用于等壓開放式制冷lpg回收的分流式進料添加的制作方法
【專利摘要】本文公開了一種用于從進料氣體物流回收天然氣液的方法，所述方法包括：形成所述進料氣體物流的第一部分和所述進料氣體物流的第二部分，其中所述第一部分與所述第二部分的質(zhì)量比是在95∶5至5∶95的范圍內(nèi)，將所述第一部分在熱交換器中冷卻并使所述第一部分至少部分冷凝，并且將所述第二部分和所述冷卻的且至少部分冷凝的第一部分進料到蒸餾塔，其中較輕組分作為塔頂蒸氣物流從所述蒸餾塔去除，而較重組分在塔底餾出物中作為產(chǎn)物物流從所述蒸餾塔去除，并且其中所述第二部分在比所述第一部分低一個或多個氣?液平衡級的某一點處進料到所述蒸餾塔中，從而允許在所述塔內(nèi)在所述冷卻的第二部分的液體與所述第二部分的蒸氣之間進行質(zhì)量傳遞交換。還公開了一種對應(yīng)的設(shè)備。
【專利說明】用于等壓開放式制冷LPG回收的分流式進料添加
[0001] 相關(guān)申請
[0002] 本申請要求2013年10月9日提交的美國臨時申請?zhí)?1 /888，901的優(yōu)先權(quán)。
[0003] 領(lǐng)域
[0004] 本文描述的實施方案涉及用于從包含烴的氣體進料物流中回收天然氣液，并且具 體地說涉及從氣體進料物流中回收丙烷和乙烷的改進方法。
[0005] 背景
[0006] 天然氣包含各種烴，包括甲烷、乙烷和丙烷。天然氣通常具有甲烷和乙烷的主體部 分，即甲烷和乙烷合起來通常共占天然氣的至少50摩爾％。天然氣也包含相對少量的較重 烴，諸如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氫氣、氮氣、二氧化碳和其他氣體。除了天然氣之外，含烴 的其他氣體物流也可以包含較輕烴和較重?zé)N的混合物。例如，在精煉工藝中形成的氣體物 流可以包含待分離的烴的混合物。這些烴的分離和回收可以提供有價值的產(chǎn)物，所述產(chǎn)物 可以直接使用或用作其他工藝的原料。這些烴通常作為天然氣液(NGL)回收。
[0007] 本文描述的實施方案主要涉及包含烴的氣體物流中的C3+組分的回收，并且具體 地說是從這些氣體物流中回收丙烷。根據(jù)下文描述的方法有待處理的典型的天然氣進料通 ?？梢园越颇柊俜直扔嫷?2.12%甲烷、3.96%乙烷和其他C2組分、1.05%丙烷和 其他C 3組分、0.15 %異丁烷、0.21 %正丁烷、0.11 %戊烷或較重?zé)N以及主要由氮氣和二氧化 碳組成的余量。煉油廠氣物流可以包含較少量的甲烷和較大量的較重?zé)N。
[0008] 從氣體進料物流中回收天然氣液已使用多種方法進行，諸如氣體的冷卻和制冷、 油吸收、制冷的油吸收，或通過使用多個蒸餾塔。最近，利用焦耳-湯姆遜(Joule-Thompson) 閥或透平式膨脹器的低溫膨脹法已成為從天然氣中回收NGL的優(yōu)選方法。
[0009] 在典型的低溫膨脹回收方法中，承壓的進料氣體物流通過與過程中其他物流和/ 或外部制冷源諸如丙烷壓縮-制冷系統(tǒng)等進行熱交換來冷卻。隨著氣體的冷卻，液體可以作 為包含所需組分的高壓液體在一個或多個分離器中冷凝并收集。
[0010] 高壓液體可以膨脹為較低壓力并且被分餾。包含液體和蒸氣的混合物的膨脹物流 在蒸餾塔中進行分餾。在蒸餾塔中，揮發(fā)性氣體和較輕烴作為塔頂蒸氣去除，而較重?zé)N組分 作為塔底餾出物中的液體產(chǎn)物排出。
[0011] 進料氣體通常不全部冷凝，并且部分冷凝所剩下的蒸氣可以穿過焦耳-湯姆遜閥 或透平式膨脹器而達到較低壓力，在此較低壓力下，另外的液體因物流的進一步冷卻而冷 凝。膨脹物流作為進料物流供應(yīng)到蒸餾塔。
[0012] 在冷卻后但在膨脹前，通常為部分冷凝的進料氣體的一部分的回流物流被提供到 蒸餾塔。多種方法已將其他來源用于回流，諸如在壓力下供應(yīng)的殘留氣體的再循環(huán)物流。
[0013] 雖然已經(jīng)嘗試對上文描述的一般低溫方法作出各種改進，但是這些改進仍繼續(xù)使 用透平式膨脹器或焦耳-湯姆遜閥來將進料物流膨脹到蒸餾塔中。希望具有一種用于NGL從 天然氣進料物流中的增強的回收的改進方法。
[0014] 概述
[0015]本文描述的實施方案涉及用于從進料氣體物流回收NGL的改進方法。所述方法利 用開放式循環(huán)混合制冷方法來實現(xiàn)對高水平NGL回收而言必要的低溫。單個蒸餾塔用于將 較重?zé)N與較輕組分諸如銷售氣體分離。來自蒸餾塔的塔頂餾出物物流被冷卻以使塔頂餾出 物物流部分地液化。部分液化的塔頂餾出物物流被分離為蒸氣物流，所述蒸氣物流包含較 輕烴諸如銷售氣體，以及用作混合制冷劑的液體組分?；旌现评鋭┨峁┻^程冷卻并且混合 制冷劑的一部分用作回流物流以使蒸餾塔富集關(guān)鍵組分。在蒸餾塔中富集氣體的情況下， 蒸餾塔的塔頂餾出物物流在較暖的溫度下冷凝，并且所述蒸餾塔在比典型用于NGL的高回 收更暖和的溫度下運行。所述方法在處于焦耳-湯姆遜閥或基于透平式膨脹器的設(shè)備中時 不使氣體膨脹的情況下以及在僅具有單個蒸餾塔的情況下實現(xiàn)所需NGL組分的高回收。
[0016] 在一個實施方案中，C3+烴以及尤其是丙烷被回收。溫度和壓力根據(jù)需要來維持以 基于進入進料物流的組成來實現(xiàn)所需的C 3+烴的回收。在所述方法的這個實施方案中，進料 氣體進入主熱交換器并且被冷卻。冷卻的進料氣體被進料到蒸餾塔，所述蒸餾塔在這個實 施方案中用作脫乙烷塔。進料物流的冷卻主要可以通過熱制冷劑諸如丙烷來提供。來自蒸 餾塔的塔頂餾出物物流進入主熱交換器并且被冷卻至以下溫度:所述溫度是產(chǎn)生混合制冷 劑并從所述系統(tǒng)提供所需的NGL回收所要求的。
[0017] 來自蒸餾塔的冷卻的塔頂餾出物物流與來自回流罐的塔頂餾出物物流組合并且 在蒸餾塔塔頂罐中進行分離。來自蒸餾塔塔頂罐的塔頂蒸氣是銷售氣體（即，甲烷、乙烷和 惰性氣體），并且液體塔底餾出物是混合制冷劑?；旌现评鋭┡c進料氣體相比較富集(： 2組分 和較輕組分。銷售氣體通過主熱交換器進料，在所述主熱交換器中所述銷售氣體變暖?；旌?制冷劑的溫度降低為以下溫度:所述溫度是足夠冷的以促進主熱交換器中的必要的熱傳 遞。制冷劑的溫度通過在控制閥上減小制冷劑壓力來降低。混合制冷劑被進料到主熱交換 器，在其中所述混合制冷劑在穿過主熱交換器時發(fā)生蒸發(fā)和過熱。
[0018] 在穿過主熱交換器之后，混合制冷劑被壓縮。優(yōu)選地，壓縮器輸出壓力大于蒸餾塔 壓力，因此回流栗是不必要的。壓縮氣體穿過主熱交換器，在其中所述壓縮氣體被部分冷 凝。部分冷凝的混合制冷劑被輸送到回流罐。來自回流罐的塔底液體用作蒸餾塔的回流物 流。來自回流罐的蒸氣與離開主熱交換器的蒸餾塔塔頂餾出物物流組合，并且組合物流被 輸送到蒸餾塔塔頂罐。在這個實施方案中，所述方法可以從進料氣體實現(xiàn)超過99 %的丙烷 的回收。
[0019] 在所述方法的另一個實施方案中，進料氣體如上所述進行處理，并且混合制冷劑 的一部分在壓縮和冷卻之后從所述設(shè)備去除。從所述設(shè)備去除的混合制冷劑的所述部分被 進料到(： 2回收裝置以回收混合制冷劑中的乙烷?；旌现评鋭┪锪髟诖┻^主熱交換器并被壓 縮和冷卻之后的一部分的去除對所述過程產(chǎn)生最小程度的影響，前提是足夠的&組分保留 在系統(tǒng)中以提供所要求的制冷。在一些實施方案中，針對C 2回收，可以去除多達95 %的混合 制冷劑物流?？梢詫⑷コ奈锪饔米饕蚁┝呀庋b置中的進料物流。
[0020] 在所述方法的另一個實施方案中，吸收塔用于分離蒸餾塔塔頂餾出物物流。來自 吸收器的塔頂餾出物物流是銷售氣體，并且塔底餾出物是混合制冷劑。
[0021] 在又另一個實施方案中，僅使用一個分離罐。在這個實施方案中，壓縮的、冷卻的 混合制冷劑作為回流物流返回到蒸餾塔。
[0022] 上文描述的方法可以被修改來以所需的任何方式實現(xiàn)烴的分離。例如，所述設(shè)備 可以被操作來使得蒸餾塔將C4+烴(主要是丁烷)與C 3和較輕烴分離。在另一個實施方案中， 所述設(shè)備可以被操作來回收乙烷和丙烷兩者。在這個實施方案中，蒸餾塔用作脫甲烷塔，并 且設(shè)備壓力和溫度相應(yīng)地進行調(diào)整。在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底餾出物主要包 含c2+組分，而塔頂餾出物物流主要包含甲烷和惰性氣體。在這個實施方案中，可以獲得進 料氣體中多達55 %的C2+組分的回收。
[0023] 所述方法的優(yōu)點是蒸餾塔的回流富集例如乙烷，由此減少蒸餾塔中丙烷的損失。 回流還增加蒸餾塔中的較輕烴諸如乙烷的摩爾分?jǐn)?shù)，從而使得能夠更容易地將塔頂餾出物 物流冷凝。這個過程兩次使用蒸餾塔的塔頂餾出物中冷凝的液體，一次作為低溫制冷劑，并 且第二次作為蒸餾塔的回流物流。基于下文提供的優(yōu)選實施方案的詳細描述，本文描述的 方法的其他優(yōu)點對于本領(lǐng)域的技術(shù)人員而言將是顯而易見的。
[0024] 在又另一個實施方案中，提供了一種用于從進料氣體物流回收天然氣液的方法， 所述方法包括:形成進料氣體物流的第一部分和進料氣體物流的第二部分，其中第一部分 與第二部分的質(zhì)量比是在95:5至5:95的范圍內(nèi)；將第一部分在熱交換器中冷卻并使第一部 分至少部分冷凝；以及將第二部分和冷卻的且至少部分冷凝的第一部分進料到蒸餾塔，其 中較輕組分作為塔頂蒸氣物流從蒸餾塔去除，而較重組分在塔底餾出物中作為產(chǎn)物物流從 蒸餾塔去除，并且其中第二部分在比第一部分低一個或多個氣-液平衡級的某一點處進料 到蒸餾塔中，從而允許在所述塔內(nèi)在冷卻的第一部分的液體與第二部分的蒸氣之間進行質(zhì) 量傳遞交換。所述方法還包括:將蒸餾塔塔頂餾出物物流進料到熱交換器并且將蒸餾塔塔 頂餾出物物流冷卻以使蒸餾塔塔頂餾出物物流至少部分液化;將至少部分液化的蒸餾塔塔 頂餾出物物流進料到第一分離器;在第一分離器中將蒸氣與液體分離以產(chǎn)生包含銷售氣體 的塔頂蒸氣物流以及包含混合制冷劑的塔底餾出物物流;將混合制冷劑物流進料到熱交換 器以提供冷卻，其中混合制冷劑物流在穿過熱交換器時發(fā)生蒸發(fā);壓縮蒸發(fā)的混合制冷劑 物流并使所述壓縮的混合制冷劑物流穿過熱交換器；以及將壓縮的混合制冷劑物流的至少 一部分作為回流物流進料到蒸餾塔。在實施方案中，與其中進料物流未被分流且整個進料 物流穿過用于冷卻的熱交換器的方法的能量輸入相比，能量輸入低約5%_30%或低約 10%-20%。能量輸入的減少帶來操作成本的顯著節(jié)省。
[0025]在另外的實施方案中，提供了一種用于從進料氣體物流分離天然氣液的設(shè)備，所 述設(shè)備包括:主要進料氣體管線，所述主要進料氣體管線被配置來傳遞進料氣體物流;熱交 換器，所述熱交換器可操作來提供對于以下操作而言必要的加熱和冷卻:通過進料氣體物 流與一個或多個過程物流之間的熱交換接觸（由此形成冷卻的進料氣體物流)而從進料氣 體物流分離天然氣液；以及蒸餾塔，所述蒸餾塔被配置來接收進料氣體物流并且將所述進 料氣體物流分離為包含進料氣體物流中的大量較輕烴組分的蒸餾塔塔頂餾出物物流，以及 包含大量較重?zé)N組分的蒸餾塔塔底餾出物物流。設(shè)備還包括第一分離器，所述第一分離器 被配置來接收蒸餾塔塔頂餾出物物流并且將蒸餾塔塔頂餾出物物流分離為塔頂銷售氣體 物流以及包含混合制冷劑的塔底餾出物物流，所述混合制冷劑被配置來在熱交換器中提供 過程冷卻;壓縮器，所述壓縮器被配置來在混合制冷劑物流已在熱交換器中提供過程冷卻 之后壓縮所述混合制冷劑物流；以及進料氣體支路管線，所述進料氣體支路管線被配置來 在進料氣體物流被傳送到熱交換器之前去除所述進料氣體物流的一部分，其中進料氣體支 路管線在比來自熱交換器的冷卻的進料氣體物流流體連接所處的點低一個或多個氣-液平 衡級的某一點處流體連接到蒸餾塔，從而允許在所述塔內(nèi)在來自熱交換器的冷卻的進料氣 體物流的液體與支路進料氣體物流的蒸氣之間進行質(zhì)量傳遞交換。
【附圖說明】
[0026] 圖1是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將混合制冷劑物流壓 縮和返回到回流分離器。
[0027] 圖2是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將壓縮的混合制冷劑 物流的一部分從設(shè)備去除以用于乙烷回收。
[0028] 圖3是用于進行以下實施方案的設(shè)備的示意圖，其中吸收器用于分離蒸餾塔頂餾 出物物流。
[0029] 圖4是用于進行以下實施方案的設(shè)備的示意圖，其中僅使用一個分離罐。
[0030] 圖5是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將蒸餾塔的進料物流 分流并且進料到所述塔的不同位置，并且將混合制冷劑壓縮和返回到回流分離器。
[0031] 圖6是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將蒸餾塔的進料物流 分流并且進料到所述塔的不同位置，并且將壓縮的混合制冷劑物流的一部分從設(shè)備去除以 用于乙烷回收。
[0032] 圖7是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將蒸餾塔的進料物流 分流并且進料到所述塔的不同位置，并且將吸收器用于分離蒸餾塔塔頂餾出物物流。
[0033]圖8是用于進行以下方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將蒸餾塔的進料物流 分流并且進料到所述塔的不同位置，并且僅使用一個分離罐。
[0034]圖9是用于進行以下另一種方法的實施方案的設(shè)備的示意圖，其中將蒸餾塔的進 料物流分流并且進料到所述塔的不同位置。
【具體實施方式】
[0035] 本文描述的實施方案涉及用于從包含烴的氣體進料物流中回收天然氣液(NGL)， 諸如從石油加工中回收天然氣或氣體物流的改進方法。在實施方案中，所述方法在近似恒 定的壓力下進行，而不會在整個設(shè)備中有意降低氣體壓力。所述方法使用單個蒸餾塔以將 較輕烴與較重?zé)N分離。開放式循環(huán)混合制冷劑提供過程冷卻以實現(xiàn)NGL氣體的高回收所要 求的溫度?；旌现评鋭┌M料氣體中的較輕烴和較重?zé)N的混合物，并且與進料氣體相比 較通常富集較輕烴。
[0036] 開放式循環(huán)混合制冷劑還用于向蒸餾塔提供富集的回流物流，這允許蒸餾塔在較 高溫度下操作并且增強NGL的回收。來自蒸餾塔的塔頂餾出物物流被冷卻以使塔頂餾出物 物流部分地液化。部分液化的塔頂餾出物物流被分離為蒸氣物流，所述蒸氣物流包含較輕 烴諸如銷售氣體，以及用作混合制冷劑的液體組分。
[0037] 在實施方案中，所述方法可以用于獲得混合進料氣體物流中的烴的所需分離。在 一個實施方案中，本申請的方法可以用于獲得高水平的丙烷回收。在進料的情況下，多達 99%或更多的丙烷的回收可以在所述方法中回收。所述方法還可以某種方式操作以回收大 量乙烷和丙烷或排除大部分乙烷和銷售氣體?；蛘?，所述方法可以被操作來回收進料物流 中高百分比的C 4+組分，并且排出C3組分和較輕組分。
[0038] 在實施方案中，能量使用的顯著減少可以使用本文描述的分流進料配置來獲得。 在實施方案中，與其中未使用分流進料的系統(tǒng)相比較，壓縮器負荷可以減少至少5%、或至 少10%、或5%-20%。在實施方案中，與其中不存在分流進料的系統(tǒng)相比較，再沸器負荷可 以減少至少10%、或至少20%、或至少30%。在實施方案中，還可以減小蒸餾塔的尺寸，從而 使資本成本降低。在實施方案中，進料物流的第一部分(在進料到蒸餾塔之前進行冷卻和部 分冷凝)與進料物流的第二部分(未進行冷卻和部分冷凝)的質(zhì)量比是在95:5至5:95的范圍 內(nèi)、或95:5至65:35的范圍內(nèi)、或95:5至70:30的范圍內(nèi)。
[0039] 圖1中示意性地示出了用于進行一些實施方案的設(shè)備。應(yīng)理解，設(shè)備的操作參數(shù)諸 如各種物流的溫度、壓力、流速以及組成被確立來實現(xiàn)NGL的所需分離和回收。所要求的操 作參數(shù)還取決于進料氣體的組成。所要求的操作參數(shù)可以由本領(lǐng)域的技術(shù)人員使用包括例 如計算機模擬的已知技術(shù)來容易地確定。因此，下文提供的各種操作參數(shù)的描述和范圍意 圖提供特定實施方案的描述，并且它們不意圖以任何方式限制本公開的范圍。
[0040] 進料氣體通過管線（12)進料到主熱交換器（10)。進料氣體可以是天然氣、煉油廠 氣或要求分離的其他氣體物流。在進料到設(shè)備中之前通常將進料氣體過濾和脫水，以防止 在NGL裝置中凍結(jié)。進料氣體通常在約110°F與130°F之間的溫度下以及在約lOOpsia與 450psia之間的壓力下進料到主熱交換器。進料氣體通過與較冷的過程物流和制冷劑進行 熱交換接觸而在主熱交換器(10)中冷卻并部分液化，所述過程物流和制冷劑可以提供對所 述過程而言必要的額外冷卻所需的量通過管線（15)進料到主熱交換器。熱制冷劑諸如丙烷 可以用于提供對于進料氣體而言必要的冷卻。進料氣體在主熱交換器中冷卻至約〇°?與_ 40° F之間的溫度。
[0041] 冷進料氣體（12)離開主熱交換器（10)，并且通過進料管線（13)進入蒸餾塔(20)。 蒸餾塔在略低于進料氣體壓力的壓力下操作，通常在比進料氣體壓力小約5psi到lOpsi的 壓力下操作。在蒸餾塔中，較重?zé)N例如像丙烷和其他C 3+組分與較輕烴諸如乙烷、甲烷和其 他氣體分離。較重?zé)N組分通過管線（16)在液體塔底餾出物中從蒸餾塔離開，而較輕組分通 過蒸氣塔頂管線（14)離開。優(yōu)選地，塔底餾出物物流（16)在約150°F與300°F之間的溫度下 離開蒸餾塔，而塔頂餾出物物流(14)在約-10° F與-80° F之間的溫度下離開蒸餾塔。
[0042] 來自蒸餾塔的塔底餾出物物流（16)被分流成為產(chǎn)物物流（18)和送往再沸器(30) 的接收熱輸入(Q)的再循環(huán)物流(22)。任選地，產(chǎn)物物流(18)可以在冷卻器中冷卻至約60°F 與130° F之間的溫度。產(chǎn)物物流（18)高度富集進料氣體物流中的較重?zé)N。在圖1中所示的實 施方案中，產(chǎn)物物流可以高度富集丙烷和較重組分，并且乙烷和較輕氣體如下所述作為銷 售氣體去除。或者，設(shè)備可以被操作來使得產(chǎn)物物流高度富集C 4+烴，并且丙烷和銷售氣體 中的乙烷一同被去除。再循環(huán)物流(22)在再沸器(30)中進行加熱以向蒸餾塔供熱?？梢允?用常用于蒸餾塔的任何類型的再沸器。
[0043] 蒸餾塔塔頂餾出物物流（14)穿過主熱交換器（10 )，在此處，所述蒸餾塔塔頂餾出 物物流通過與過程氣體進行熱交換接觸來冷卻以使物流部分液化。蒸餾塔塔頂餾出物物流 通過管線（19)離開主熱交換器，并且如下所述充分冷卻以產(chǎn)生混合制冷劑。優(yōu)選地，蒸餾塔 塔頂餾出物物流在主熱交換器中冷卻至約-30° F與-130° F之間。
[0044] 在圖1所示的方法的實施方案中，冷卻的且部分液化的物流（19)與來自回流分離 器(40)的塔頂餾出物物流(28)組合在混合器（100)中，并且之后通過管線（32)進料到蒸餾 塔塔頂分離器(60)?；蛘?，物流（19)可以在不與來自回流分離器(40)的塔頂餾出物物流 (28)組合的情況下進料到蒸餾塔塔頂分離器(60)。塔頂餾出物物流(28)可以直接進料到蒸 餾塔塔頂分離器，或在所述方法的其他實施方案中，來自回流分離器(40)的塔頂餾出物物 流(28)可以與銷售氣體(42)組合。任選地，來自回流分離器(40)的塔頂餾出物物流可以在 通過管線(28a)進料來與蒸餾塔塔頂餾出物物流（19)混合之前穿過控制閥（75)進料。取決 于所使用的進料氣體和其他工藝參數(shù)，控制閥（75)可以用于保持乙烷壓縮器（80)上的壓 力，這可以便于對這一物流的冷凝，并且提供壓力以將液體轉(zhuǎn)移到蒸餾塔的頂部?；蛘撸?流栗可以用于提供必要的壓力以將液體轉(zhuǎn)移到塔的頂部。
[0045] 在圖1中所示的實施方案中，組合的蒸餾塔塔頂餾出物物流和回流罐罐頂餾出物 物流(32)在蒸餾塔塔頂分離器(60)中分離為塔頂餾出物物流(42)和塔底餾出物物流(34)。 來自蒸餾塔塔頂分離器(60)的塔頂餾出物物流(42)包含產(chǎn)物銷售氣體(例如，甲烷、乙烷和 較輕組分）。來自蒸餾塔塔頂分離器的塔底餾出物物流(34)是用于主熱交換器（10)中的冷 卻的液體混合制冷劑。
[0046] 銷售氣體通過管線(42)流過主熱交換器（10)并且變暖。在典型的設(shè)備中，銷售氣 體在約-40°F與-120°F之間的溫度下以及在約85psia與435psia之間的壓力下離開脫乙烷 塔塔頂分離器，并且在約l〇〇°F與120°F之間的溫度下離開主熱交換器。銷售氣體通過管線 (43)傳送以供后續(xù)處理。
[0047] 混合制冷劑流過蒸餾塔塔頂分離器塔底餾出物管線(34)。混合制冷劑的溫度可以 通過在控制閥(65)上減小制冷劑的壓力來降低。混合制冷劑的溫度降低至足夠冷的以在主 熱交換器（10)中提供必要的冷卻的溫度?；旌现评鋭┩ㄟ^管線(35)進料到主熱交換器。進 入主熱交換器的混合制冷劑的溫度通常是在約_60°F至-175°F之間。在控制閥（65)用于降 低混合制冷劑的溫度的情況下，溫度通常降低約20°F到50°F，并且壓力降低約90psi到 250psi?；旌现评鋭┰诖┻^主熱交換器（10)并且通過管線(35a)離開時發(fā)生蒸發(fā)和過熱。離 開主熱交換器的混合制冷劑的溫度是在約80° F與100° F之間。
[0048]在離開主熱交換器之后，混合制冷劑被進料到乙烷壓縮器(80)。在約230°F至350° F之間的溫度下，混合制冷劑被壓縮為比蒸餾塔的操作壓力大約15psi到25psi的壓力。通過 將混合制冷劑壓縮為大于蒸餾塔壓力的壓力，就不再需要回流栗。壓縮的混合制冷劑通過 管線（36)流到冷卻器(90 )，在其中所述混合制冷劑被冷卻至約70° F與130° F之間的溫度。任 選地，可以省略冷卻器（90)，并且壓縮的混合制冷劑可以如下所述直接流到主熱交換器 (10)。壓縮的混合制冷劑之后通過管線（38)流過主熱交換器（10)，在其中所述混合制冷劑 被進一步冷卻并且部分液化。混合制冷劑在主熱交換器中冷卻至約15°F至-70°F之間的溫 度。部分液化的混合制冷劑通過管線(39)引入到回流分離器(40)。如前文在圖1的實施方案 中所描述，來自回流分離器(40)的塔頂餾出物(28)與來自蒸餾塔的塔頂餾出物（14)組合， 并且組合物流(32)被進料到蒸餾塔塔頂分離器。來自回流分離器(40)的液體塔底餾出物 (26)作為回流物流(26)往回進料到蒸餾塔?？刂崎y（75,85)可以用于保持壓縮器上的壓力 以促進冷凝。
[0049] 用作回流的開放式循環(huán)混合制冷劑使蒸餾塔富集氣相組分。在蒸餾塔中富集氣體 的情況下，所述塔的塔頂餾出物物流在較暖的溫度下冷凝，并且蒸餾塔在比NGL的高回收通 常要求更暖和的溫度下運行。
[0050] 蒸餾塔的回流還減少了所述塔中較重?zé)N的損失。例如，在用于回收丙烷的方法中， 回流增加了蒸餾塔中乙烷的摩爾百分比，這使得能夠更容易地將塔頂餾出物物流冷凝。所 述過程兩次使用蒸餾塔的塔頂罐中冷凝的液體，一次作為低溫制冷劑，并且第二次作為蒸 餾塔的回流物流。
[0051]在圖2所示的另一個實施方案中（其中相似的數(shù)字指示相似的部件以及上文描述 的流動物流），所述方法用于將丙烷和其他C3+烴與乙烷和輕組分分離。在混合制冷劑壓縮 器(80)和混合制冷劑冷卻器后側(cè)在管線（38)中提供三通（110)，以將混合制冷劑分流成為 回流管線(45)和乙烷回收管線(47)。回流管線(45)如上所述使混合制冷劑的一部分通過主 熱交換器(10)而返回到過程中。乙烷回收管線(47)將混合制冷劑的一部分供應(yīng)到單獨的乙 烷回收裝置以用于乙烷回收?；旌现评鋭┪锪鞯囊徊糠值娜コ龑λ鲞^程產(chǎn)生最小程度的 影響，前提是足夠的(： 2組分保留在系統(tǒng)中以提供所要求的制冷。在一些實施方案中，針對C2 回收，可以去除多達95%的混合制冷劑物流。可以將去除的物流例如用作乙烯裂解裝置中 的進料物流。
[0052]在另一個實施方案中，NGL回收裝置可以回收大量乙烷和丙烷。在所述方法的這個 實施方案中，蒸餾塔是脫甲烷塔，并且塔頂餾出物物流主要包含甲烷和惰性氣體，而塔底餾 出物包含乙烷、丙烷和較重組分。
[0053]在所述方法的另一個實施方案中，脫乙烷塔塔頂罐可以由吸收器替換。如圖3所 示，其中相似的數(shù)字指示相似的部件以及上文描述的流動物流，在這個實施方案中，來自蒸 餾塔(20)的塔頂餾出物物流(14)穿過主熱交換器(10)，并且冷卻物流(19)被進料到吸收器 (120)。來自回流分離器(40)的塔頂餾出物物流(28)也被進料到吸收器（120)。來自吸收器 的塔頂餾出物物流(42)是銷售氣體，并且來自吸收器的塔底餾出物物流(34)是混合制冷 劑。圖3中所示的其他物流和部件具有與上文所描述相同的流動路徑。
[0054] 在圖4中所示的又另一個實施方案中，其中相同的數(shù)字指示相同的部件和上文描 述的流動物流，所述方法中并未使用第二分離器和冷卻器。在這個實施方案中，壓縮的混合 制冷劑(36)穿過主熱交換器(10)進料并且通過管線(39)進料到蒸餾塔以提供回流流量。
[0055] 在圖5中所示的實施方案中，氣體進料物流（112)被分流來產(chǎn)生第一進料物流 (112a)和第二進料物流（112b)。第一進料物流（112a)進入用于冷卻的熱交換器（110)以從 熱交換器(110)形成冷進料物流(113)，所述第一進料物流被部分液化以形成含有液體和蒸 氣的混合物的物流(113)。第二進料物流(112b)是暖支路氣體進料物流，其未被預(yù)先冷卻并 且通常整體處于氣相，而不具有液體。出于過程控制目的，向第二進料物流（112b)提供閥 (195)，所述過程控制包括控制第一進料物流（112a)和第二進料物流（112b)進入蒸餾塔 (120)中的相對流速。當(dāng)?shù)谝贿M料物流(112a)中的液體冷凝時，冷凝液體的一部分是甲烷和 乙烷。通常來說，甲烷和乙烷是來自所述過程的塔頂蒸氣產(chǎn)物。第二進料物流(112b)具有與 第一進料物流(112a)總體相同的組成，但是冷卻的進料物流（113)通常不包含任何液體。因 此，在第二進料物流（112b)的支路氣體中存在比冷進料物流（113)中更高濃度的丙烷蒸氣 和丁烷蒸氣。向蒸餾塔進料第二進料物流（112b)的暖支路氣體使其比冷進料物流（113)低 一個或多個、或1至10個、或1至7個、或1至4個氣-液平衡級允許質(zhì)量傳遞以在蒸餾塔（120) 內(nèi)將液體甲烷和乙烷交換成丙烷和丁烷蒸氣。這將使甲烷和乙烷蒸發(fā)，同時使丙烷和丁烷 冷凝。如此一來，通過顯著減少制冷負荷和再沸器負荷出乎意料地提高了所述過程的總體 效率。在實施方案中，與不包括第二進料物流（112b)的系統(tǒng)相比較，可以減小蒸餾塔的尺 寸。
[0056] 進料氣體(112)可以是天然氣、煉油廠氣或要求分離的其他氣體物流。在進料到設(shè) 備中之前通常將進料氣體過濾和脫水，以防止在NGL裝置中凍結(jié)。第一進料物流（112a)中的 進料氣體通常在約ll〇°F與130°F之間的溫度下以及在約lOOpsia與450psia之間的壓力下 進料到主熱交換器。進料氣體通過與較冷的過程物流和制冷劑進行熱交換接觸而在主熱交 換器（110)中冷卻并部分液化，所述過程物流和制冷劑可以提供對所述過程而言必要的額 外冷卻所需的量通過管線（115)進料到主熱交換器中。熱制冷劑諸如丙烷可以用于提供對 于進料氣體而言必要的冷卻。進料氣體在主熱交換器中冷卻至約〇°F與-40°F之間的溫度。
[0057] 冷進料氣體（112a)離開主熱交換器（110 )，并且通過進料管線（113)進入蒸餾塔 (120)。蒸餾塔在略低于進料氣體壓力的壓力下操作，通常在比進料氣體壓力小約5psi到 l〇psi的壓力下操作。在蒸餾塔中，較重?zé)N例如像丙烷和其他C3+組分與較輕烴諸如乙烷、甲 烷和其他氣體分離。較重?zé)N組分通過管線（116)在液體塔底餾出物中從蒸餾塔離開，而較輕 組分通過蒸氣塔頂管線（114)離開。優(yōu)選地，塔底餾出物物流（116)在約150°F與300°F之間 的溫度下離開蒸餾塔，而塔頂餾出物物流（114)在約_10°F與-80°F之間的溫度下離開蒸餾 塔。
[0058]來自蒸餾塔的塔底餾出物物流（116)被分流成為產(chǎn)物物流（118)和送往再沸器 (130)的接收熱輸入(Q)的再循環(huán)物流（122)。任選地，產(chǎn)物物流（118)可以在冷卻器中冷卻 至約60° F與130° F之間的溫度。產(chǎn)物物流(118)高度富集進料氣體物流中的較重?zé)N。在圖5中 所示的實施方案中，產(chǎn)物物流可以高度富集丙烷和較重組分，并且乙烷和輕質(zhì)氣體如下所 述作為銷售氣體在銷售氣體管線（143)中去除?；蛘?，設(shè)備可以被操作來使得產(chǎn)物物流高度 富集C 4+烴，并且丙烷和銷售氣體中的乙烷一同被去除。再循環(huán)物流(122)在再沸器（130)中 進行加熱以向蒸餾塔供熱?？梢允褂贸Ｓ糜谡麴s塔的任何類型的再沸器。
[0059] 蒸餾塔塔頂餾出物物流（114)穿過主熱交換器（110)，在此處，所述蒸餾塔塔頂餾 出物物流通過與過程氣體進行熱交換接觸來冷卻以使物流部分液化。蒸餾塔塔頂餾出物物 流通過管線（119)離開主熱交換器，并且如下所述充分冷卻以產(chǎn)生混合制冷劑。優(yōu)選地，蒸 餾塔塔頂餾出物物流在主熱交換器中冷卻至約-30° F與-130° F之間。
[0060] 在圖5所示的方法的實施方案中，冷卻的且部分液化的物流(119)與來自回流分離 器（140)的塔頂餾出物物流（128)組合在混合器(200)中，并且之后通過管線（132)進料到蒸 餾塔塔頂分離器(160)。或者，物流(119)可以在不與來自回流分離器(140)的塔頂餾出物物 流（128)組合的情況下進料到蒸餾塔塔頂分離器（160)。塔頂餾出物物流（128)可以直接進 料到蒸餾塔塔頂分離器，或在所述方法的其他實施方案中，來自回流分離器(140)的塔頂餾 出物物流（128)可以與銷售氣體（142)組合。任選地，來自回流分離器（140)的塔頂餾出物物 流可以在通過管線（128a)進料來與蒸餾塔塔頂餾出物物流（119)混合之前穿過控制閥 (175)進料。取決于所使用的進料氣體和其他工藝參數(shù)，控制閥（175)可以用于保持乙烷壓 縮器(180)上的壓力，這可以便于對這一物流的冷凝，并且提供壓力以將液體轉(zhuǎn)移到蒸餾塔 的頂部?；蛘撸亓骼蹩梢杂糜谔峁┍匾膲毫σ詫⒁后w轉(zhuǎn)移到塔的頂部。
[0061] 在圖5中所示的實施方案中，組合的蒸餾塔塔頂餾出物物流和回流罐罐頂餾出物 物流（132)在蒸餾塔塔頂分離器（160)中分離為塔頂餾出物物流（142)和塔底餾出物物流 (134)。來自蒸餾塔塔頂分離器（160)的塔頂餾出物物流（142)包含產(chǎn)物銷售氣體(例如，甲 烷、乙烷和較輕組分）。來自蒸餾塔塔頂分離器的塔底餾出物物流（134)是用于主熱交換器 (110)中的冷卻的液體混合制冷劑。
[0062]銷售氣體通過管線（142)流過主熱交換器（110)并且變暖。在典型的設(shè)備中，銷售 氣體在約-40°F與-120°F之間的溫度下以及在約85psia與435psia之間的壓力下離開脫乙 烷塔塔頂分離器，并且在約l〇〇°F與120°F之間的溫度下離開主熱交換器。銷售氣體通過管 線（143)傳送以供后續(xù)處理。
[0063]混合制冷劑流過蒸餾塔塔頂分離器塔底餾出物管線（134)?；旌现评鋭┑臏囟瓤?以通過在控制閥（165)上減小制冷劑的壓力來降低?；旌现评鋭┑臏囟冉档蜑樽銐蚶涞囊?在主熱交換器(110)中提供必要的冷卻的溫度?；旌现评鋭┩ㄟ^管線（135)進料到主熱交換 器。進入主熱交換器的混合制冷劑的溫度通常是在約_60°F至-175°F之間。在控制閥（165) 用于降低混合制冷劑的溫度的情況下，溫度通常降低約20°F到50°F，并且壓力降低約90psi 至Ij250psi?；旌现评鋭┰诖┻^主熱交換器（110)并且通過管線（135a)離開時發(fā)生蒸發(fā)和過 熱。離開主熱交換器的混合制冷劑的溫度是在約80°F與100°F之間。
[0064]在離開主熱交換器之后，混合制冷劑被進料到乙烷壓縮器（180)。在約230°F至 350°F之間的溫度下，混合制冷劑被壓縮為比蒸餾塔的操作壓力大約15psi到25psi的壓力。 通過將混合制冷劑壓縮為大于蒸餾塔壓力的壓力，就不再需要回流栗。壓縮的混合制冷劑 通過管線（136)流到冷卻器（190 )，在其中所述混合制冷劑被冷卻至約70° F與130° F之間的 溫度。任選地，可以省略冷卻器（190 )，并且壓縮的混合制冷劑可以如下所述直接流到主熱 交換器（110)。壓縮的混合制冷劑之后通過管線（138)流過主熱交換器（110)，在其中所述混 合制冷劑被進一步冷卻并且部分液化。混合制冷劑在主熱交換器中冷卻至約15°F至-70° F 之間的溫度。部分液化的混合制冷劑通過管線（139)引入到回流分離器（140)。如前文在圖5 的實施方案中所描述，來自回流分離器(140)的塔頂餾出物(128)與來自蒸餾塔的塔頂餾出 物（114)組合，并且組合物流（132)被進料到蒸餾塔塔頂分離器。來自回流分離器(140)的液 體塔底餾出物（126)作為回流物流（126)往回進料到蒸餾塔?？刂崎y（175，185)可以用于保 持壓縮器上的壓力以促進冷凝。
[0065] 在圖6中所示的實施方案中，氣體進料物流（212)被分流來產(chǎn)生第一進料物流 (212a)和第二進料物流(212b)。第一進料物流(212a)進入用于冷卻的熱交換器(210)以從 熱交換器(210)形成部分液化的冷進料物流(213)。第二進料物流(212b)是暖支路氣體進料 物流，其未被預(yù)先冷卻并且通常整體處于氣相，而不具有液體。出于過程控制目的，向第二 進料物流(212b)提供了閥（295)。當(dāng)液體冷凝時，冷凝液體的一部分是甲烷和乙烷。通常來 說，甲烷和乙烷是來自所述過程的塔頂蒸氣產(chǎn)物。第二進料物流(212b)具有與第一進料物 流(212a)相同的組成，但包含更少的液體(并且通常整體處于氣相）。因此，在第二進料物流 (212b)的支路氣體中存在比冷進料物流(213)中更高濃度的丙烷蒸氣和丁烷蒸氣。使第二 進料物流(212b)的暖支路氣體比冷進料物流(213)低一個或多個、或1至10個、或1至7個、或 1至4個氣-液平衡級允許質(zhì)量傳遞以在蒸餾塔(220)內(nèi)將液體甲烷和乙烷交換成丙烷和丁 烷蒸氣。這將使甲烷和乙烷蒸發(fā)，同時使丙烷和丁烷冷凝。如此一來，通過顯著減少制冷負 荷和再沸器負荷出乎意料地提高了所述過程的總體效率。在實施方案中，與不包括物流 (212b)的系統(tǒng)相比較，可以減小蒸餾塔的尺寸。
[0066] 在圖6的實施方案中，所述方法用于將丙烷和其他C3+烴與乙烷和輕組分分離。在 混合制冷劑壓縮器(280)和混合制冷劑冷卻器后側(cè)在管線（238)中提供三通(310)，以將混 合制冷劑分流成為回流管線（245)和乙烷回收管線（247)?；亓鞴芫€（245)如上所述使混合 制冷劑的一部分通過主熱交換器(210)而返回到過程中。乙烷回收管線(247)將混合制冷劑 的一部分供應(yīng)到單獨的乙烷回收裝置以用于乙烷回收?；旌现评鋭┪锪鞯囊徊糠值娜コ龑?所述過程產(chǎn)生最小程度的影響，前提是足夠的(： 2組分保留在系統(tǒng)中以提供所要求的制冷。 在一些實施方案中，針對C2回收，可以去除多達95%的混合制冷劑物流?？梢詫⑷コ奈锪?例如用作乙烯裂解裝置中的進料物流。
[0067] 在圖7中所示的實施方案中，氣體進料物流（312)被分流來產(chǎn)生第一進料物流 (312a)，所述第一進料物流進入用于冷卻的熱交換器(310)以從熱交換器(310)形成部分液 化的冷進料物流(313);以及第二進料物流(312b)，所述第二進料物流是未被預(yù)先冷卻的暖 支路氣體進料物流。出于過程控制目的，向第二進料物流(312b)提供了閥（395)。當(dāng)?shù)谝贿M 料物流(312a)中的液體冷凝時，冷凝液體的一部分是甲烷和乙烷。通常來說，甲烷和乙烷是 來自所述過程的塔頂蒸氣產(chǎn)物。第二進料物流(312b)具有與第一進料物流(312a)相同的組 成，但包含更少的液體。因此，在第二進料物流（312b)的支路氣體中存在比冷進料物流 (313)中更高濃度的丙烷蒸氣和丁烷蒸氣。使第二進料物流(312b)的暖支路氣體比冷進料 物流(313)低一個或多個、或1至10個、或1至7個、或1至4個氣-液平衡級允許質(zhì)量傳遞以在 蒸餾塔(320)內(nèi)將液體甲烷和乙烷交換成丙烷和丁烷蒸氣。這將使甲烷和乙烷蒸發(fā)，同時使 丙烷和丁烷冷凝。如此一來，通過顯著減少制冷負荷和再沸器負荷出乎意料地提高了所述 過程的總體效率。在實施方案中，與不包括物流(312b)的系統(tǒng)相比較，可以減小蒸餾塔的尺 寸。
[0068] 如圖7所示，脫乙烷塔塔頂罐可以由吸收器替換。在這個實施方案中，來自蒸餾塔 (320) 的塔頂餾出物物流(314)穿過主熱交換器(310)，并且冷卻物流(319)被進料到吸收器 (321) 。來自回流分離器（340)的塔頂餾出物物流（328)通過管線（332)也進料到吸收器 (321)。來自吸收器(321)的塔頂餾出物物流(342)是銷售氣體，并且來自吸收器(321)的塔 底餾出物物流(334)是混合制冷劑。圖7中所示的其他物流和部件具有與上文所描述相同的 流動路徑。
[0069] 在圖8中所示的又另一個實施方案中，所述方法中未使用第二分離器和冷卻器。在 這個實施方案中，壓縮的混合制冷劑(436)穿過主熱交換器(410)進料并且通過管線(439) 進料到蒸餾塔(420)以提供回流流量。
[0070] 在圖8中所示的實施方案中，氣體進料物流（412)被分流來產(chǎn)生第一進料物流 (412a)，所述第一進料物流進入用于冷卻的熱交換器(410)以從熱交換器(410)形成部分液 化的冷進料物流(413);以及第二進料物流(412b)，所述第二進料物流是未被預(yù)先冷卻的暖 支路氣體進料物流。出于過程控制目的，向第二進料物流(412b)提供了閥（495)。當(dāng)液體冷 凝時，冷凝液體的一部分是甲烷和乙烷。通常來說，甲烷和乙烷是來自所述過程的塔頂蒸氣 產(chǎn)物。第二進料物流(412b)具有與第一進料物流(412a)相同的組成，但包含更少的液體。因 此，在第二進料物流(412b)的支路氣體中存在比冷進料物流(413)中更高濃度的丙烷蒸氣 和丁烷蒸氣。使第二進料物流(412b)的暖支路氣體比冷進料物流(413)低一個或多個、或1 至10個、或1至7個、或1至4個氣-液平衡級允許質(zhì)量傳遞以在蒸餾塔(420)內(nèi)將液體甲烷和 乙烷交換成丙烷和丁烷蒸氣。這將使甲烷和乙烷蒸發(fā)，同時使丙烷和丁烷冷凝。如此一來， 通過顯著減少制冷負荷和再沸器負荷出乎意料地提高了所述過程的總體效率。在實施方案 中，與不包括物流(412b)的系統(tǒng)相比較，可以減小蒸餾塔的尺寸。
[0071]在圖9中所示的又另一個實施方案中，分流進料方案被結(jié)合到與美國專利號8， 627，681中描述的方法略為相似的系統(tǒng)中，所述專利的內(nèi)容以引用的方式整體并入本文。令 人驚奇和出人意料地發(fā)現(xiàn)了圖9的實施方案的以下益處:將會有制冷負荷規(guī)格的降低、脫乙 烷塔再沸器負荷規(guī)格的降低、脫乙烷塔蒸氣和液體流量的減少（由此為蒸餾塔提供減小的 尺寸設(shè)計）以及在高壓進料情況下制冷和再沸器負荷規(guī)格的降低。在不存在分流進料的情 況下，丙烷和混合制冷劑壓縮器的總負荷要高11%以上。如圖所示，由于這些意想不到的改 進，可以從降低的總投入成本和操作成本獲得可觀的經(jīng)濟收益。
[0072]更具體而言，圖9的總體過程標(biāo)示為502。進料物流(512)被分流來產(chǎn)生第一進料物 流(512a)和第二進料物流(512b)。第一進料物流(512a)進入用于冷卻的熱交換器(510)以 從熱交換器(510)形成部分液化的冷物流或高壓物流(513)。支路暖蒸氣物流(512b)是未被 預(yù)先冷卻的第二物流。物流(512b)穿過控制閥(605)以降低其壓力并且之后在比物流513的 進入點低一個或多個、或1至10個、或1至7個、或1至4個氣-液平衡級的某一位置處進料到蒸 餾塔(520)的中部。
[0073]雖然示出了多程熱交換器(510)，但多個熱交換器的使用可以用于實現(xiàn)相似的結(jié) 果，正如圖5-8中所示的實施方案的情況那樣。進料物流(512)可以是天然氣、煉油廠氣或要 求分離的其他氣體物流。在進料到設(shè)備中之前通常將進料氣體過濾和脫水，以防止在NGL裝 置中凍結(jié)。在實施方案中，第一進料物流(512a)通常在約43°C與54°C(110°F與130°F)之間 的溫度下以及在約7巴與31巴（lOOpsia與450psia)之間的壓力下進料到主熱交換器。第一 進料物流（512a)通過與較冷的過程物流和/或制冷劑進行間接的熱交換而在主熱交換器 (510)中冷卻并部分液化，所述過程物流和/或制冷劑可以提供對所述過程而言必要的額外 冷卻所需的量通過管線（515)進料到主熱交換器中。熱制冷劑例如像丙烷可以用于提供對 于進料氣體而言必要的冷卻。進料氣體可以在主熱交換器中冷卻至約_18°C與-40 °C(0°F 與-40° F)之間的溫度。
[0074]冷進料氣體離開主熱交換器(510)，并且通過進料管線(513)進料到蒸餾塔(520)。 蒸餾塔(520)在略低于進料氣體壓力的壓力下操作，通常在比進料氣體壓力小約0.3到0.7 巴（5到lOpsi)的壓力下操作。在蒸餾塔中，較重?zé)N諸如丙烷和其他C 3+組分與較輕烴諸如乙 烷、甲烷和其他氣體分離。較重?zé)N組分通過管線（516)在液體塔底餾出物中從蒸餾塔離開， 而較輕組分通過蒸氣塔頂管線（514)離開。在實施方案中，塔底餾出物物流516在約65°C與 149°C(150°F與300°F)之間的溫度下離開蒸餾塔，而塔頂餾出物物流14在約-23°C與_62°C (_10°F與-80°F)之間的溫度下離開蒸餾塔。
[0075]來自蒸餾塔的塔底餾出物物流（516)被分流成為產(chǎn)物物流（518)和送往再沸器 (530)的再沸物流(522)。任選地，產(chǎn)物物流(518)可以在冷卻器(未示出）中冷卻至約515°C 與554°C (60° F與130° F)之間的溫度。產(chǎn)物物流(518)高度富集進料氣體物流中的較重?zé)N。在 圖9中所示的實施方案中，產(chǎn)物物流可以富集丙烷和較重組分，并且乙烷和較輕氣體如下所 述進行進一步處理?；蛘撸O(shè)備可以被操作來使得產(chǎn)物物流高度富集C 4+烴，并且丙烷和所 產(chǎn)生的銷售氣體中的乙烷一同被去除。再沸物流(522)在再沸器(530)中進行加熱以向蒸餾 塔供熱?？梢允褂贸Ｓ糜谡麴s塔的任何類型的再沸器。
[0076]蒸餾塔塔頂餾出物物流(514)穿過主熱交換器(510 )，在此處，所述蒸餾塔塔頂餾 出物物流通過與過程氣體進行間接的熱交換來冷卻以使物流至少部分液化或完全液化 (100%)。蒸餾塔塔頂餾出物物流通過管線(519)離開主熱交換器(510)，并且如下所述充分 冷卻以產(chǎn)生混合制冷劑。在一些實施方案中，蒸餾塔塔頂餾出物物流在主熱交換器510中被 冷卻至約-34°C與-90°C(_30°F與-130°F)之間。
[0077]冷卻的且部分液化的物流(519)和來自回流分離器(540)的塔頂餾出物物流(528) (跟在控制閥575后面的物流532)可以被進料到蒸餾塔塔頂分離器(585)。
[0078]蒸餾塔塔頂餾出物物流(519)和回流罐灌頂餾出物物流(532)中的組分在塔頂分 離器(585)中分離為塔頂餾出物物流(542 )、側(cè)線餾分(551)以及塔底餾出物物流(534)。來 自蒸餾塔塔頂分離器(585)的塔頂餾出物物流(542)包含甲烷、乙烷、氮氣以及其他較輕組 分，并且富集氮含量。側(cè)線餾分(551)可以具有中間氮含量。來自蒸餾塔塔頂分離器(585)的 塔底餾出物物流(534)是用于主熱交換器(510)中的冷卻的液體混合制冷劑，所述液體混合 制冷劑可能不具有氮含量。側(cè)線餾分可以在流量閥（595)上減小壓力，進料到用于整合式熱 交換系統(tǒng)中的熱交換器(510)并且通過流動管線(552)來回收。
[0079]塔頂餾出物物流(542)中的組分進料到主熱交換器(510)并且變暖。在典型的設(shè)備 中，通過來自塔頂分離器（585)的物流（542)回收的塔頂餾分通常處于約-40°C與-84°C(_ 40°F與-120°F)之間的溫度并且處在約5巴與30巴（85psia與435psia)之間的壓力。在主熱 交換器(510)中熱交換之后，從熱交換器510通過物流(543)回收的塔頂餾分可以處于約37 。(:與49°C(100°F與120°F)之間的溫度。塔頂餾分富集氮含量，并且可以通過物流(543)回收 為低btu天然氣物流。
[0080]如上所述的混合制冷劑通過塔底餾出物管線（534)而從蒸餾塔塔頂分離器（585) 回收?；旌现评鋭┑臏囟瓤梢酝ㄟ^在控制閥（565)上減小制冷劑的壓力來降低?；旌现评鋭?的溫度降低為足夠冷的以在主熱交換器(510)中提供必要的冷卻的溫度?；旌现评鋭┩ㄟ^ 管線（535)進料到主熱交換器。進入主熱交換器的混合制冷劑的溫度通常是在約-51°(：與-115。(：（-60°卩至-175°卩)之間。
[0081 ] 在控制閥（565)用于降低混合制冷劑的溫度的情況下，溫度通常降低約6 °C到10 °C (20° F到50° F)，并且壓力降低約6巴到17巴（90到250psi)?；旌现评鋭┰诖┻^主熱交換器 510并且通過管線(535a)離開時發(fā)生蒸發(fā)和過熱。
[0082]離開主熱交換器的混合制冷劑的溫度是在約26°C與38°C(80°F與100°F)之間。 [0083] 在離開主熱交換器（510)之后，混合制冷劑被進料到壓縮器（580)。在約110°C至 177°C(230°F至350°F)之間的溫度下，混合制冷劑被壓縮為比蒸餾塔的操作壓力大約1巴到 2巴（15psi到25psi)的壓力。通過將混合制冷劑壓縮為大于蒸餾塔壓力的壓力，就不再需要 回流栗。壓縮的混合制冷劑通過管線(536)流到冷卻器(590)，在其中所述混合制冷劑被冷 卻至約21°C與54°C(70°F與130°F)之間的溫度。任選地，可以省略冷卻器(590)，并且壓縮的 混合制冷劑可以直接流到主熱交換器(510)。壓縮的混合制冷劑之后通過管線(538)流過主 熱交換器(510)，在其中所述混合制冷劑被進一步冷卻并且部分液化。
[0084] 混合制冷劑在主熱交換器中冷卻至約_9°C至_57°C(15°F至-70°F)的溫度。部分液 化的混合制冷劑通過管線（539)引入到回流分離器（540)。如前文所述，來自回流分離器 (540)的塔頂餾出物(528)和來自蒸餾塔(520)的塔頂餾出物(514)被進料到蒸餾塔塔頂分 離器(585)。來自回流分離器(540)的液體塔底餾出物(526)作為回流物流(526)往回進料到 蒸餾塔(520)?？刂崎y（575)、（586)可以用于保持壓縮器上的壓力以促進冷凝。
[0085] 用作回流(通過物流526進料)的混合制冷劑使蒸餾塔(520)富集氣相組分。在蒸餾 塔中富集氣體的情況下，所述塔的塔頂餾出物物流在較暖的溫度下冷凝，并且蒸餾塔在比 NGL的高回收通常要求更暖和的溫度下運行。
[0086] 蒸餾塔(520)的回流還減少了塔頂餾分中的較重?zé)N。例如，在用于回收丙烷的過程 中，回流增加了蒸餾塔中乙烷的摩爾百分比，這使得能夠更容易地將塔頂餾出物物流冷凝。 所述過程兩次使用蒸餾塔的塔頂分離器中冷凝的液體，一次作為低溫制冷劑，并且第二次 作為蒸餾塔的回流物流。
[0087] 流動管線(528)中具有非常低的氮含量的混合制冷劑中的至少一部分可以在到達 分離器(585)之前通過流動物流(532ex)抽出。在一些實施方案中，通過流動物流(532ex)抽 出的部分可以用于管道銷售。在其他實施方案中，具有小于1摩爾％的氮的混合制冷劑物流 (532ex)可以與具有大于4%的氮的高或中間btu天然氣過程物流混合，以產(chǎn)生具有4%或更 少的氮的管道銷售物流。
[0088] 例如，混合制冷劑物流(532ex)可以與物流(551)(側(cè)線餾分）中的中間btu天然氣 組合以產(chǎn)生適于管道銷售的天然氣物流。物流(532ex)和（551)的流速可以是以下這樣的： 所得產(chǎn)物物流（548)具有小于4摩爾％的氮（惰性）含量。在一些實施方案中，流動物流 (532ex)可以被進料到主熱交換器(510);并且在熱交換之后，混合制冷劑可以通過流動管 線(541)從熱交換器(510)回收以用于同中間btu物流(551)混合。在其他實施方案中，其他 過程物流也可以與混合制冷劑物流(532ex)混合。
[0089]根據(jù)圖9的實施方案的方法允許相當(dāng)大的工藝靈活性，從而使得能夠有效地處理 具有廣泛范圍的氮含量的進料氣體物流。針對圖9描述的實施方案允許將大部分btu值的進 料氣體回收為天然氣銷售物流。根據(jù)本文公開的實施方案的等壓開放式制冷方法可以另外 包括將氮氣與高或中間氮含量物流分離，從而允許回收其余btu值的進料氣體或相對于工 藝條件和進料氣體氮含量實現(xiàn)另外的靈活性。
[0090] 下文描述了所述方法的特定實施方案的實施例。這些實施例被提供來進一步描述 本文描述的方法，并且它們不意圖以任何方式限制本公開的全部范圍。
[0091] 對照實施例1
[0092] 在以下實施例中，圖1中所示的處理設(shè)備利用不同類型和組成的進料氣體進行的 操作是使用方法的Apsen HYSYS模擬器來進行計算機模擬。在這個實施例中，提供了使用相 對較貧的進料氣體進行C3+回收的操作參數(shù)。表1示出了使用貧進料氣體進行丙烷回收的操 作參數(shù)。表2中提供了以摩爾分?jǐn)?shù)計的進料氣體、銷售氣體物流和C 3+產(chǎn)物物流以及混合制 冷劑物流的組成。這個實施方案的能量輸入包括再沸器(30)的約3.717 X 1055Btu/hr(Q)以 及乙烷壓縮器(80)的約459馬力(P)。
[0093] 如在表2中可見，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富集C3+組分，而銷售氣 體物流(43)包含幾乎全部C 2和較輕烴以及氣體。進料氣體中近似99.6%的丙烷被回收在產(chǎn) 物物流中?；旌现评鋭┲饕淄楹鸵彝?，但包含比銷售氣體更多的丙烷。
[0094] 對照實施例2
[0095]在這個實施例中，提供了圖1中所示的處理設(shè)備使用精煉進料氣體來回收產(chǎn)物物 流中的C3+組分的操作參數(shù)。表3示出了使用精煉進料氣體的操作參數(shù)。表4中提供了以摩爾 分?jǐn)?shù)計的進料氣體、銷售氣體物流和C3+產(chǎn)物物流以及混合制冷劑物流的組成。這個實施方 案的能量輸入包括再沸器(30)的約2.205 X 106Btu/hr(Q)以及乙烷壓縮器(80)的約228馬 力(P)〇
[0096]如在表4中可見，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富集C3+組分，而銷售氣 體物流(43)包含幾乎全部C2和較輕烴以及氣體，尤其是氫氣。這個物流可以用于向膜單元 或PSA進料以將此物流更換為有用的氫氣。進料氣體中近似97.2%的丙烷被回收在產(chǎn)物物 流中。混合制冷劑主要包含甲烷和乙烷，但包含比銷售氣體更多的丙烷。
[0097] 對照實施例3
[0098] 在這個實施例中，提供了圖1中所示的處理設(shè)備使用精煉進料氣體來回收產(chǎn)物物 流中的C4+組分的操作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 C3組分。表5示出了用于所述方法 的這個實施方案的操作參數(shù)。表6中提供了以摩爾分?jǐn)?shù)計的進料氣體、銷售氣體物流和C 4+ 產(chǎn)物物流以及混合制冷劑物流的組成。這個實施方案的能量輸入包括再沸器（30)的約 2.512\10 68加/1^(0)以及乙烷壓縮器(80)的約198馬力(？）。
[0099] 如在表6中可見，在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富集 C4+組分，而銷售氣體物流(43)包含幾乎全部C 3和較輕烴以及氣體。進料氣體中近似99.7 % 的C4+組分被回收在產(chǎn)物物流中。混合制冷劑主要包含C3組分和較輕組分，但包含比銷售氣 體更多的丁烷。
[0100] 對照實施例4
[0101] 在這個實施例中，提供了圖2中所示的處理設(shè)備使用精煉進料氣體來回收產(chǎn)物物 流中的C3+組分的操作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 (：2組分和較輕組分。在這個實施 方案中，混合制冷劑的一部分通過管線(47)去除并且進料到乙烷回收裝置以供后續(xù)處理。 表7示出了用于所述方法的這個實施方案的操作參數(shù)。表8中提供了以摩爾分?jǐn)?shù)計的進料氣 體、銷售氣體物流和C 3+產(chǎn)物物流以及混合制冷劑物流的組成。這個實施方案的能量輸入包 括再沸器(30)的約2.089乂1068加/1^(0)以及乙烷壓縮器(80)的約391馬力(？）。
[0102] 如在表8中可見，在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富集 C3+組分，而銷售氣體物流(43)包含幾乎全部C 2和較輕烴以及氣體?；旌现评鋭┲饕珻2 組分和較輕組分，但包含比銷售氣體更多的丙烷。
[0103] 對照實施例5
[0104] 在這個實施例中，提供了圖3中所示的處理設(shè)備使用貧進料氣體來回收產(chǎn)物物流 中的C3+組分的操作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了&組分和較輕組分。在這個實施方 案中，吸收器（120)用于將蒸餾塔塔頂餾出物物流與回流分離器塔頂餾出物物流分離以獲 得混合制冷劑。表9示出了用于所述方法的這個實施方案的操作參數(shù)。表10中提供了以摩爾 分?jǐn)?shù)計的進料氣體、銷售氣體物流和C 3+產(chǎn)物物流以及混合制冷劑物流的組成。這個實施方 案的能量輸入包括再沸器(30)的約3.734X 105Btu/hr(Q)以及乙烷壓縮器(80)的約316馬 力(P)〇
[0105] 如在表10中可見，在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富 集C3+組分，而銷售氣體物流(43)包含幾乎全部C 2和較輕烴以及氣體。混合制冷劑主要包含 C2組分和較輕組分，但包含比銷售氣體更多的丙烷。
[0106] 對照實施例6
[0107] 在這個實施例中，提供了圖1中所示的處理設(shè)備使用富進料氣體來回收產(chǎn)物物流 中的C3+組分的操作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 C2組分。表11示出了用于所述方法 的這個實施方案的操作參數(shù)。表12中提供了以摩爾分?jǐn)?shù)計的進料氣體、銷售氣體物流和C 3+ 產(chǎn)物物流以及混合制冷劑物流的組成。這個實施方案的能量輸入包括再沸器（30)的約 1.458X10 6Btu/hr(Q)以及乙烷壓縮器(80)的約226馬力(P)。
[0108] 如在表12中可見，在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物物流（18)高度富 集C3+組分，而銷售氣體物流(43)包含幾乎全部C 2和較輕烴以及氣體?；旌现评鋭┲饕?C2組分和較輕組分，但包含比銷售氣體更多的丙烷。
[0109] 實施例7
[0110] 在這個實施例中，提供了圖5中所示的模擬處理設(shè)備使用對照實施例6的富進料氣 體來回收產(chǎn)物物流中的C3+組分的與先前實施例相當(dāng)?shù)牟僮鲄?shù)，其中在銷售氣體物流中 去除了 C2組分。這個實施方案的能量輸入包括再沸器（130)的約1.117X106Btu/hr(Q)以及 乙烷壓縮器（180)的減小的馬力。在這個實施方案中，氣體進料物流（112)的約15重量％形 成支路物流(112b)，并且物流(112)的其余部分形成第一進料物流(112a)。
[0111] 正如在先前實施例中的情況那樣，在這個實施方案中，來自蒸餾塔的塔底的產(chǎn)物 物流（118)高度富集C3+組分，而銷售氣體物流（143)包含幾乎全部C 2和較輕烴以及氣體。混 合制冷劑主要包含&組分和較輕組分，但包含比銷售氣體更多的丙烷?；谶^程模擬數(shù)據(jù)， 在如上所示將進料物流（112b)送入塔（120)中的情況下，發(fā)現(xiàn)會有制冷負荷規(guī)格的出人意 料且令人驚奇的降低、脫乙烷塔再沸器負荷規(guī)格的降低、脫乙烷塔蒸氣和液體流量的減少 (由此為蒸餾塔提供減小的尺寸設(shè)計）以及在高壓進料情況下制冷和再沸器負荷規(guī)格的降 低。在不存在分流進料的情況下，丙烷和混合制冷劑壓縮器的總負荷要高12%以上。這在設(shè) 備的總投入成本（TIC)和操作成本兩方面帶來了顯著的經(jīng)濟節(jié)省。舉例而言，在美國， 200MMSCH)氣體設(shè)備是相當(dāng)?shù)湫偷摹ＨQ于進料組成，這種設(shè)備可以具有約15，000HP的制冷 壓縮器?；谝韵掠嬎悖渲迷趬嚎s器負荷方面帶來了約12%的節(jié)省。15,000HPX0.12節(jié)省 X0.746kw/hpX0.1$/1^11 = 134$/111'，這是每年一百萬美元以上的電力。
[0112] 對于200MMSCH)設(shè)備，再沸器負荷在不存在分流進料的情況下是近似29.2MMBTU/ HR。在這個實施例中，再沸器負荷是約22.2MMBTU/HR。假定能量成本是US 5.00MMBTU，那么 每年節(jié)省將為約$307，000。
[0113] 實施例8
[0114] 在這組實施例中，提供了圖5中所示的模擬處理設(shè)備使用與對照實施例1中所使用 相同的貧進料氣體和產(chǎn)物物流組成來回收產(chǎn)物物流中的C 3+組分的與先前實施例相當(dāng)?shù)牟?作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 C2組分。支路進料物流包含約10重量％ -15重量％的 進料氣體物流112。這個實施方案的能量輸入比對照實施例1的能量輸入低約20%-27%。這 組實施例在設(shè)備的總投入成本(TIC)和操作成本兩方面帶來了顯著的經(jīng)濟節(jié)省。
[0115] 預(yù)示實施例9
[0116] 在這個實施例中，提供了圖6中所示的模擬處理設(shè)備使用與對照實施例4中所使用 相同的貧進料氣體和產(chǎn)物物流組成來回收產(chǎn)物物流中的C 3+組分的與先前實施例相當(dāng)?shù)牟?作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 C2組分。支路進料物流包含約10重量％ -15重量％的 進料氣體物流212。這個實施方案的能量輸入低于對照實施例4的能量輸入。這個實施方案 在設(shè)備的總投入成本(TIC)和操作成本兩方面帶來了顯著的經(jīng)濟節(jié)省。
[0117] 預(yù)示實施例10
[0118] 在這個實施例中，提供了圖7中所示的模擬處理設(shè)備使用與對照實施例5中所使用 相同的貧進料氣體和產(chǎn)物物流組成來回收產(chǎn)物物流中的C 3+組分的與先前實施例相當(dāng)?shù)牟?作參數(shù)，其中在銷售氣體物流中去除了 C2組分。支路物流包含約10重量％ -15重量％的進料 氣體物流312。這個實施方案的能量輸入低于對照實施例5的能量輸入。這個實施方案在設(shè) 備的總投入成本(TIC)和操作成本兩方面帶來了顯著的經(jīng)濟節(jié)省。
[0119] 雖然上文描述了特定實施方案，但本領(lǐng)域技術(shù)人員將認(rèn)識到，在不脫離隨附權(quán)利 要求書中所敘述的范圍的情況下可以對上文描述的方法作出眾多變化或改變。因此，優(yōu)選 實施方案的前文描述旨在描述示例性的而非限制性意義上的實施方案。
[0121] 表2
[0122] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)

[0125] 表4
[0126] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)

[0129] 表6
[0130] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)

[0133] 表8
[0134] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)

[0137] 表1〇
[0138] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)

[0141] 表12
[0142] 物流中的組分的摩爾分?jǐn)?shù)
【主權(quán)項】
1. 一種用于從進料氣體物流回收天然氣液的方法，其包括： (a) 形成所述進料氣體物流的第一部分和所述進料氣體物流的第二部分，其中所述第 一部分與所述第二部分的質(zhì)量比是在95:5至5:95的范圍內(nèi)； (b) 將所述第一部分在熱交換器中冷卻并使所述第一部分至少部分冷凝； (c) 將所述第二部分和所述冷卻的且至少部分冷凝的第一部分進料到蒸餾塔，其中較 輕組分作為塔頂蒸氣物流從所述蒸餾塔去除，而較重組分在塔底餾出物中作為產(chǎn)物物流從 所述蒸餾塔去除，并且其中所述第二部分在比所述第一部分低一個或多個氣-液平衡級的 某一點處進料到所述蒸餾塔中，從而允許在所述塔內(nèi)在所述冷卻的第一部分的液體與所述 第二部分的蒸氣之間進行質(zhì)量傳遞交換； (d) 將所述蒸餾塔塔頂餾出物物流進料到所述熱交換器并且將所述蒸餾塔塔頂餾出 物物流冷卻以使所述蒸餾塔塔頂餾出物物流至少部分液化； (e) 將所述至少部分液化的蒸餾塔塔頂餾出物物流進料到第一分離器； (f) 在所述第一分離器中將蒸氣與液體分離以產(chǎn)生包含銷售氣體的塔頂蒸氣物流以 及包含混合制冷劑的塔底餾出物物流； (g) 將所述混合制冷劑物流進料到所述熱交換器以提供冷卻，其中所述混合制冷劑物 流在穿過所述熱交換器時發(fā)生蒸發(fā)； (h) 壓縮所述蒸發(fā)的混合制冷劑物流并使所述壓縮的混合制冷劑物流穿過所述熱交 換器；以及 (i) 將所述壓縮的混合制冷劑物流的至少一部分作為回流物流進料到所述蒸餾塔。2. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括在（i)之前，將所述壓縮的混合制冷劑物流進料 到第二分離器，并且將來自所述第二分離器的塔底餾出物作為所述回流物流進料到所述蒸 餾塔。3. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括在所述混合制冷劑物流進入所述熱交換器之前 通過使用控制閥來減小所述混合制冷劑的壓力來降低所述混合制冷劑物流的溫度。4. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括將來自所述第二分離器的塔頂餾出物物流與來 自所述蒸餾塔的所述塔頂餾出物物流組合，并且將所述組合物流進料到所述第一分離器。5. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括在使所述壓縮的混合制冷劑物流穿過所述熱交 換器之前，在冷卻器中冷卻所述壓縮的混合制冷劑。6. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述第一分離器是吸收器。7. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述進料氣體物流是天然氣或煉油廠氣之一。8. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述蒸餾塔在約100 psia與450 psia之間的壓力下 操作。9. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述進料氣體物流中的所述第一部分和所述第二部 分具有相同的組成。10. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述進料氣體物流中的所述第一部分和所述第二部 分具有在95:5至65:35范圍內(nèi)的質(zhì)量比。11. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述進料氣體物流中的所述第一部分和所述第二部 分具有在95:5至70:30范圍內(nèi)的質(zhì)量比。12. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中壓縮的混合制冷劑物流的一部分作為補充產(chǎn)物物流 去除。13. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中在所述分離器中分離所述蒸氣和所述液體還包括產(chǎn) 生側(cè)線餾分。14. 如權(quán)利要求13所述的方法，其中所述塔頂蒸氣物流富集氮氣而不具有丙烷，所述塔 底餾出物餾分不具有氮氣而富集丙烷，并且所述側(cè)線餾分具有中間丙烷和氮氣含量。15. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括將所述蒸餾塔塔底餾出物中的一部分在蒸餾塔 再沸器中再沸，其中所述蒸餾塔再沸器的能量輸入比以下過程的能量輸入低至少5%，所述 過程具有所述進料氣體物流、產(chǎn)物物流和銷售氣體物流的相同容積和組成，并且其中并未 從所述進料氣體物流形成第二部分。16. 如權(quán)利要求1所述的方法，其還包括將所述蒸餾塔塔底餾出物中的一部分在蒸餾塔 再沸器中再沸，其中所述蒸餾塔再沸器的所述能量輸入比具有所述進料氣體物流、產(chǎn)物物 流和銷售氣體物流的所述相同容積和組成的過程的能量輸入低至少10%，并且其中并未從 所述進料氣體物流形成第二部分。17. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述過程的總壓縮器負荷比以下過程的壓縮器負荷 低至少5%，所述過程具有所述進料氣體物流、產(chǎn)物物流和銷售氣體物流的所述相同容積和 組成，但其中并未從所述進料氣體物流形成第二部分。18. 如權(quán)利要求1所述的方法，其中所述過程的所述總壓縮器負荷比以下過程的壓縮器 負荷低至少10%，所述過程具有所述進料氣體物流、產(chǎn)物物流和銷售氣體物流的所述相同容 積和組成，但其中并未從所述進料氣體物流形成第二部分。19. 一種用于從進料氣體物流分離天然氣液的設(shè)備，所述設(shè)備包括： (a) 主要進料氣體管線，所述主要進料氣體管線被配置來傳遞進料氣體物流； (b) 熱交換器，所述熱交換器可操作來提供對于以下操作而言必要的加熱和冷卻：通 過所述進料氣體物流與一個或多個過程物流之間的熱交換接觸由此形成冷卻的進料氣體 物流而從所述進料氣體物流分離天然氣液； (c) 蒸餾塔，所述蒸餾塔被配置來接收所述進料氣體物流并且將所述進料氣體物流分 離為包含所述進料氣體物流中的大量較輕烴組分的蒸餾塔塔頂餾出物物流，以及包含大量 較重?zé)N組分的蒸餾塔塔底餾出物物流； (d) 第一分離器，所述第一分離器被配置來接收所述蒸餾塔塔頂餾出物物流并且將所 述蒸餾塔塔頂餾出物物流分離為塔頂銷售氣體物流以及包含混合制冷劑的塔底餾出物物 流，所述混合制冷劑被配置來在所述熱交換器中提供過程冷卻； (e) 壓縮器，所述壓縮器被配置來在所述混合制冷劑物流已在所述熱交換器中提供過 程冷卻之后壓縮所述混合制冷劑物流；以及 (f) 進料氣體支路管線，所述進料氣體支路管線被配置來在所述進料氣體物流被傳送 到所述熱交換器之前去除所述進料氣體物流的一部分，其中所述進料氣體支路管線在比來 自所述熱交換器的所述冷卻的進料氣體物流流體連接所處的點低一個或多個氣-液平衡級 的某一點處流體連接到所述蒸餾塔，從而允許在所述塔內(nèi)在來自所述熱交換器的所述冷卻 的進料氣體物流的液體與所述支路進料氣體物流的蒸氣之間進行質(zhì)量傳遞交換。20. 如權(quán)利要求19所述的設(shè)備，其還包括第二分離器，所述第二分離器被配置來接收所 述壓縮的混合制冷劑物流并且將所述壓縮的混合制冷劑物流分離為塔頂餾出物物流和作 為回流物流進料到所述蒸餾塔的塔底餾出物物流。21. 如權(quán)利要求19所述的設(shè)備，其還包括分流器，所述分流器被配置來使進入所述進料 氣體支路管線的所述物流具有與傳送到所述熱交換器的所述進料氣體物流的部分相同的 組成。22. 如權(quán)利要求19所述的設(shè)備，其中所述分流器被配置來使所述支路管線接收約5重 量%至35重量%的來自所述主要進料氣體管線的所述進料氣體。23. 如權(quán)利要求19所述的設(shè)備，其還包括被配置來將所述壓縮的混合制冷劑的一部分 作為產(chǎn)物物流去除的分流器。24. 如權(quán)利要求19所述的設(shè)備，其中所述第一分離器是吸收器。25. 如權(quán)利要求24所述的設(shè)備，其中所述吸收器具有被配置來去除側(cè)線餾分物流的側(cè) 線餾分管線。
【文檔編號】C10L3/08GK106029848SQ201480067371
【公開日】2016年10月12日
【申請日】2014年10月8日
【發(fā)明人】A.庫馬, R.許貝爾, M.馬爾薩姆
【申請人】魯姆斯科技公司