CN1745286A - 烃类气体的加工方法 - Google Patents

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Abstract

一种从烃类气体流体31中回收甲烷、乙烷、丙烷、丙烯和重烃组分的方法。近年来，分离烃类气体流体(31)的优选方法通常包括把至少一部分气体流体(31)输送到具有至少一个再沸器(通常是一个或多个侧再沸器)的分馏塔(17)中，以通过抽出并加热一定量塔的液体(40，42)，从而把热量输送到塔中，产生能够从所需的组分中脱除出挥发性较大组分的脱除用蒸气。再沸器和侧再沸器(如果有的话)通常结合到进料流的冷却装置(10)中，以提供至少一部分所需的冷冻来冷凝随后在蒸馏塔(17)中进行分馏的所需组分。

Description

烃类气体的加工方法
背景技术
本发明涉及含烃气体的分离方法。
乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或重烃可从各种气体(如天然气、炼厂气和得自其它烃类材料如煤、原油、石油脑、油页岩、柏油砂和褐煤的合成气)中回收。天然气通常含有大量的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷一起组成至少50摩尔％的气体。该气体也包含较少量的重烃如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和其它气体。
本发明通常涉及从这些气流中回收乙烯、乙烷、丙烷和重烃。要根据本发明处理的气流的典型分析是，以近似摩尔百分数计，88.41％甲烷、6.65％乙烷和其它C2组分、2.26％丙烷和其它C3组分、0.36％异丁烷、0.45％正丁烷、0.31％戊烷及较其重的烃，以及由氮气和二氧化碳组成的余下部分。有时候也存在含硫气体。
天然气及液化天然气组分价格的历史循环性波动有时降低了作为液体产品的乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和重烃组分的增加值。加工利润的竞争迫使设备厂家使它们现有气体加工设备的加工能力和回收效率尽可能最大。分离这些材料的现有方法包括基于气体的冷却和冷冻、油吸收和冷冻油吸收的过程。另外，低温方法是很流行的，因为它所使用的设备有经济效应，既能产生动力，同时能使加工的气体膨胀并从中将热量吸取掉。根据气体进料的压力情况，可使用含大量(乙烷、乙烯和重烃)的气体以获得所需的终端产物，以及这些方法和它们的组合。
低温膨胀方法通常优选用于液化天然气的回收，因为它非常简单，容易启动，操作灵活，效率高，安全性和可靠性良好。美国专利3292380、4157904、4171964、4185978、4251249、4278457、4519824、4617039、4687499、4689063、4690702、4854955、4869740、4889545、5275005、5555748、5568737、5771712、5799507、5881569、5890378、5983664、再公开的美国专利33408和共同未审查的申请09/439508都描述了相关的方法，但本发明的说明在某些情况下，不同于引证的美国专利和专利申请的。
在典型的低温膨胀回收方法中，在压力下的进料气流通过与其它过程流和/或外部冷冻源(如丙烷压缩冷冻系统)的热交换进行冷却。当气体冷却时，液体会冷凝出来，并作为包含一些所需的C2+组分的高压液体收集在一个或多个分离器中。根据气体的丰富度和形成的液体数量，高压液体可膨胀到较低的压力，并进行分馏。在液体膨胀时发生的蒸发进一步冷却了流体。在某些条件下，在膨胀前可能需要对高压液体进行预冷却，以进一步降低膨胀后的温度。经膨胀的流体(包括液体和蒸气的混合物)在蒸馏塔(甲烷脱除塔)中分馏。在蒸馏塔中，蒸馏经膨胀冷却的流体，将剩余的甲烷、氮气和其它挥发性气体作为顶部蒸气从作为底部液体产物的所需的C2组分、C3组分和重烃组分中分离出来。
如果进料气没有全部冷凝(通常是不全部冷凝的)，那可将至少一部分未冷凝的蒸气通过作功膨胀(work expansion)机器即发动机或者膨胀阀达到较低的压力，此时通过流体的进一步冷却，还有其它液体被冷凝出来。此膨胀后的压力基本上与蒸馏塔的工作压力相同。由于膨胀所得的混合气液相作为进料输送到蒸馏塔中。近年来，优选的烃类分离方法包括在塔中进料位置输入这种膨胀的气液流，上部的吸收段进行蒸气相的进一步蒸馏。但是，有一些方法使用这种膨胀的气液流作为塔顶进料。通常，此膨胀流的蒸气部分和甲烷脱除塔顶部蒸气在分馏塔的上部分离段混合，作为剩余甲烷的产物气。另外，此冷却和膨胀的流体可被输送到一分离器，提供蒸气流和液体流，使得在此之后蒸气与塔顶馏出物结合，而液体作为塔顶进料被输送到蒸馏塔。
对于包括上部分馏段的这些方法，回流必须向该段供应。完成该供应的一种方式是从甲烷脱除塔的上段分离出蒸气蒸馏流，将其与其它过程流例如已经冷却至基本上冷凝的进气进行热交换来冷却，使其部分冷凝，然后再次进行膨胀冷却。然后，自蒸气蒸馏流冷凝所得的液体作为顶部进料被输送到甲烷脱除塔。
本方法的目的是分离获得离开过程的剩余气体(它基本上包含进料气中的所有甲烷，而基本上没有C2组分和重烃组分)和离开甲烷脱除塔的底部馏分(它基本上包含所有的C2组分和重烃组分，而基本上没有甲烷或挥发性更高的组分，同时满足设备说明对最大可允许二氧化碳含量的规定)。本发明提供制造新设备或改进现有设备的手段，能在明显低的成本实现这种分离，其方式是减小用来除去二氧化碳的产物处理系统的尺寸或者消除对该系统的需要。另外，相比其它加工流程，本发明不管应用在新设备中或者作为对于现有设备的改进，可用来在进料气中给定二氧化碳浓度的条件下，在底部液体产物中回收更多的C2组分和重烃组分。
根据本发明，发现可保持超过66％的C2回收率，同时能保持底部液体产物中二氧化碳的含量在指定范围内，并在剩余的气流中基本上不包含甲烷。本发明尽管可在较低压力和较高温度下应用，但当进料气的压力为600-1000psia或者更高，蒸馏塔顶温度需要为-120°F或更冷时，具有特别的优点。
本发明使用一种改进的再沸器方案，能应用到任何类型的NGL回收系统中。在蒸馏塔的典型再沸器或侧再沸器用途中，整个塔的下流液体流从塔中抽出，通过热交换器，然后在塔的几乎相同位置返回到塔中。而在该改进的再沸器系统中，塔的下流液体一部分从塔的更高位置回收，即距离返回点至少一个理论塔板(step)的位置抽出。即使液体的流量可能较低，它通常也是非常冷的，具有提高回收率或减小交换器尺寸的优点。
已经发现，当本发明应用到用于NGL回收的现有技术方法时，C2组分和重烃组分的回收率会提高1-2个百分点。但是，当希望降低在回收的NGL产物中的二氧化碳含量时，回收率的提高更大。在典型的NGL回收设备中，回收甲烷也会导致回收至少一些包含在进料气中的二氧化碳，因为二氧化碳的相对挥发性在甲烷和乙烷之间。因此，当乙烷回收率提高时，在NGL产物中的二氧化碳回收率也会提高。通过应用本发明的改进再沸器方案，申请人发现，相比常规再沸器或侧再沸器系统，可明显提高乙烷在NGL产物中的回收率，此时塔进行再沸腾能使得NGL产物中的二氧化碳含量合乎要求。
为了更好的理解本发明，可参考下列实施例和附图。
图1是现有技术的低温天然气加工设备的流程图；
图2是图1的加工设备调整成本发明天然气加工设备的流程图；
图3是图1的加工设备另外一个调整成成本发明天然气加工设备的方法的流程图；
图4是图1的加工设备另外一个调整成本发明的天然气加工设备的方法的流程图；
图5是另外一个现有技术方法调整成本发明天然气加工设备的流程图；
图6是本发明用于加工设备的改进再沸器方案的示意图，包括一个热虹吸系统；
图7是描述本发明用于加工设备的改进再沸器方案的示意图，包括一个泵送(pumped)系统；
图8是描述本发明用于加工设备的改进再沸器方案的示意图，包括一个泵送系统；
图9是描述本发明用于加工设备的改进再沸器方案的示意图，包括一个分塔系统(split column system)。
在上述图的下列说明中，提供了一些表概括用来计算代表性过程条件下的流量。在所述表中，流量的值(以磅摩尔每小时为单位)为了方便都四舍五入到最接近的整数。显示在表中的总流量包括所有非烃组分，因此通常大于烃类组分流量的总和。显示的温度是四舍五入到最接近整数的近似值。也应注意的是，为了比较图中所示过程而进行的过程设计计算是基于环境和过程之间没有热泄漏的假设。市售绝缘材料的质量能使这个假设实现，使用的是本领域技术人员已知的绝缘材料。
现有技术的描述
图1是使用美国专利3292380的现有技术，从天然气中回收C2+组分的加工设备的流程图。在该方法的流程中，进料气流31在90°F和915psia的条件下的设备。如果进料气包含会使产物流不符合规格的一定浓度的含硫化合物，要对进料气进行适当的预处理除去含硫化合物(图中没有显示)。另外，进料流通常进行脱水，防止其在低温条件下形成水(冰)。通而为此使用的是固体干燥剂。
进料气流31在交换器10中与-108°F的冷残余气体(流体37)、59°F的甲烷脱除塔再沸器液体(流体42)和30°F的甲烷脱除塔侧再沸器液体(流体40)在交换器中进行热交换而被冷却。需要指出的是，无论在哪种情况下，交换器10表示许多单个热交换器或单个多通道热交换器，或者它们的组合。(是否使用一个以上热交换器来进行冷却取决于许多因素，包括但不限于进料气流量，热交换器尺寸，气体流或液体流的温度等。)也应该注意的是，热交换器10曾经是用甲烷脱除塔液体产物(流体43a)来对一部分进料气进行冷却，但是根据后面的解释，该流体温度太高而不能被用于这个目的。经冷却的流体31a进入-30°F和905psia的分离器11，在那里蒸气(流体32)从冷凝的液体(流体35)中分离出来。
来自分离器11的蒸气(流体32)进入作功膨胀机器14，从这部分高压进料中获得机械能。机器14使蒸气基本上等熵地从约905psia的压力膨胀到甲烷脱除塔17的工作压力(约315psia)，作功膨胀使膨胀的流体32a冷却到约-108°F的温度。典型的市售作功膨胀器在理论上能够获得约80-85％在理想等熵膨胀中作的功。获得的功通常用来驱动离心气体压缩机(如元件15)，例如可用来重新压缩剩余气体(流体37a)。经膨胀的和部分冷凝的流体32a被输送到甲烷脱除塔17的上部区域中的分离段17a中。在这里分离出来的液体称为甲烷脱除段17b中理论塔板1的顶部进料。
来自分离器11的液体(流体35)通过适当的膨胀装置(如膨胀阀16)快速膨胀到甲烷脱除塔17的工作压力。在膨胀时，一部分流体被蒸发，从而冷却了全部流体。在图1所示的方法中，离开膨胀阀16的膨胀流体35a达到-73°F，输送到甲烷脱除塔17的塔中某个输入位置。
甲烷脱除塔17是包括大量垂直间隔的塔板、一个或多个填充床、或者塔板和填充床某种组合的常规蒸馏塔。如同天然气加工设备的情况一样，甲烷脱除塔可由两段组成。上段17a是分离器，在其中，部分冷凝的顶部进料分离成蒸气和液体两部分，从下部蒸馏段即甲烷脱除段17b上升的蒸气与顶部进料的这个蒸气部分结合，形成离开塔顶的冷剩余气体馏分流体37。下部的甲烷脱除段17b包括塔板和/或填充床，提供了下流液体和上升蒸气之间的必要接触。甲烷脱除塔17也包括一个再沸器，它加热并蒸发沿着塔往下流的液体部分，以提供沿塔向上流出的脱除用蒸气。
在许多情况下，离开塔底的液体产物的温度(流体43)根据液体产物中所需的甲烷和乙烷之比来进行控制。甲烷与乙烷之比通常为0.025∶1，以底部产物的摩尔数计。但是，在这种情况下，液体产物中的二氧化碳浓度会超出设备厂家规格中二氧化碳与乙烷之比0.05∶1(以摩尔计)的要求，如果控制甲烷脱除塔保持在上述甲烷∶乙烷之比的话。因此，如果以这种方式操作，那么设备就需要增加从烃类中除去二氧化碳的处理系统，以生产可以销售的液体产品。有许多方法可除去二氧化碳，包括处理进料气，处理全部液体产物，处理分馏后的乙烷产物等，但是所有这些方法不仅增加了设备成本(由于安装处理系统而增加的成本)，而且设备的运行费用也增加(由于此处理系统中的能量消耗和化学试剂消耗)。
保持乙烷产物中二氧化碳符合规格的一个方法，是以从底部液体产物中除去二氧化碳的方式操作甲烷脱除塔，具体是使用如图1所示的侧再沸器和/或底部再沸器，加入更多的重沸热量来完成的。这导致了离开塔底的液体产物(流体43)的温度为77°F，然后它在泵20中泵压到约480psia(流体43a)。(泵的出口压力通常根据液体产物的最终目标设定。通常，液体产物在进行了热交换之后流入贮藏器，此时设定泵的出口压力以防止流体43a在加热到环境温度时蒸发。)但是，由于流体43a温度较高，它不能用于热交换器10中的进料气冷却。因此，截断阀21a必须关闭，而截断阀21b应打开，使流体绕开热交换器10直流到贮藏器(流体43d)中。
剩余气体(流体37)与进入的进料气体方向相反地通过热交换器10，而被被加热到33°F(流体37a)。然后，剩余气体两级再次压缩。第一级是用被膨胀机器14驱动的压缩机15，第二级是使用补偿电源(supplemental power source)驱动的压缩机22。在流体37被冷却器23冷却到120°F后，剩余气体产物(流体37d)流入1015psia的销售管道(sales pipeline)中，足以满足气体线路的需要(通常约为进口压力)。
流体流量和图1所示的方法的能耗概括列在下表中：
                                表I
                                (图1)
                   流体流量一览-(Lb.摩尔/小时)
  流体   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   二氧化碳
  总流量
  31   25338   1905   647   320   307
  28659
  32   24929   1777   534   181   296
  27860
  35   409   128   113   139   11
  799
  40   14   1900   730   342   531
  3517
  37   25338   1129   94   6   268
  26977
  43   0   776   553   314   39
  1682
  回收率*
  乙烷   40.74％
  丙烷   85.47％
  丁烷+   98.09％
  马力
  剩余压缩   13296
*(基于未四舍五入修整的流量)
图1流程底部液体产物中二氧化碳∶乙烷之比是0.05∶1，符合设备厂家的规格。但是，需要注意的是，底部产物中甲烷∶乙烷之比是0.000003∶1(以摩尔计)，而允许的比为0.025∶1，说明了控制液体产物的二氧化碳含量在所需水平需要的去除程度。显示在表I中的回收率的表明，以这种方式操作图1的流程可减少乙烷产物中的二氧化碳含量，会大大降低液体回收率。当在底部产物中的甲烷∶乙烷之比为0.025∶1的条件下进行操作时，计算值显示图1的流程能够得到69.64％的乙烷回收率、96.18％的丙烷回收率和99.66％的丁烷+回收率。不幸地是，当以这种方式进行操作时，得到的二氧化碳∶乙烷之比太高，不能满足设备厂家的规格。因此，对于现有技术方法来说，操作图1所示的流程来降低液体产物中二氧化碳浓度需要造成乙烷、丙烷和丁烷+回收率分别下降超过28个百分点、10个百分点和1个百分点。
在图1的流程中，有两个因素造成当塔控制液体产物的二氧化碳浓度时会降低甲烷脱除塔底部的液体回收率。首先，当甲烷脱除塔17底部的温度通过再次对塔进行重沸而上升到77°F时，在塔中每个部分的温度就会上升。这会减少塔的液体流(流体40、42和43)能够给热交换器10中的进料气提供的冷却量。结果，进入分离器11的经冷却的进料流(流体31a)温度会更高，从而降低乙烷在甲烷脱除塔17中的保留量。第二，在甲烷脱除塔17下段的更高温度使上段的温度也更高，造成进入甲烷脱除塔19下段的甲烷液体较少。当这种液体甲烷随后通过连接在甲烷脱除塔17的侧再沸器和主再沸器进行蒸发时，甲烷蒸气有助于从沿着塔下流的液体中去除二氧化碳。而在图1流程中，由于较少量的甲烷能用来去除二氧化碳，在液体中必须蒸发更多的乙烷来作为脱除气体。因为二氧化碳和乙烷的相对挥发性非常相似，所以乙烷蒸气相比甲烷蒸气来说是效率较差的脱除剂，从而降低了塔中的脱除效率，造成了较低的回收率。
本发明的说明
实施例
图2描述了本发明一个方法的流程图。图2所示方法的进料气组合物和条件与图1的相同。因此，图2的方法可与图1的方法进行比较，以说明本发明的优点。
在图2所示的流程中，进料气体流31以90°F和915psia的压力进入。进料流体31在交换器10中通过与-130°F的冷剩余气体(流体37)、57°F的甲烷脱除塔液体产物(流体43a)、33°F的甲烷脱除塔再沸器液体(流体42)和一部分来自甲烷脱除塔17上段的-130°F液体(流体40)进行热交换而冷却。冷却的流体31a进入-59°F和905psia的分离器11，在其中蒸气(流体32)和冷凝的液体(流体35)互相分离。
来自分离器11的冷凝液体(流体35)通过适当的膨胀装置(如膨胀阀16)快速膨胀到甲烷脱除塔17的工作压力(约315psia)。在膨胀时，一部分流体蒸发，导致整个流体的冷却。在图2所示的流程中，离开膨胀阀16的膨胀流体35a到达-114°F的温度，然后输送到甲烷脱除塔17塔中某个进料部位。
来自分离器11的蒸气(流体32)进入作功膨胀机器14，在其中从这部分高压进料中获得机械能。机器14使蒸气基本上等熵地从约905psia的压力膨胀到甲烷脱除塔17的工作压力，作功膨胀使膨胀流体32a冷却到约-132°F的温度。之后，经膨胀和部分冷凝的流体32a作为塔顶进料输送到甲烷脱除塔17中。流体32a的蒸气部分与来自塔顶分馏塔板的蒸气混合，形成蒸馏流体37，它在塔的上部区域抽出。
流体32a的液体部分用来接触来自甲烷脱除塔17的下部分馏塔板的蒸气，从蒸气精馏出所需C2组分和重烃组分，然后分成两部分。一部分(流体41)包含全部液体的约40％，输送到甲烷脱除塔17中的下部分馏塔板再次与上升的蒸气接触进行精馏。
另一部分(流体40)包含液体的剩余60％，从塔中抽出，输送到热交换器10中自由加热到30°F并部分蒸发，此时对部分进料气进行冷却。之后，加热的流体40a输送到甲烷脱除塔17的塔中某个进料部位，该部位与流体40抽出塔的部位相距至少一个理论塔板。在这种情况下，部分蒸发的流体40a流入塔中与在图1流程中侧再沸器流体返回的相同位置(在甲烷脱除塔17中的理论塔板11)，这相当于比分馏系统中液体流抽出部分在甲烷脱除塔17中的理论塔板1低10个理论塔板的部位。
液体产物(流体43)以54°F离开甲烷脱除塔17的底部。该流体在泵20中泵压到约480psia(流体43a)，输送到热交换器10，如前述冷却部分进料气而自身被加热到72°F。剩余气体(流体37)与进料气方向相反通过热交换器10，被加热到58°F(流体37a)。然后，剩余气体两级进行再压缩，一级是用由作功膨胀机器14驱动的压缩机15，另一级用由补偿电源驱动的压缩机22。在流体37c由冷却器23冷却到120°F时，剩余气体产物(流体37d)流入1015psia压力的销售管道。
图2所示流程的流体流量和能量消耗的概括列在下表中：
                               表II
                               (图2)
                   流体流量一览-(Lb.摩尔/小时)
  流体   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   二氧化碳   总流量
  31   25338   1905   647   320   307   28659
  32   22905   1382   331   87   252   25094
  35   2433   523   316   233   55   3565
  40   1334   565   186   51   70   2208
  37   25306   637   27   1   243   26356
  43   32   1268   620   319   64   2303
  回收率*
  乙烷   66.58％
  丙烷   95.91％
  丁烷+   99.63％
  马力
  剩余压缩   15400
*(基于未四舍五入修整的流量)
不同于图1所示的现有技术方法，在底部液体产物中，二氧化碳∶乙烷之比(0.05∶1)和甲烷∶乙烷之比(0.025∶1)在图2方法中可控制在客户所需的规格。表I和II中所示的回收率比较说明，当以这种方式进行操作来限制其液体产物中的二氧化碳含量时，相比图1的方法，本发明能得到更高的液体回收效率。表I和II的比较说明，相比现有技术，本发明将乙烷回收率从40.74％提高到66.58％，丙烷回收率从85.47％提高到95.91％，丁烷回收率从98.09％提高到99.63％.表I和II的比较还说明，产物的产率越高，并非仅是提高马力(效用)需求的结果。相反，当本发明用在该实施例中时，不仅乙烷、丙烷和丁烷+的回收率超过了现有技术方法，液体回收效率也提高了41％(以消耗的每单位马力回收的乙烷计)。图2的方法消耗每单位马力回收了0.83加仑每小时的乙烷，而图1的方法消耗每单位马力回收了0.59加仑每小时的乙烷。
图2中所示的本发明得到的明显优点，是改进的再沸器方案提供了更冷的塔液体用来冷冻进入的进料流体。这提高了对于进料气体的冷却，不仅在这种情况下可从液体得到更多的冷却量，而且能达到更冷的温度。同时，相比对塔中流体进行重沸以满足二氧化碳浓度时的情况，有更多的甲烷输送到甲烷脱除塔17的下部。(注意到图2方法中的流体40包含1334Lb.摩尔/小时的甲烷，而图1方法中的流体40只包含14Lb.摩尔小时的甲烷。)通过图2的方法，本发明提供的更多量甲烷有助于从脱除段中的向下流液体中脱除二氧化碳。在图2方法的NGL产物中的二氧化碳量可以通过适当控制由塔抽出而不是让其输送到甲烷脱除塔17上段分馏塔板的液体流入此改进的再沸器系统来进行调节。
其它实例
图3和4是描述其它可用的流程图，其中是美国专利3292380中的方法和装置被调整成为本发明的天然气加工设备。应该指出的是，在图3的本发明实例中，用于改进的再沸器方案的蒸馏流(流体40)是将在膨胀过程中在流体32a中形成的流体在甲烷脱除塔17外面分离形成的(来自分离器19的流体34)。要做到这一点也可以将来自作功膨胀机器14的所有经膨胀的流体(流体32a)通入甲烷脱除塔17上部的分离段中，分离出液体，然后将该液体分成蒸馏塔用的回流流体(流体41)和改进的再沸器方案用的蒸馏流体(流体40)。图5是描述一种方式的流程图，其中是美国专利4854955中描述的方法和装置被调整成本发明的天然气加工设备。
图6、7、8和9是描述实现改进的再沸器方案的一些可用方法的示意图。图6显示所用的一种典型热虹吸型器件，其中液体从分馏塔50到再沸器57的部分液体流可通过在液体抽吸(draw)管道61中的阀58来控制。不从塔中抽出的液体则从升汽管型盘(chimney tray)51上溢流(overflow)到下面的填充床(packing)(或塔板)53用的分配板52上。在管道61a中来自再沸器57的加热流体返回到分馏塔50的下部位置(在该处装有适当的进料分布装置，如升汽管型盘54和分配板55)，与来自填充床(或塔板)53的下流液体混合为填充床(或塔板)56供料。图7和8描述了典型的泵压调整(pumped adaptation)的流程，其中全部下流液体抽入液体流动管道61，使用泵60泵压到更高的压力。然后，在管道61a中将泵压的流体流通过适当的控制阀58和59分开，获得在管道62中流向流体再沸器57所需的液体量。在管道62a中的经再沸器57加热的流体如图6实例所述返回到分馏塔50的下面部位。在图7的实例中，不流入再沸器的液体在管道63中返回到液体初始抽出的升汽管型盘51中，在其中它能溢流到下面填充床(或塔板)53的分配板52上。在图8实例中，不流入再沸器的液体在管道63中返回到液体初始抽出的升汽管型盘51下面的部位，直接输送到把液体送到填充床(或塔板)53的分配板52上。图9显示了图8所示的泵压系统应用于分塔方法设备如上塔65和下塔50的情况。
本领域技术人员可认识到，本发明由于给侧再沸器和/或再沸器提供更冷的流体，从而使塔的进料获得更多冷却带来的一些优点。由于这更多的冷却，减少了对于给定产物回收率的能量需要，或者提高了对于给定能量消耗的产物回收率，或者皆具有这两个优点。而且，本领域的技术人员可认识到，本发明由于在甲烷脱除塔底部中输入更大量的甲烷来促进从下流液体中脱除二氧化碳而具有益处。有了更多的甲烷对液体脱除二氧化碳，就相应的减少了用于脱除的乙烷量，从而使更多的乙烷保留在底部液体产物中。因此，本发明通常可应用到任何基于冷却任何几股进料流并将其输入到塔中进行蒸馏的方法中。
根据本发明，甲烷脱除塔进料的冷却可用许多方法来完成。在图2、3和4的方法中，冷的剩余气体(流体37)和甲烷脱除塔液体(流体40、42和43)只用于气体流的冷却。在图5的方法中，进料流体36被冷剩余气体(流体37)冷却并基本上冷凝，蒸馏塔顶部蒸气(流体47)被经膨胀的流体36b冷却并部分冷凝，而膨胀的分离器液体(流体35a)和甲烷脱除塔液体(流体40)只用于气体冷却。但是，甲烷脱除塔液体可用来对图5中的流体36冷却和基本上冷凝起一些或全部冷却之用，或者冷却并部分冷凝图5中的流体47之用，除了或代替冷却气体流之外。而且，可使用低于进料流体冷却温度的任何流体。例如，可从甲烷脱除塔侧面抽取蒸气来用于冷却。其它冷却的潜在源包括但不限于快速高压分离器的液体(如在图3中用虚线表示的)和机械冷冻系统。冷却源的选择取决于许多因素，包括但不限于进料气体的组成和条件、设备尺寸、热交换器尺寸、冷却源温度等。本领域技术人员也可认识到，上述冷却源或冷却方法的任何组合都可用来得到所需的进料流体温度。
根据本发明，可使用外部冷冻来补充来自其它过程流对进料气体的冷却，尤其是在进料气体比在实施例中所用流量大的情况。用于进行热交换的甲烷脱除塔液体的使用和分配，以及用于进料气体冷却的热交换器的特定排列必须就各个具体用途来确定，用于特定热交换的过程流体的选择也是如此。
在图5中的高压液体(流体35)可与分离器的蒸气部分(流体33)混合，流入热交换器12。另外，这种液体流(或者其一部分)可通过适当的膨胀装置(如膨胀阀16)进行膨胀，然后输送到分馏塔(在图5中的甲烷脱除塔17)较低的塔中进料部位。如图5所示，此液体流在流入甲烷脱除塔之前在膨胀步骤之前或之后也可用于进料气体的冷却或者其它热交换用途。
也应该认识到，在塔进料流体的每股支流中的进料相对量取决于一些因素，包括气体压力、进料气组成、能经济地从进料吸取的热量和可用的动力数量。在塔顶输入较多进料可提高回收率，同时降低从膨胀机器获得的能量，从而提高再压缩的动力需求。提高塔下部的进料量可减少动力消耗，但也会降低产物回收率。但是，塔中部各进料流的相对位置随着进料组成或其它因素(如所需的回收率和在进料气冷却时形成的液体量)而变化。而且，两种或多种进料流或它们的一部分可根据各个流体的相对温度和数量而混合，将混合流输入到塔中的某个进料位置。图2是对于所示组合物和压力条件的一个优选实例。尽管各个流体所示的膨胀是在特定的膨胀装置中进行，但是其它膨胀装置也适用。例如，条件可能保证进料流体(图5中的流体36a)的基本上冷凝部分进行作功膨胀。
在图2-5中作为单个塔描述的分馏塔，由于设备尺寸的缘故可建成为两段(例如，吸收段和脱除段)。建成单个容器(如图2-5中的塔17)还是多个容器，其决定取决于许多因素，如设备尺寸、制造工厂的距离等。
虽然在这里描述了本发明的一些优选实例，但是本领域的技术人员可认识到，还可以作出其它和进一步的改变，如改变本发明的各种条件、进料类型或其它要求，只要不离开下述权利要求所限定的本发明的精神。

Claims (13)

1.一种将包含甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成主要部分为所述甲烷的挥发性剩余气体馏分和主要部分为所述C2组分、C3组分和重烃组分的较小挥发性馏分的方法，该方法包括：
(a)在一个或多个热交换步骤中处理所述气流，产生至少一种在压力下冷却的第一进料流；
(b)所述冷却的第一进料流膨胀到较低的压力，之后在顶部进料部位进入分馏塔；
(c)所述冷却的经膨胀的第一进料流体在所述较低压力下分馏，从而回收所述较小挥发性馏分的各组分；
其改进在于
(1)将液体蒸馏流体从所述分馏塔中抽出，并进行加热；
(2)所述加热的液体蒸馏流返回到所述分离分馏塔下部的某个部位，该部位与所述抽出部位相距至少一个理论塔板；
(3)所述进料流流入所述分馏塔的数量和温度足以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而回收所述较小挥发性馏分的主要组分部分。
2.一种将包含甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成主要部分为所述甲烷的挥发性剩余气体馏分和主要部分为所述C2组分、C3组分和重烃组分的较小挥发性馏分的方法，该方法包括：
(a)在一个或多个热交换步骤以及至少一个单独步骤中处理所述气流，以产生至少一种在压力下冷却至基本上全部冷凝的第一进料流，以及至少一种在压力下冷却的第二进料流；
(b)使所述基本上冷凝的第一进料流膨胀到较低压力，从而使之进一步冷却，之后与来自分馏塔的分馏塔板的较高温度蒸馏流进行热交换；
(c)所述蒸馏流体被所述第一进料流充分冷却，而部分冷凝，此后将所述部分冷凝的蒸馏流分离，产生所述挥发性剩余气体馏分和回流流体，随后所述回流流体在顶部进料部位输送到所述分馏塔中；
(d)将所述温度提高的第一进料流体在塔中部第一进料部位输送到所述分馏塔中；
(e)将所述冷却的第二进料流膨胀到所述较低压力，之后在塔中部第二进料部位输送到所述分馏塔中；
(f)将所述回流流体、所述加热的第一进料流和所述膨胀的第二进料流在所述较低压力下分馏，从而回收所述较小挥发性馏分的各组分；
其改进在于：
(1)将液体蒸馏流从所述分馏塔中抽出，并进行加热；
(2)将所述加热的蒸馏流返回到所述分离分馏塔下部的某个部位，该部位与所述抽出部位相距至少一个理论塔板；
(3)进入所述分馏塔的所述进料流的量和温度足以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而回收所述较小挥发性馏分中的主要组分部分。
3.如权利要求1或3所述的改进，其特征在于所述液体蒸馏流在从所述从分馏塔中抽出后进行泵压。
4.如权利要求3所述的改进，其特征在于
(a)所述泵压的液体蒸馏流被分成至少一个第一部分和一个第二部分；
(b)将所述第一部分加热；
(c)将所述加热的第一部分返回到所述分馏塔下部的某个部位，该部位与所述抽出部位相距至少一个理论塔板。
5.如权利要求1或2所述的改进，其特征在于将所述液体蒸馏流与至少一部分所述气体流体或所述进料流进行热交换，对其提供所述的冷却，从而使所述液体蒸馏流被加热。
6.如权利要求3所述的改进，其特征在于将所述泵压的液体蒸馏流与至少一部分所述气体流或所述进料流进行热交换，对其提供所述的冷却，从而使所述液体蒸馏流体被加热。
7.如权利要求4所述的改进，其特征在于将所述第一部分与至少一部分所述气体流或所述进料流进行热交换，对其提供所述的冷却，从而使所述第一部分被加热。
8.如权利要求1或2所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
9.如权利要求3所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
10.如权利要求4所述的改进，其特征在于所述加热的第一部分的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
11.如权利要求5所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
12.如权利要求6所述的改进，其特征在于所述加热的蒸馏流的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
13.如权利要求7所述的改进，其特征在于所述加热的第一部分的量和温度以及对所述蒸馏塔的加热足以使所述分馏塔的塔底温度保持在一定温度，从而减少在所述较小挥发性馏分中的二氧化碳含量。
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