流20a。
从塔24底部得到的液体产品物流30温度为186°F，通过换热器32冷却至120°F（物流30a），再流入贮缸。冷干气流29流到换热器21中，被部分加热至-32°F（物流29a），该过程中将物流19冷却，使之基本冷凝。被部分加热的物流29a然后流经换热器13，并进一步受热升温至2°F，並将进料气流10b冷却。该进一步加热了的气流29b再在换热器11中被加热至117°F，並将进料气流10冷却。热干气流29c的压力约为330Psia，在由膨胀机18驱动的压缩机33中被部分地再压缩。该部分再压缩后的干气流29d的压力约为404Psia，在换热器34中被冷却至120°F（物流29e），再在由外部动力源驱动的压缩机35中被压缩到950Psia（为物流29f），然后在换热器36中冷却至120°F（为物流29g）出装置。
图4所示工艺过程的物流流量及能耗汇总于表4：
表4
（图4）
物流流量汇总-磅摩尔/小时：
物流    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+    总量
10    5297    441    194    122    6094
15    5161    396    146    56    5799
16    136    45    48    66    295
19    1497    115    42    16    1682
20    3664    281    104    40    4117
29    5297    435    1    0    5773
30    0    6    193    122    321
回收率＊
丙烷    99.68%
丁烷    100.00%
马力
干气压缩机    3164
冷冻压缩机    514
3678
＊（基于不四舍五入的流量）
对比表1-4的丙烷回收率，就可看到本发明的改进之处。在能耗相同时，本发明与图1-2的现有技术相比，本发明获得的丙烷回收率要多出5个百分点，比图3的现有技术也增加1.25个百分点以上。对于一个工厂的气体加工装置的正常运行期而言，丙烷回收率增加1%都是具有实际意义的经济效益的。
在相同动力消耗水平下，作为上面所述的、可以得到较高C3回收率的图4所示流程的另一种方案，也可调整图4工艺的操作条件，使它的丙烷回收率与图1或图2所示工艺的相同，此时明显降低了能耗。例如图4中的脱乙烷塔的操作压力可以增加到约385Psia。这将使脱乙烷塔内部和外部的温度都升高些。汽-液分离器14在-13°F的温度下操作，物流19中含有29%的分离器出口蒸汽流15，它流到换热器21中。从换热器21出来的物流19a温度为-96°F，並已基本冷凝，它通过膨胀阀22急骤膨胀减压至390Psia。此时经急骤膨胀了的物流19b的温度为-136°F。在进脱乙烷塔前，该物流在换热器23中被加热至-81°F，同时使蒸馏物流25冷却並部分冷凝。
由于蒸馏塔的操作压力较高，膨胀机18的出口物流20a及膨胀阀17的出口物流16a温度都较高，本例中它们分别为-81°F和-44°F。
冷干气流29离开汽-液分离器26时温度为-99°F，压力为380Psia。如上所述，该物流在被压缩前先经换热器21、13和11加热。由于干气流离开塔时的压力较高，因此干气被压缩时所需的能耗较低。从塔底流出的液体产品物流30的温度为197°F，经换热器32冷却至120°F（为物流30a）。
改变图4的工艺条件后的物流流量及能耗见表5。
表5
（改变图4的操作条件后）
物流流量汇总-磅摩尔/小时：
物流    甲烷    乙烷    丙烷    丁烷+    总量
10    5297    441    194    122    6094
15    5161    396    146    56    5798
16    136    45    48    66    296
19    1497    115    42    16    1681
20    3664    281    104    40    4117
29    5297    436    11    0    5783
30    0    5    183    122    311
回收率＊
丙烷    94.29%
丁烷    100.00%
马力
干气压缩机    2826
冷冻压缩机    500
3326
＊（基于不四舍五入的流量）
在相同的回收率的基础上来进行对比，本发明比图1和图2的现有技术节省能耗（马力）约10%。
图5进一步显示了本发明的优越性。该图表示图1-4各工艺流程排入干气中的乙烷量（即排到干气中的乙烷占原料气中乙烷的百分数，横座标）与丙烷回收率（纵座标）的相互关系。除对图中个别点有特殊说明外，图中其余各点都是基于前面作流程对比时所用的相同原料气组成和相同条件，且设备能耗取同一水准（约3678马力）。
图中曲线1对应图1流程，可以看到当乙烷排除率从99%降至50%时，丙烷回收率从94.3%增加到97.8%。曲线2对应图2流程，表明当乙烷排除量在相同范围内变化时，丙烷的回收率从94.3%增加到96.2%。曲线3对应图3的流程，它表明在此乙烷排除率范围内，丙烷的回收率从98.4%增加到99.4%。曲线4对应于本发明，它表明当乙烷排入干气的排除率为90%时，丙烷回收率差不多可达100%。因而，若降低乙烷排除率，有可能在维持丙烷回收率100%的同时，可降低能耗。当乙烷排除率为80%时，所需功率降至3392马力。当乙烷排除率为50%时，此值为3118马力，比其它三个流程降低了15%以上。
从图5可见，若在设计NGL回收厂时结合采用本发明的分流回流***，将具有相当大的操作灵活性，有利于适应市场对乙烷的需求变化。有可能在维持高丙烷回收率的同时，可以得到各种不同乙烷含量的干气。这将允许厂方在液体乙烷的价值改变时得到最大的操作效益（液体乙烷的售价低于乙烷作为干气组分时按BTU计的价值）。
与此同时，采用分流回流***的流程，也可在相对高的乙烷回收率的情况下操作。当降低塔底温度时，乙烷的回收率将增加，此时急骤膨胀了的物流19b（见图4）与脱乙烷塔顶馏出物流25（见图4）的温差就减小。由于该温差的减少，塔顶馏出物流的冷却和冷凝就会减少，从而急骤膨胀了的物流的加热就可减少，该物流进塔时的温度就会低些。本发明的工艺流程提供了一个在任意乙烷排除率（排到干气中）时都能达到最大丙烷回收率的手段。若希望获得最大的乙烷回收率，则应考虑采用在未决相关申请专利号    中公开的流程。
若进料气比前述原料气更富，可以采用体现本发明的流程如图10。冷凝物流16流经换热器40与从膨胀阀17来的冷物流39a进行热交换达到过冷。该过冷的液体分成两股。第一股为物流39，它流经膨胀阀17，在此急骤挥发膨胀，减压至蒸馏塔的压力。从膨胀阀17出来的冷物流39a流经换热器40用以过冷分离器14出来的液体。物流39b出换热器40，进入蒸馏塔24，作为蒸馏塔的中下部进料。第二股液流37仍处于高压状态，它可以：（1）与分离器14出来的部分蒸汽流19汇集或（2）与基本冷凝的物流19a混合，或（3）在膨胀阀38中膨胀，然后或从塔24的中上部进料口入塔，或与膨胀物流19b汇集。另外，物流37的一部分可以流经刚才所述图10通路中的任一条或全部。
按照本发明，进料气流的分流可采取多种方式，在图4的流程中，气流的分流是在经过冷却和与一切可能产生了的液体分离了之后进行的。然而气流的分流也可以在气体未经任何冷却之前进行，如图6所示;或在气体冷却之后、而在进行任何分离之前进行，这如图7所示。在一些具体场合，气流的分流有可能影响到分离器。换言之，图6和7流程中的换热器14在进料气较贫时将可以省去。适当时，图7所示的第二股物流15可在进料物流分流之后，但在它本身膨胀之前经过冷却。
应该认识到，分流后各股物流的相对流量取决于多种因素，其中包括原料气的压力和组成、从物料能经济地得到的热量、以及可能获得的能量（功率）。增加塔的上部进料，有可能提高回收率，但同时会减少膨胀机的能量回收，因而增加了再压缩时功率的消耗。增加塔下部进料，会减少功耗，但同时会减少产品回收。图中表示的第一（塔中    上部）、第二（塔中间）和第三（塔中    下部）进料位是在所述条件下工艺操作的推荐进料位置。然而这些塔中部进料口的相对位置是可以改变的，这取决于进料气的组成及其它因素，诸如所需的回收水平，以及进料气冷却时生成的液体量。再有，两股或更多股的进料物流、或它们中的部份可以合并，这取决于各股物流的相对温度和流量。该合并的物流由塔中间进料口入塔。这些物流可在膨胀和/或冷却之前或之后合并。例如，图7中的物流16的一部分或全部可与物流19合并，然后该合并后的物流在换热器21中冷却，再在阀22中膨胀。图4是推荐的用于所示组成和压力条件的具体方案。虽然图中表示了各物流膨胀所用的特定膨胀设备，但适当时也可换用其它膨胀方法。例如，有的情况下只用一小部分物流做膨胀功可能更为经济。
虽在上面描述了适用于本发明的推荐采用的一些具体方案，但本专业的技术人员应认识到，还可对上述实施例进行别的和进一步的改进，例如，可在不背离下述权利要求所限定的本发明的特征的前提下，使本发明适用于多种条件、多种原料或满足其它需求。
Figure 891033246_IMG1

Claims (28)

1、在一个气体分离过程中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成两大馏分，一个是挥发性干气馏分(含大部分所说甲烷和C2组分)，另一个是挥发性较低的馏分(含该大部分所说C3组分及更重组分)，在该工艺过程中
(a)所说气体在带压下被冷却，以形成一个冷物流；
(b)所说冷物流被膨胀减压，从而被进一步冷却；并且
(c)所说进一步冷却了的物流在该较低压力下分馏，由此将所说C3及更重的烃类的大部分回收到挥发性较低的馏份中；
对它所作的改进在于，所说气流被冷却到足以部分冷凝的程度；並且
(1)该部分冷凝了的气体被分离，从而得到一股气体物流和一股冷凝物流；
(2)然后所说气体物流被分成第一股和第二股气体物流；
(3)第一股气体物流被冷却至基本上冷凝下来，然后膨胀压至所说较低的压力；
(4)然后，膨胀冷却后的第一股物流被直接引入一个换热器，与从蒸馏塔分馏级上升的、温度较高的蒸馏物流进行热交换；
(5)该蒸馏物流被所说第一股物流冷却至足以部分冷凝，该部分冷凝了的蒸馏物流经分离，从而得到所说挥发性的干气和一个回流物流，所说回流物流被输送到所说蒸馏塔的上部进料位，由此入塔；
(6)被加热后的第一股物流被输送到所说塔的中间第一进料口，由此入塔；
(7)第二股气体物流被膨胀减压至所说较低的压力，再被输送到所说蒸馏塔的中间第二进料位，由此入塔；
(8)所说蒸馏物流被膨胀减压至所说较低的压力，再被输送到所说蒸馏塔的中间第三进料位，由此入塔；且
(9)所说各个进塔物料的温度要足以维持塔顶馏出物处于这样一个温度，它使所说C3组分及更重的烃类的大部分被回收在所说挥发性较低的馏分中。
2、依照权利要求1的改进，其中的蒸馏塔是一个分馏塔的下部（蒸馏段），且其中
（a）蒸馏物流被膨胀冷却后的第一股物流冷却，且
（b）冷却后的蒸馏物流被分离成挥发性的干气和回流物流
这两步发生在所说蒸馏段以上的塔段内，同时所说回流物流流到蒸馏塔的顶端分馏级上。
3、依照权利要求1的改进，其中回流物流是由一个泵输送到蒸馏塔中。
4、依照权利要求1的改进，其中，蒸馏物流被
（a）冷却至部分冷凝，且
（b）在一个分凝器中分离，以得到所说挥发性的干气和一个回流物流，且回流物流从分凝器流至蒸馏塔的顶端分馏级上。
5、在一个气体分离过程中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成一个挥发性干气馏分（含大部分所说甲烷和C2组分）和一个挥发性较低的馏分（含大部分所说C3组分及更重组分），在该工艺过程中
（a）所说气体在带压下被冷却，以形成一个冷却物流;
（b）所说冷却物流被膨胀减压，从而被进一步冷却;並且
（c）所说进一步冷却了的物流在该较低压力下分馏，由此，将所说C3组分及更重的组分的大部分回收到挥发性较低的馏份中;
对它的改进在于，所说气体在冷却之前被分成第一和第二股气体物流，且
（1）所说第一股气体物流被冷却至基本上冷凝下来，然后膨胀减压至所说较低的压力;
（2）所说第二股气体物流在带压下冷却，然后膨胀减压至所说较低的压力;
（3）然后，膨胀冷却后的第一股物流被引入换热器，与从蒸馏塔分馏级上升的温度较高的一个蒸馏物流进行热交换;
（4）该蒸馏物流被所说第一股物流冷却至足以部分冷凝，所说部分冷凝了的蒸馏物流经分离器，得到所说挥发性的干气和一个回流物流，所说回流物流被输送到所说蒸馏塔的一个上部进料位，由此入塔;
（5）被加热后的第一股物流被输送到所说蒸馏塔的中间第一进料位，由此入塔;
（6）膨胀冷却后的第二股物流被输送到所说蒸馏塔的中间第二进料位，由此入塔;
（7）所说各股进塔物流的温度要足以使塔顶馏出物保持在这样一个温度，它使所说C3组分及更重的烃类能大部分地回收到所说挥发性较低的馏份中。
6、按照权利要求5的改进，其中，蒸馏塔是分馏塔的下段（蒸馏段），且其中
（a）蒸馏物流被膨胀冷却后的第一股物流冷却，且
（b）冷却了的蒸馏物流被分离成挥发性的干气和回流物流
这两步发生在蒸馏段以上的塔段中，且所说回流物流流到蒸馏段的顶端分馏级上。
7、按照权利要求5的改进，其中，回流物流是由一个泵输送到蒸馏塔中。
8、按照权利要求5的改进，其中，蒸馏物流被
（a）冷却至部分冷凝，且
（b）在一个分凝器中被分离成所说挥发性的干气和一个回流物流，且其中，该回流物流从分凝器流到蒸馏塔的顶端分馏级上。
9、按照权利要求5的改进，其中，第二股物流在一个做功膨胀机中被膨胀至所说较低的压力，且其中
（a）在做功膨胀之前，所说第二股物流为一部分冷凝的物流;
（b）所说部分冷凝了的第二股物流被分离成一股气体物流和一股冷凝物流;
（c）所说气体物流在做功膨胀机中膨胀，然后被输送至所说蒸馏塔的中间第二进料位，由此入塔;且
（d）所说冷凝物流膨胀减压至所说较低的压力，并被输送到所说蒸馏塔的中间第三进料位，由此入塔。
10、在一个气体分离过程中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成一个挥发性的干气馏分（含大部分所说甲烷和C2组分）和一个挥发性较低的馏分（含大部分所说C3组分及更重的组分），该工艺过程中
（a）所说气体在带压下被冷却，以形成一个冷却物流;
（b）所说冷却物流被膨胀减压，从而被进一步冷却;並且
（c）所说进一步冷却了的物流在所说较低压力下分馏，由此将所说C3组分及更重的烃类的大部分回收到挥发性较低的馏份中;
在此所作的改进在于，冷却之后，所说冷却物流被分成第一和第二两股物流，且
（1）所说第一股物流被冷却至基本上冷凝下来，然后膨胀减压至所说较低的压力;
（2）所说第二股物流膨胀减压至所说较低的压力;
（3）膨胀冷却后的第一股物流被引到换热器，与从蒸馏塔分馏级上升来的温度较高的一个蒸馏物流进行热交换;
（4）该蒸馏物流被所说第一股物流冷却至足以部分冷凝，所说部分冷凝的蒸馏物流经分离，从而得到所说挥发性的干气和一个回流物流，所说回流物流被输送到所说蒸馏塔的一个上部进料位，由此入塔;
（5）被加热后的第一股物流被输送到所说塔的中间第一进料位，由此入塔;
（6）膨胀了的第二股物流被输送到所说蒸馏塔的中间第二进料位;並
（7）所说各股进塔物流的温度要足以使塔顶的馏出物保持在这样一个温度，它使所说C3组分及更重的烃类能大部分回收到所说挥发性较低的馏份中。
11、按照权利要求10的改进，其中，蒸馏塔是分馏塔的下段（蒸馏段），且其中
（a）蒸馏物流被膨胀冷却后的第一股物流冷却，且
（b）该冷却了的蒸馏物流被分离成挥发性的干气和回流物流
这两步发生在蒸馏段以上的塔段上，且所说回流物流流到蒸馏段的顶端分馏级上。
12、按照权利要求10的改进，其中，回流物流是由一个泵输送到蒸馏塔中的。
13、按照权利要求10的改进，其中，蒸馏物流被
（a）冷却至部分冷凝，且
（b）在一个分凝器中分离，以得到所说挥发性的干气和一个回流物流，且该回流物流从分凝器流至蒸馏塔的顶端分馏级上。
14、按照权利要求10的改进，其中，第二股物流在所说分流之后、但在膨胀减压至所说较低的压力之前被冷却。
15、按照权利要求10的改进，其中，第二股物流在做功膨胀机中被膨胀至所说较低的压力，且其中
（a）在做功膨胀之前，所说第二股物流为部分冷凝的物流;
（b）所说部分冷凝的第二股物流在那里被分离成一般气体物流和一股冷凝物流;
（c）所说气体物流在做功膨胀机中膨胀，然后被输送至所说蒸馏塔的中间第二进料位，由此入塔;且
（d）所说冷凝物流膨胀减压至所说较低的压力，并被输送到所说蒸馏塔的中间第三进料位，由此入塔。
16、按照权利要求1、5或10的改进，其中，所说各股进塔物流的温度要足以使塔顶的馏出物保持在这样一个温度，它使所说C2组分、C3组分及更重的烃类组分能大部分回收到所说挥发性较低的馏分中。
17、按照权利要求1、9或15所作的改进，其中，从所说第一股物流、所说第二股物流和所说冷凝物流中的两股物流中，至少各取一部分合并成一股合并物流，所说合并物流从所说塔的中间一个进料位入塔。
18、按照权利要求5或10的改进，其中，从所说第一股物流和所说第二股物流中至少各取一部分，合并形成一股合并物流，所说合并物流被输送到所说塔的一个中间进料位。
19、按照权利要求1、9或15的改进，其中
（a）所说冷凝物流被冷却並分成第一和第二两部分;
（b）所说第一部分物流膨胀减压至所说较低的压力，并从所说塔的一个中间进料位入塔;
（c）第二部分物流从所说塔的一个中下部进料位入塔。
20、按照权利要求19的改进，其中
（a）至少有所说第一部分物流中的一部分与所说第一股物流合并，形成一合并物流。所说合并物流与所说蒸馏物流换热，然后输送到所说塔的一个中间进料位，由此入塔;
（b）所说第一部分的剩余部分经膨胀减压至所说较低的压力，从所说塔的另一中间进料位入塔。
21、按照权利要求19的改进，其中，第二部分（物流）经膨胀后与所说冷凝物流进行换热，然后从所说塔的一个中下部进料位入塔。
22、按照权利要求19的改进，其中，所说第一部分经膨胀减压至所说较低的压力，且有所说膨胀后的第一部分物流中的至少一部分与所说膨胀冷却后的第一股物流合并，形成一个合并物流，所说合并物流再与所说蒸馏物流换热，然后从所说塔的一个中间进料位入塔。
23、在一个气体分离装置中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成一个挥发性的干气馏分（含大部分所说甲烷和C2组分）和一个挥发性较低的馏分（含大部分所说C3组分及更重的组分），在该装置中，
（a）接入一个第一冷却设备，以带压冷却所说气体，得到一个带压冷却物流;
（b）接入一个第一膨胀设备，以接受至少一部分所说带压冷却物流，并使之膨胀减压，从而使所说物流进一步冷却;
（c）一个蒸馏塔与所说第一膨胀设备相连接，以接受所说进一步冷却了的物流;
对所说装置的改进包括
（1）第一冷却设备适宜于将所说带压原料气进行充分的冷却，使之部分冷凝;
（2）第一分离设备与所说第一冷却设备相连接，以接受所说部分冷凝了的原料，并将其分离成一个气体物流和一个冷凝物流;
（3）分流设备与所说第一分离设备相联接，以接受所说气体物流並将它分成第一股和第二股物流;
（4）第二冷却设备与所说分流设备相连接，以接受所说第一股物流並将其充分冷却，使之基本冷凝;
（5）第二次膨胀设备与所说第二冷却设备相连接，以接受所说基本冷凝了的第一股物流，并使之膨胀到所说较低的压力;
（6）热交换设备与所说第二膨胀设备相连接，以接受所说膨胀后的第一股物流，并将其加热，所说热交换设备还与所说蒸馏塔在下两位置相连接（a）与塔中第一进料位置相连接，以将所说加热后的第一股物料输送到所说蒸馏塔（b）与某塔的某一位置相连接，以接受从蒸馏塔的分馏级上升的一股蒸馏物流，再将所说蒸馏物流冷却至使之部分冷凝;所说热交换设备还与第二分离设备相连接;
（7）所说第二分离设备与所说热交换设备相连接，以接受所说部分冷凝了的蒸馏物流，并将其分离成所说挥发性的干气馏分和一个回流物流，所说第二分离设备还与所说蒸馏塔相连接，以将所说回流物流从蒸馏塔的上部一个进料位输送入塔;
（8）第一膨胀设备与所说分流设备相连接，以接受所说第二股物流，并使之膨胀至所说较低的压力，所说第一膨胀设备还被连接到所说蒸馏塔，将所说膨胀后的物流从所说塔的中间第二进料位输送入塔;
（9）第三膨胀设备连接到所说第一分离设备，以接受从所说第一分离设备来的冷凝物流，并使之膨胀至所说较低的压力;所说第三膨胀设备还被连接到所说蒸馏塔，将所说冷凝物流从所说塔的中间第三进料位输送入塔;
（10）用于调节所说第一股物流、所说第二股物流、所说回流物流和所说冷凝物流的温度的控制设备，以维持一定的塔顶馏出物的温度，使之能将所说C3组分及更重组分的大部分回收到挥发性较低的馏分中。
24、在一个气体分离装置中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成一个挥发性的干气馏分（含大部分所说甲烷和C2组分）和一个挥发性较低的馏分（含大部分所说C3组分及更重的组分），在该装置中
（a）接入第一冷却装置，以将所说气体物流在压力下冷却，以提供冷却的带压物流;
（b）接入第一膨胀设备，以接受至少一部分带压的冷却物流，并使之膨胀减压，从而所说物流被进一步冷却;
（c）一个蒸馏塔与所说膨胀设备相连结，以接受所说进一步冷却了的物流;
对所说装置的改进包括：
（1）在所说第一冷却设备之前有分流设备，以将所说原料气分成第一股气流和第二股气流;
（2）第二冷却设备被连接到所说分流设备，以接受所说第一股物流，並将其充分冷却，使之基本冷凝;
（3）第二膨胀设备被连接到所说第二冷却设备，以接受所说基本冷凝了的第一股物流，并使之膨胀到所说较低的压力;
（4）热交换设备被连接到所说第二膨胀设备，以接受所说膨胀后的第一股物流，并将其加热，所说换热设备还被连接到所说蒸馏塔，以便（a）将所说加热后的第一般物料输送到所说蒸馏塔的中间第一进料位;（b）从某一位置接受从蒸馏塔的分馏级上升的蒸馏物流，且在所说热交换设备中将所说蒸馏物流冷却並使之部分冷凝;所说热交换设备还被连接到分离设备上;
（5）所说分离设备被连接到所说热交换设备上，以接受所说部分冷凝了的蒸馏物流，并将其分离成所说干气馏分和一个回流物流，所说分离设备还被连接到所说蒸馏塔，并将所说回流物流从蒸馏塔的一个上部进料位输送入塔;
（6）所说第一冷却设备被连接到所说分流设备，以接受所说第二股物流，並将其冷却;
（7）所说第一膨胀设备被连接到所说第一冷却设备，以接受所说冷却了的第二股物流，并使之膨胀並进一步冷却;所说第一膨胀设备还连接到所说蒸馏塔，将所说第二股物流从塔的中间第二进料位输送入塔;
（8）便于调节所说第一股物流、所说第二股物流和所说回流物流的温度的控制设备，以维持一定的塔顶馏出物温度，使之能将所说C3组分及更重组分的大部分回收到挥发性较低的馏分中。
25、在一个气体分离装置中，含甲烷、C2组分、C3组分及更重烃类组分的气体被分离成一个挥发性的干气馏分（含大部分所说甲烷和C2组分）和一个挥发性较低的馏分（含大部分所说C3组分及更重的组分），在该装置中
（a）接入第一冷却设备，以将所说气体在压力下冷却，以提供冷却的带压物流;
（b）接入第一膨胀设备，以接受至少一部分所说带压冷却物流，并使之膨胀减压，从而使所说物流进一步冷却;
（c）一个蒸馏塔与所说膨胀设备相连接，以接受所说进一步冷却了的物流;
对该装置的改进包括
（1）在所说第一冷却设备之后有分流设备，以将所说冷却物流分成第一股物流和第二股物流;
（2）第二冷却设备被连接到所说分流设备，以接受所说第一股物流，并将其进行充分冷却，使之基本冷凝;
（3）第二膨胀设备被连接到所说第二冷却设备，以接受所说基本冷凝了的第一股物流，并使之膨胀到所说较低的压力;
（4）热交换设备被连接到所说第二膨胀设备，以接受所说膨胀后的第一股物流，并将其加热，所说热交换设备还被连接到所说蒸馏塔，以便（a）将所说加热后的第一股物流输送到所说蒸馏塔的中间第一进料位;（b）在塔的某一个位置接受从蒸馏塔的分馏级上升的蒸馏物流，在所说热交换设备中所说蒸馏物流被冷却並发生部分冷凝;所说热交换设备还被连接到分离设备;
（5）所说分离设备被连接到所说热交换设备，以接受所说部分冷凝了的蒸馏物流，并将其分离成所说挥发性的干气馏分和一个回流物流，所说分离设备还被连接到所说蒸馏塔，以将所说回流物流从蒸馏塔的一个上部进料位输送入塔;
（6）所说第一膨胀设备被连接到所说分流设备，以接受所说第二股物流，并使之膨胀冷却;所说第一膨胀设备还被连接到所说蒸馏塔，将所说第二股物流从所说塔的中间第二进料位输送入塔;
（7）便于调节所说第一股物流、第二股物流和所说回流物流的温度的控制设备，以维持一定的塔顶馏出物温度，使之能将所说C3组分及更重组分的大部分回收到挥发性较低的馏分中。
26、按照权利要求23、24或25的改进，其中，蒸馏塔是分馏塔的下段（蒸馏段），蒸馏物流被冷却，且该冷却后的蒸馏物流在蒸馏段上方的塔段中被分离。
27、按照权利要求23、24或25的改进，其中一个分凝器被连接到所说第二膨胀设备，以接受所说膨胀后的第一股物流，并将所说膨胀后的第一股物流加热，所说分凝器还被连接到所说蒸馏塔，
以便（a）将所说加热后的第一股物流从所说蒸馏塔的一个上部进料位输送入塔;（b）与塔的某一位置连接，以
（ⅰ）接受从蒸馏塔的分馏级上升的一个蒸馏物流，在那里所说膨胀后的第一股物流将所说蒸馏物流冷却並使之部分冷凝，同时所说膨胀后的第一股物流被加热，借此所说部分冷凝的蒸馏物流被分离成所说挥发性的干气和所说回流物流;
（ⅱ）将从分凝器中得到的回流物流从蒸馏塔的顶端分馏级输送入塔。
28、按照权利要求23、24或25的改进，其中，所说装置包括便于调节所说这些进塔物流的温度的控制设备，以维持一定的塔顶馏出物温度，使之能将所说C2组分、C3组分及更重组分的大部分回收到挥发性较低的馏份中。
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