阅读说明：本技术 烃气体加工 (Hydrocarbon gas processing ) 是由 M·C·皮尔斯 K·T·奎利亚尔 S·A·米勒 J·D·威尔金森 J·T·林奇 H·M·赫 于 2018-05-25 设计创作，主要内容包括：公开了一种用于紧凑加工组件以改进从烃气流中回收C<Sub>2</Sub>(或C<Sub>3</Sub>)和更重的烃组分的工艺和设备。分离烃气流的优选方法通常包括：至少产生基本上冷凝的第一流和冷却的第二流；使所述两个流膨胀至较低压力；以及将所述流供应至分馏塔。在所公开的工艺和设备中,塔顶蒸气被引导至加工组件内部的吸收构件以及传热传质构件。来自所述加工组件的出口蒸气被压缩至较高压力并且冷却,然后一部分在所述加工组件内部的热交换构件中基本上冷凝,膨胀至较低压力并且被供应至所述传热传质构件以提供冷却。来自所述吸收构件的冷凝液体被馈送至所述塔。(A process for compacting a processing assembly to improve the recovery of C from a hydrocarbon gas stream is disclosed 2 (or C) 3 ) And heavier hydrocarbon components. Preferred methods of separating a hydrocarbon gas stream generally comprise: at leastProducing a substantially condensed first stream and a cooled second stream; expanding the two streams to a lower pressure; and supplying the stream to a fractionation column. In the disclosed process and apparatus, the overhead vapor is directed to an absorbing member and a heat and mass transfer member inside the processing assembly. The outlet vapor from the processing assembly is compressed to a higher pressure and cooled, then a portion is substantially condensed in a heat exchange means internal to the processing assembly, expanded to a lower pressure and supplied to the heat and mass transfer means to provide cooling. The condensed liquid from the absorbing means is fed to the column.)

烃气体加工

说明书

发明背景

乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或更重的烃可从各种气体回收，所述气体如天然气、炼油气和从其他烃材料(如煤炭、原油、石油脑、油页岩、沥青砂和褐煤)获得的合成气流。天然气通常具有大部分的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷一起构成所述气体的至少50摩尔％。所述气体还含有相对较少量的更重的烃，如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和/或其他气体。

本发明总体上涉及改进从此类气流回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和更重的烃。待根据本发明加工的气流的典型分析将是以大约摩尔百分比计，78.6％的甲烷、12.5％的乙烷和其他C₂组分、4.9％的丙烷和其他C₃组分、0.6％的异丁烷、1.4％的正丁烷和1.1％的戊烷+，余量由氮气和二氧化碳组成。有时还存在含硫气体。

天然气及其液态天然气(NGL)成分两者的价格的历史周期性波动有时降低乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和作为液态产物的较重组分的增量价值。这已经导致对可提供这些产物的更有效回收的工艺、对可以较低的资本投资提供有效回收的工艺以及对可容易地适配或调整以改变特定组分在广泛范围内的回收的工艺的需求。用于分离这些材料的可用工艺包括基于气体的冷却和冷冻、油吸收和冷冻油吸收的工艺。此外，由于从被加工的气体同时膨胀和提取热时产生动力的经济设备的可用性，因此低温工艺已变得普遍。取决于气体源的压力、气体的丰富性(乙烷、乙烯和更重的烃含量)和所需的最终产物，可使用这些工艺的每一种工艺或它们的组合。

低温膨胀(cryogenic expansion)工艺现在通常优选用于液态天然气的回收，因为它提供最大简便性，易于启动、操作灵活性、良好效率、安全性和良好可靠性。美国专利号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；8,590,340；8,881,549；8,919,148；9,021,831；9,021,832；9,052,136；9,052,137；9,057,558；9,068,774；9,074,814；9,080,810；9,080,811；9,476,639；9,637,428；9,783,470；9,927,171；9,933,207；和9,939,195；再公告美国专利号33,408；以及共同未决的申请号11/839,693；12/868,993；12/869,139；14/714,912；14/828,093；15/259,891；15/332,670；15/332,706；15/332,723；和15/668,139描述了相关的工艺(尽管与引用的美国专利和共同未决的申请中描述的那些相比，本发明的描述在一些情况下是基于不同的加工条件)。

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所述工艺中的其他流和/或外部冷冻源(如丙烷压缩冷冻系统)的热交换而冷却。随着所述气体被冷却，液体可冷凝并以含有所需C₂+组分中的一些的高压液体形式收集在一个或多个分离器中。取决于所述气体的丰富性和所形成的液体量，可使所述高压液体膨胀至较低压力并进行分馏。在所述液体膨胀期间发生的蒸发导致所述流的进一步冷却。在一些情况下，可能希望在膨胀前预冷却高压液体，以进一步降低由膨胀产生的温度。使包含液体与蒸气的混合物的膨胀流在蒸馏柱(脱甲烷塔或脱乙烷塔)中分馏。在所述柱中，蒸馏膨胀冷却的流，以将作为顶部蒸气的残余甲烷、氮气和其他挥发性气体与作为底部液体产物的所需C₂组分、C₃组分和更重的烃组分分离；或将作为顶部蒸气的残余甲烷、C₂组分、氮气和其他挥发性气体与作为底部液体产物的所需C₃组分和更重的烃组分分离。

如果进气未完全冷凝(通常未完全)，则从部分冷凝中剩余的蒸气可分成两个流。所述蒸气的一部分通过功膨胀机(work expansion machine)或发动机、或膨胀阀，达到较低压力，在所述压力下，由于流的进一步冷却而冷凝另外的液体。膨胀后的压力基本上与蒸馏柱操作时的压力相同。由膨胀产生的合并的蒸气-液体相作为进料被供应至所述柱。

蒸气的剩余部分通过与其他工艺流，例如冷分馏塔塔顶馏出物的热交换而冷却至基本冷凝。在冷却之前，高压液体的一些或全部可与此蒸气部分合并。然后使所得的冷却流通过适当的膨胀装置如膨胀阀膨胀至脱甲烷塔操作时的压力。在膨胀过程中，所述液体的一部分将蒸发，从而导致总物流的冷却。然后将急骤膨胀流作为顶部进料供应至脱甲烷塔。通常，急骤膨胀流的蒸气部分和脱甲烷塔顶部蒸气在分馏塔的上部分离器区段中合并为残余甲烷产物气体。或者，可将冷却且膨胀的流供应至分离器以提供蒸气和液体流。将所述蒸气与塔顶馏出物合并，并且将所述液体作为顶部柱进料供应至所述柱。

在这种分离工艺的理想操作中，从所述工艺中离开的残余气体将含有进气中的实质上所有的甲烷，而基本上不含更重的烃组分；并且离开脱甲烷塔的底部馏分将含有实质上所有的更重的烃组分，而基本上不含甲烷或更易挥发的组分。然而，实际上无法获得这种理想情况，因为常规脱甲烷塔大多作为汽提塔操作。因此，所述工艺的甲烷产物通常包含离开所述柱的顶部分馏阶段的蒸气，以及未经受任何精馏步骤的蒸气。由于顶部液体进料含有大量的这些组分和更重的烃组分，因而发生相当多的C₂、C₃和C₄+组分损失，从而在离开脱甲烷塔的顶部分馏阶段的蒸气中产生对应平衡量的C₂组分、C₃组分、C₄组分和更重的烃组分。如果上升的蒸气可与能够从蒸气吸收C₂组分、C₃组分、C₄组分和更重的烃组分的大量液体(回流)发生接触，则可显著减少这些合乎需要的组分的损失。

近年来，用于烃分离的优选方法使用上部吸收器区段以提供上升蒸气的额外精馏。对于许多这些方法，用于上部精馏区段的回流物流的源是在压力下供应的残余气体的再循环流。再循环的残余气流通常通过与其他工艺流，例如冷分馏塔塔顶馏出物的热交换而冷却至基本冷凝。然后使所得的基本上冷凝的流通过适当的膨胀装置如膨胀阀膨胀至脱甲烷塔操作时的压力。在膨胀过程中，所述液体的一部分通常将蒸发，从而导致总物流的冷却。然后将急骤膨胀流作为顶部进料供应至脱甲烷塔。这种类型的典型工艺方案公开于美国专利号4,889,545、5,568,737、5,881,569、9,052,137和9,080,811，以及Mowrey,E.Ross,"Efficient,High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a HighPressure Absorber",Proceedings of the Eighty-First Annual Convention of theGas Processors Association,Dallas,Texas,2002年3月11-13日。不幸的是，除了脱甲烷塔中的额外精馏区段外，这些工艺还需要多余的压缩能力以提供原动力将回流物流再循环至脱甲烷塔，从而增加使用这些工艺的设施的资本成本和操作成本。

为上部精馏区段提供回流物流的另一种方式是从塔上的下部位置抽吸蒸馏蒸气流(并且也许将其与塔顶蒸气的一部分合并)。将此蒸气(或合并的蒸气)流压缩至较高压力，然后冷却至基本冷凝，膨胀至塔操作压力，并且作为顶部进料供应至塔。这种类型的典型工艺方案公开于美国专利号9,476,639和共同未决的申请号11/839,693、12/869,139和15/259,891中。这些还需要脱甲烷塔中的额外精馏区段加上压缩机以提供原动力将回流物流再循环至脱甲烷塔，从而再次增加使用这些工艺的设施的资本成本和操作成本。

但是，根据美国专利号4,157,904和4,278,457(以及其他工艺)，已经在美国和其他国家建造了许多气体加工厂，所述气体加工厂没有上部吸收器区段来提供上升蒸气的额外精馏并且不能容易地修改来添加这种特征。此外，这些工厂通常不具有多余的压缩能力来允许再循环回流物流。结果，这些工厂在操作以从气体中回收C₂组分和较重组分(通常称为“乙烷回收”)时通常效率不高，并且在操作以从气体中仅回收C₃组分和更重组分(通常称为“乙烷脱除(ethane rejection)”)时尤其低效。

本发明是提供额外精馏的新颖方式，所述额外精馏可容易地添加至现有气体加工厂中以增加所需C₂组分和/或C₃组分的回收率，而无需额外的残余气体压缩或单独的循环压缩机。这种增加的回收的增量价值通常是可观的。对于后面给出的实施例，与相应的烃气体相比，对于烃液体使用平均增量US$0.10-0.58/加仑[€22-129/m³]，与现有技术相比来自额外回收能力的增量收入在每年US$690,000至US$4,720,000[€580,000至€3,930,000]的范围内。

本发明还把迄今已成为单个设备项目组合到共同壳体中，从而减少地块要求和添加的资本成本。出人意料地，申请人已经发现，更紧凑的布置还以给定功率消耗显著提高产品回收率，从而提高工艺效率并降低设施的操作成本。此外，更紧凑的布置还消除传统工厂设计中用于互连各个设备项目的许多管道，从而进一步降低资本成本并且还消除相关的法兰管道连接。由于管道法兰是烃(其是导致温室气体并且也可能是大气臭氧形成的前兆的挥发性有机化合物、VOC)的潜在泄漏源，因此消除这些法兰降低可破坏环境的大气排放物的可能性。

根据本发明，已经发现可获得超过99％的C₂回收率。类似地，在不需要回收C₂组分的那些情况下，可维持超过96％的C₃回收率。本发明尽管在较低压力和较暖的温度下适用，但是在需要-50℉[-46℃]或更冷的NGL回收柱顶部温度的条件下加工在400至1500psia[2,758至10,342kPa(a)]或更高范围内的进气时特别有利。

为更好地理解本发明，参考以下实施例和附图。参见附图：

图1和图2是根据美国专利号4,157,904或4,278,457的现有技术天然气加工厂的流程图；

图3和图4是适于使用共同未决申请15/332,723的工艺的天然气加工厂的流程图；

图5是适于使用本发明的天然气加工厂的流程图；并且

图6至图11是示出将本发明应用于天然气加工厂的替代方式的流程图。

在对以上附图的以下阐述中，提供了表格来概述针对代表性工艺条件所计算的流率。在本文所列的表格中，为方便起见，流率(以摩尔/小时为单位)的值已取整为最接近的整数。表格中所示的总物流速率包括所有非烃组分，并且因而通常大于烃组分的物流流率的总和。所示的温度是取整至最接近的度数的近似值。还应注意，出于比较附图中所描绘的工艺的目的而进行的所述工艺设计的计算，是以周围环境与工艺之间没有相互热泄漏的假设为基础。市售隔热材料的质量使之成为非常合理的假设，并且本领域的技术人员通常进行这种假设。

为方便起见，兼以传统英制单位和国际单位制度(SI)的单位记述工艺参数。表格中给出的摩尔流率可解读为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。以马力(HP)和/或千英热单位/小时(MBTU/Hr)报告的能耗对应于以磅摩尔/小时描述的摩尔流率。以千瓦(kW)报告的能耗对应于以千克摩尔/小时描述的摩尔流率。

现有技术说明

图1是示出根据美国专利号4,157,904或4,278,457使用现有技术从天然气中回收C₂+组分的加工厂的设计的工艺流程图。在所述工艺的这种模拟中，进气在120℉[49℃]和815psia[5,617kPa(a)]作为流31进入工厂。如果所述进气含有会妨碍产物流符合规定的浓度的硫化合物，则通过对进气的适当预处理来除去所述硫化合物(未示出)。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。

进料流31在热交换器10中通过与冷残余气体(流39a)、在20℉[-7℃]下的泵送液体产物(流42a)、在0℉[-18℃]下的脱甲烷塔再沸器液体(流41)、在-45℉[-43℃])下的脱甲烷塔侧再沸器液体(流40)和丙烷制冷剂的热交换而冷却。流31a然后在-29℉[-34℃]和795psia[5,479kPa(a)]下进入分离器11，在所述分离器中蒸气(流32)与冷凝的液体(流33)分离。

来自分离器11的蒸气(流32)被分隔成两个流34和37。来自分离器11的液体(流33)任选地被分隔成两个流35和38。(流35可含有流33中0％至100％的分离器液体。如果流35含有分离器液体的任何部分，则图1的工艺是根据美国专利号4,157,904。否则，图1的工艺是根据美国专利号4,278,457。)对于图1中所示的工艺，流35含有约15％的总分离器液体。含有约30％的总分离器蒸气的流34与流35合并，并且合并的流36以与冷残余气体(流39)的热交换关系通过热交换器12，在所述热交换器中所述合并的流被冷却至基本冷凝。然后使-158℉[-106℃]下的所得基本上冷凝的流36a通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力(大约168psia[1,156kPa(a)])。在膨胀过程中，所述流的一部分被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图1所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b达到-176℉[-115℃]的温度，并且被供应至分馏塔17的上部区域中的分离器区段17a。在其中分离的液体成为脱甲烷区段17b的顶部进料。

来自分离器11的蒸气(流37)的剩余70％进入功膨胀机14，在所述功膨胀机中从此部分的高压进料中提取机械能。机器14使蒸气实质上等熵膨胀至塔操作压力，其中利用功膨胀将膨胀流37a冷却至大约-105℉[-76℃]的温度。典型的市售膨胀机能够回收理想等熵膨胀中理论上可获得的功的大约80％-85％。例如回收的功通常用于驱动离心式压缩机(如项目15)，所述离心式压缩机可被用于重新压缩残余气体(流39b)。此后将部分冷凝的膨胀流37a作为进料在柱中上部进料点供应至分馏塔17。使流38中的剩余分离器液体(如果有的话)通过膨胀阀16膨胀至分馏塔17的操作压力，从而在将流38a在柱中下部进料点供应至分馏塔17之前冷却至-85℉[-9℃]。

塔17中的脱甲烷塔是常规蒸馏柱，所述蒸馏柱含有多个垂直间隔的托盘、一个或多个填充床、或托盘和填料的某一组合。与天然气加工厂中的通常情况一样，分馏塔可由两个区段组成。上部区段17a是分离器，其中将部分蒸发的顶部进料分隔成其相应的蒸气部分和液体部分，并且其中从下部蒸馏或脱甲烷区段17b上升的蒸气与顶部进料的蒸气部分合并以形成离开塔的顶部的冷脱甲烷塔顶部蒸气(流39)。下部脱甲烷区段17b含有托盘和/或填料，并且提供向下下落的液体与向上上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷区段17b还包括再沸器(如先前描述的再沸器和侧再沸器以及补充再沸器18)，所述再沸器加热并蒸发沿所述柱向下流动的液体的一部分以提供沿所述柱向上流动的汽提蒸气以汽提具有甲烷和更轻组分的液体产物，即流42。

基于底部产物中基于体积0.5％的甲烷浓度的典型规格，液体产物流42在7℉[-14℃]下离开塔的底部。如前所述当所述液体产物流在热交换器10中提供进气的冷却时,通过泵21将所述液体产物流泵送至较高压力(流42a)且然后加热至95℉[35℃](流42b)。残余气体(脱甲烷塔顶部蒸气流39)在热交换器12中(其中它从-176℉[-115℃]加热至-47℉[-44℃](流39a))和在热交换器10中(其中它被加热至113℉[45℃](流39b))逆流地流至进入的进气。然后将残余气体在两个阶段中进行再压缩。第一阶段是由膨胀机14驱动的压缩机15。第二阶段是由补充动力源驱动的压缩机19，所述补充动力源将残余气体(流39d)压缩至销售管线压力。在排气冷却器20中冷却至120℉[49℃]后，残余气体产物(流39e)在765psia[5,272kPa(a)]下流动至销售气体管道，足以满足管线要求(通常大约进口压力)。

下表中列出图1中所示的工艺的物流流率和能耗。

表I

(图1)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

乙烷 96.69％

丙烷 99.84％

丁烷+ 99.99％

功率

*(基于未取整的流率)

图2是示出可调整图1中的加工厂的设计以在较低C₂组分回收率水平下操作的一种方式的工艺流程图。当天然气和液态烃的相对值可变时，这是常见的要求，从而导致回收C₂组分有时是无利可图的。图2的工艺已被应用于与先前针对图1描述的相同的进气组成和条件。然而，在图2的工艺的模拟中，已对工艺操作条件进行调整以将几乎所有的C₂组分脱除至残余气体，而不是将它们从分馏塔回收在底部液体产物中。

在所述工艺的这种模拟中，进气在120℉[49℃]和815psia[5,617kPa(a)]下作为流31进入工厂，并且在热交换器10中通过与冷残余气流39a和急骤分离器液体(流38a)的热交换而被冷却。(操作图2工艺以将几乎所有的C₂组分脱除至残余气体的一个结果是，沿分馏塔17向下流动的液体的温度暖得多，以至于侧再沸器流40和再沸器流41太暖而不能用来冷却进气，以使得必须由补充再沸器18供应所有的柱再沸热量。泵送的底部产物(流42a)也太暖而不能用来冷却进气。在图2工艺中，急骤分离器液体代替侧再沸器液体用于热交换器10中，以提供进气的一些冷却，同时降低补充再沸器18所需的负荷。冷却的流31a在-14℉[-26℃]和795psia[5,479kPa(a)]下进入分离器11，在所述分离器中蒸气(流32)与冷凝的液体(流33)分离。

来自分离器11的蒸气(流32)被分隔成两个流34和37，并且液体(流33)任选地被分隔成两个流35和38。对于图2中所示的工艺，流35含有约36％的总分离器液体。含有约33％的总分离器蒸气的流34与流35合并，并且合并的流36以与冷残余气体(流39)的热交换关系通过热交换器12，在所述热交换器中所述合并的流被冷却至部分冷凝。然后使-72℉[-58℃]下的所得部分冷凝的流36a通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力(大约200psia[1,380kPa(a)])。在膨胀过程中，所述流中的一些液体被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图2所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b达到-138℉[-94℃]的温度，并且在顶部进料点处被供应至分馏塔17。

来自分离器11的蒸气(流37)的剩余67％进入功膨胀机14，在所述功膨胀机中从此部分的高压进料中提取机械能。机器14使蒸气实质上等熵膨胀至塔操作压力，其中利用功膨胀将膨胀流37a冷却至大约-103℉[-75℃]的温度，之后将其作为进料在柱中上部进料点处供应至分馏塔17。使流38中的剩余分离器液体(如果有的话)通过膨胀阀16膨胀至略高于分馏塔17的操作压力，从而如先前所述在将流38a在热交换器10中加热至103℉[39℃]之前冷却至-61℉[-51℃]，然后将加热过的流40a在柱中下部进料点处供应至分馏塔17。

注意，如图2所示，当操作分馏塔17以将C₂组分脱除至残余气体产物时，所述柱通常被称为脱乙烷塔，并且其下部区段17b被称为脱乙烷区段。基于底部产物中基于体积0.020:1的乙烷与丙烷比例的典型规格，液体产物流42在137℉[58℃]下离开脱乙烷塔17的底部。残余气体(脱乙烷塔顶部蒸气流39)如先前所述在其提供冷却时在热交换器12中(其中它从-91℉[-68℃]加热至-29℉[-34℃](流39a))和在热交换器10中(其中它被加热至103℉[39℃](流39b))逆流地流至进入的进气。然后将残余气体在两个阶段，即由膨胀机14驱动的压缩机15和由补充动力源驱动的压缩机19中进行再压缩。在排气冷却器20中将流39d冷却至120℉[49℃]之后，残余气体产物(流39e)在765psia[5,272kPa(a)]下流动至销售气体管道。

下表中列出图2中所示的工艺的物流流率和能耗。

表II

(图2)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

丙烷 89.20％

丁烷+ 98.81％

功率

*(基于未取整的流率)

共同未决申请的说明

共同未决的申请号15/332,723描述了改进图1工艺的性能以将更多C₂组分回收在底部液体产物中的一种方式。图1可适于使用如图3中所示的这种工艺。图3工艺的操作条件已如所示进行调整以将液体产物的甲烷含量降低至与图1工艺相同的水平。在图3中呈现的方法中考虑的进气组成和条件与图1中的那些相同。因此，可将图3工艺与图1工艺进行比较。

针对图3所示的大多数工艺条件与图1工艺的相应工艺条件大致相同。主要区别是基本上冷凝的流36a和柱顶部蒸气流39的处置。在图3工艺中，柱顶部蒸气流39被分隔成两个流，流151和流152，随之通过回流压缩机22将流151从分馏塔17的操作压力(大约174psia[1,202kPa(a)])压缩至大约379psia[2,616kPa(a)]。然后将-81℉[-63℃]下的压缩流151a和在-81℉[-63℃]下的基本上冷凝的流36a引导至加工组件117的冷却区段117a中的热交换构件中。这种热交换构件可包括翅片管式热交换器、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器。所述热交换构件被配置为在流动通过所述热交换构件的一次通过的流151a、流动通过所述热交换构件的另一次通过的基本上冷凝的流36a与由加工组件117的精馏区段117b产生的进一步精馏的蒸气流之间提供热交换，以使得将流151a冷却至基本冷凝(流151b)，并且将流36a进一步冷却(流36b)，同时加热所述进一步精馏的蒸气流。

然后使-171℉[-113℃]下的基本上冷凝的流151b通过膨胀阀23急骤膨胀至略高于分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，所述流的一部分可被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图3所示的工艺中，离开膨胀阀23的膨胀流151c在其被引导至加工组件117的精馏区段117b中的传热传质构件中之前达到-185℉[-121℃]的温度。这种传热传质构件也可包括翅片管式热交换器、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器。所述传热传质构件被配置为在由加工组件117的吸收区段117c产生的向上流动通过所述传热传质构件的一次通过的部分精馏的蒸气流与向下流动的急骤膨胀的基本上冷凝的流151c之间提供热交换，以使得在加热所述膨胀流的同时冷却所述部分精馏的蒸气流。随着所述部分精馏的蒸气流被冷却，其一部分冷凝并向下下落，同时剩余的蒸气继续向上流动通过所述传热传质构件。所述传热传质构件在冷凝的液体与部分精馏的蒸气流之间提供连续接触，以使得它还起到在蒸气相与液相之间提供传质的作用，从而提供对部分精馏的蒸气流的进一步精馏以形成进一步精馏的蒸气流。然后将由所述传热传质构件产生的这种进一步精馏的蒸气流引导至加工组件117的冷却区段117a中的热交换构件以如前所述进行加热。将来自所述传热传质构件底部的冷凝的液体引导至加工组件117的吸收区段117c。

急骤膨胀流151c在其提供部分精馏的蒸气流的冷却和部分冷凝时进一步蒸发，并且在-178℉[-117℃]下离开精馏区段117b中的传热传质构件。加热过的急骤膨胀流排出至加工组件117的分离器区段117d中，并且分离成其相应的蒸气相和液相。所述蒸气相与顶部蒸气流39的剩余部分(流152)合并以形成合并的蒸气流，所述合并的蒸气流进入加工组件117的吸收区段117c中的传质构件。所述传质构件可包括多个垂直间隔的托盘、一个或多个填充床或托盘和填料的某一组合，但也可包括翅片管式热交换器中、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器中的非传热区。所述传质构件被配置为在离开精馏区段117b中的传热传质构件底部的冷的冷凝液体与由分离器区段117d产生的合并的蒸气流之间提供接触。当所述合并的蒸气流通过吸收区段117c向上上升时，它与向下下落的冷液体接触以冷凝并且从所述合并的蒸气流中吸收C₂组分、C₃组分和更重的组分。然后将所得的部分精馏的蒸气流引导至加工组件117的精馏区段117b中的传热传质构件以进行进一步精馏，如先前所述。

将来自离开加工组件117的精馏区段117b的在分离器区段117d中分离的加热过的急骤膨胀流的液相(如果有的话)与离开加工组件117的吸收区段117c中的传质构件底部的蒸馏液体合并以形成合并的液体流154。合并的液体流154离开加工组件117的底部，并且通过泵24泵送至较高压力(在-170℉[-112℃]下的流154a)。使-169℉[-112℃]下的进一步冷却的流36b通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，所述流的一部分可被蒸发，从而导致总物流冷却至-177℉[-116℃]。急骤膨胀流36c然后与泵送的流154a结合以形成合并的进料流155，所述合并的进料流然后在-176℉[-116℃]下在顶部进料点处进入分馏柱17。

进一步精馏的蒸气流在-182℉[-119℃]下离开加工组件117的精馏区段117b中的传热传质构件，并且进入加工组件117的冷却区段117a中的热交换构件。如先前所述，蒸气在其向流36a和151a提供冷却时被加热至-196℉[-71℃]。然后将加热过的蒸气作为冷残余气流153从加工组件117排出，将所述冷残余气流如先前针对图1工艺中的流39所述进行加热和压缩。

下表中列出图3中所示的工艺的物流流率和能耗。

表III

(图3)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

乙烷 98.70％

丙烷 100.00％

丁烷+ 100.00％

功率

*(基于未取整的流率)

表I和表III的比较表明，与图1工艺相比，图3工艺将乙烷回收率从96.69％提高至98.70％，将丙烷回收率从99.84％提高至100.00％，并且将丁烷+回收率从99.99％提高至100.00％。表I和表III的比较进一步表明，在不使用额外功率的情况下实现了这些增加的产物产率。

还可操作共同未决的申请号15/332,723的工艺以将几乎所有的C₂组分脱除至残余气体，而不是将它们回收在液体产物中。可如图4所示改变图3工艺的操作条件(包括加工组件117的冷却区段117a中的热交换构件的空转)以将液体产物的乙烷含量降低至与图2工艺基本上相同的水平。在图4中呈现的方法中考虑的进气组成和条件与图2中的那些相同。因此，可将图4工艺与图2工艺进行比较。

针对图4所示的大多数工艺条件与图2工艺的相应工艺条件大致相同。主要区别再次是基本上冷凝的流36a和柱顶部蒸气流39的处置。在图4工艺中，使基本上冷凝的流36a通过膨胀阀23急骤膨胀至略高于分馏塔17的操作压力(大约200psia[1,381kPa(a)])。在膨胀过程中，所述流的一部分被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图4所示的工艺中，离开膨胀阀23的膨胀流36b在其被引导至加工组件117的精馏区段117b中的传热传质构件中之前达到-156℉[-104℃]的温度。

急骤膨胀流36b在其提供合并的蒸气流的冷却和部分冷凝时进一步蒸发，并且在-83℉[-64℃]下离开精馏区段117b中的传热传质构件。加热过的急骤膨胀流排出至加工组件117的分离器区段117d中，并且分离成其相应的蒸气相和液相。所述蒸气相与顶部蒸气流39合并以形成合并的蒸气流，所述合并的蒸气流如前所述进入吸收区段117c中的传质构件，并且所述液相与来自吸收区段117c中的传质构件底部的冷凝液体合并以形成合并的液体流154。合并的液体流154离开加工组件117的底部，并且通过泵24泵送至较高压力，以使得在73℉[-58℃]下的流154a可在顶部进料点进入分馏柱17。进一步精馏的蒸气流离开精馏区段117b中的传热传质构件，并且在-104℉[-76℃]下作为冷残余气流153从加工组件117排出，所述冷残余气流然后如先前针对图2工艺中的流39所述进行加热和压缩。

下表中列出图4中所示的工艺的物流流率和能耗。

表IV

(图4)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

丙烷 96.50％

丁烷+ 100.00％

功率

*(基于未取整的流率)

表II和表IV的比较表明，与图2工艺相比，图4工艺将丙烷回收率从89.20％提高至96.50％，并且将丁烷+回收率从98.81％提高至100.00％。表II和表IV的比较进一步表明，在不使用额外功率的情况下实现了这些增加的产物产率。

实施例1

在希望使液体产物中的C₂组分的回收最大化的那些情况下(例如，如在先前描述的图1现有技术工艺中)，本发明提供了与图1中描绘的现有技术工艺和图3中描绘的共同未决的申请号15/332,723的工艺相比的显著效率优点。图5示出已经适于使用本发明的图1现有技术工艺的流程图。图5工艺的操作条件已如所示进行调整以将液体产物的乙烷含量增加到高于使用图1和图3工艺情况下可能的水平。在图5中呈现的工艺中考虑的进气组成和条件与图1和图3中的那些相同。因此，可将图5工艺与图1和图3的工艺进行比较以说明本发明的优点。

针对图5所示的大多数工艺条件与图1工艺的相应工艺条件大致相同。主要区别是基本上冷凝的流36a和柱顶部蒸气流39的处置。在图5工艺中，将-141℉[-96℃]和236psia[1,625kPa(a)](分馏塔17的操作压力)下的柱顶部蒸气流39引导至单个设备项目加工组件117内部的分离器区段117d。将-105℉[-76℃]下的基本上冷凝的流36a和在-95℉[-71℃]下的部分冷却的再循环流151a引导至加工组件117内部的冷却区段117a中的热交换构件中。这种热交换构件可包括翅片管式热交换器、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器。所述热交换构件被配置为在流动通过所述热交换构件的一次通过的基本上冷凝的流36a、流动通过所述热交换构件的另一次通过的部分冷却的再循环流151a与由加工组件117内部的精馏区段117b产生的合并流之间提供热交换，以使得将流36a进一步冷却(流36b)，并且将流151a冷却至基本冷凝(流151b)，同时加热所述合并流。

加工组件117内部的吸收区段117c含有传质构件。这种传质构件可包括多个垂直间隔的托盘、一个或多个填充床或托盘和填料的某一组合，但也可包括翅片管式热交换器中、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器中的非传热区。所述传质构件被配置为在离开加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件底部的冷的冷凝液体与由加工组件117内部的分离器区段117d产生的柱顶部蒸气流39之间提供接触。当柱顶部蒸气流通过吸收区段117c向上上升时，它与向下下落的冷液体接触以冷凝并且从所述蒸气流中吸收C₂组分、C₃组分和更重的组分。然后将所得的部分精馏的蒸气流引导至加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件以进行进一步精馏。

使-168℉[-111℃]下的基本上冷凝的流151b通过膨胀阀23急骤膨胀至略高于分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，所述流的一部分可被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图5所示的工艺中，离开膨胀阀23的膨胀流151c在其被引导至加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件中之前达到-174℉[-114℃]的温度。这种传热传质构件也可包括翅片管式热交换器、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器。所述传热传质构件被配置为在由加工组件117内部的吸收区段117c产生的向上流动通过所述传热传质构件的一次通过的部分精馏的蒸气流与向下流动的急骤膨胀的基本上冷凝的流151c之间提供热交换，以使得在加热所述膨胀流的同时冷却所述部分精馏的蒸气流。随着所述部分精馏的蒸气流被冷却，其一部分冷凝并向下下落，同时剩余的蒸气继续向上流动通过所述传热传质构件。所述传热传质构件在冷凝的液体与部分精馏的蒸气流之间提供连续接触，以使得它还起到在蒸气相与液相之间提供传质的作用，从而提供对部分精馏的蒸气流的进一步精馏以形成进一步精馏的蒸气流。将来自所述传热传质构件底部的冷凝的液体引导至加工组件117内部的吸收区段117c。

急骤膨胀流151c在其提供部分精馏的蒸气流的冷却和部分冷凝时进一步蒸发，并且在-172℉[-113℃]下离开加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件。加热过的急骤膨胀流然后与进一步精馏的蒸气流混合以形成-172℉[-113℃]下的合并流，将所述合并流引导至加工组件117内部的冷却区段117a中的热交换构件。如先前所述，所述合并流在其向流36a和151a提供冷却时被加热。

离开吸收区段117c中的传质构件底部的蒸馏液体从加工组件117的底部排出(流154)，并且通过泵24泵送至较高压力(在-146℉[-99℃]下的流154a)。使-157℉[-105℃]下的进一步冷却的基本上冷凝的流36b通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，所述流的一部分可被蒸发并且由此冷却总物流，但在这种情况下没有显著蒸发，并且相反所述流略微升温至至-156℉[-104℃]。急骤膨胀流36c然后与泵送的流154a结合以形成合并的进料流155，所述合并的进料流在-154℉[-103℃]下在顶部进料点处进入分馏柱17。

将加热过的合并流152在-109℉[-79℃]下从加工组件117内部的冷却区段117a中的热交换构件排出并且分隔成两部分，流156和流157。将流157如先前针对图1工艺中的流39所述在热交换器12和10中进行加热。将流156引导至热交换器22，在所述热交换器中所述流在其提供再循环流151的冷却时被加热至91℉[33℃](流156a)。加热过的流156a与加热过的流157b重新结合以形成102℉[39℃]的流152a，然后将所述流如先前针对图1工艺中的流39所述进行压缩。在排出冷却器20中冷却至120℉[49℃]后，将流152d分隔成残余气体产物(流153)和再循环流(流151)。流153在765psia[5,272kPa(a)]下流动至销售气体管道，同时将再循环流151引导至热交换器22以如先前所述进行冷却。

下表中列出图5中所示的工艺的物流流率和能耗。

表V

(图5)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

乙烷 99.51％

丙烷 100.00％

丁烷+ 100.00％

功率

*(基于未取整的流率)

表I和表V的比较表明，与图1的现有技术相比，本发明将乙烷回收率从96.69％提高至99.51％，将丙烷回收率从99.84％提高至100.00％，并且将丁烷+回收率从99.99％提高至100.00％。这些提高的回收率的经济影响是显著的。与相应的烃气体相比，对于烃液体使用平均增量值$0.10/加仑[€21.9/m³]，提高的回收率代表工厂运营商的超过US$690,000[€580,000]的额外年收入。表III和表V的比较表明，本发明也是相对于共同未决的申请号15/332,723的改进，从而将乙烷回收率从98.70％提高至99.51％。表I、表III和表V的比较进一步表明，使用比图1和图3工艺更低的功率实现了这些增加的产物产率。就回收效率(由每单位功率回收的C₂组分和更重的组分的量定义)而言，本发明代表相对于图1的现有技术的超过5％的改进。

与图1工艺的现有技术的回收效率相比，除了在图1的现有技术工艺中由流36b提供的直接接触冷却外，本发明所提供的回收效率的提高主要是由于由加工组件117内部的精馏区段117b中的急骤膨胀流151c提供的柱顶部蒸气的补充间接冷却。尽管流36b相当冷，但它不是理想的回流物流，因为它含有脱甲烷塔17应该捕获的显著浓度的C₂组分、C₃组分和C₄+组分，从而对于图1的现有技术工艺由于在柱17的顶部处的平衡效应而导致这些合乎需要的组分的损失。对于图5所示的本发明，然而，由急骤膨胀流151c提供的补充冷却没有待克服的平衡效应，因为在急骤膨胀流151c与待精馏的柱顶部蒸气流之间不存在直接接触。

本发明的另一个优点是，在精馏区段117b中使用传热传质构件以同时冷却柱顶部蒸气流并从其冷凝出更重的烃组分，从而与在常规蒸馏塔中使用回流相比提供更有效的精馏。结果，与使用常规传质设备和常规传热设备可能的相比，使用急骤膨胀流151c中可用的制冷可从柱顶部蒸气流中除去更多的C₂组分、C₃组分和更重的烃组分。

除了提高加工效率外，本发明还提供了优于现有技术的两个其他优点。首先，本发明的加工组件117的紧凑布置包括将通常三个单独的设备项目(冷却区段117a中的热交换构件、精馏区段117b中的传热传质构件以及吸收区段117c中的传质构件)并入单个设备项目中(本发明的图5中的加工组件117)。这减少地块空间需求并消除互连管道，从而降低修改加工厂以使用本发明的资本成本。其次，消除互连管道意味着修改以使用本发明的加工厂具有少得多的法兰连接，从而减少工厂中潜在泄漏源的数量。烃是挥发性有机化合物(VOC)，其中一些被归类为温室气体，并且其中一些可能是大气臭氧形成的前体，这意味着本发明降低可能破坏环境的大气释放物的可能性。

本发明的另一个优点是它可容易地结合到现有气体加工厂中以实现上述优异性能。如图5所示，仅需要与现有工厂的六个连接(通常称为“接头”)：用于基本上冷凝的流36a(由从运行中移除的流36a与流36b之间的虚线表示)，用于柱进料管线155(由与流154a的连接表示)，用于柱顶部蒸气流39(由从运行中移除的流39与流152之间的虚线表示、与流156的连接和与流157b的连接)，以及用于残余气体管线153(由与流151的连接表示)。在将新的加工组件117安装在分馏塔17附近的同时，现有工厂可继续操作，其中当安装完成以进行这六个现有管线的新接头时仅需短暂工厂关闭。然后可重新启动工厂，其中所有现有设备仍保持运行并且完全像以前一样操作，除了产物回收率现在更高而无压缩功率的增加。

本发明比图3中描绘的共同未决的申请号15/332,723更有效的主要原因在于，它通过在已经压缩残余气体后抽吸图5工艺中在排出冷却器20下游的再循环流151几乎除去了由图3工艺中的回流压缩机22增加的所有压缩热。在图3工艺中，压缩机排出流151a比压缩机吸入流151热得多(对于流151a为-81℉[-63℃]对比对于流151为-167℉[-110℃])。压缩流中的这种额外热量必须在图3工艺中的加工组件117内部的冷却区段117a中除去，从而意味着较少的冷却可用于流36a和151a。将此与本发明的图5实施方案进行对比，其中冷却的压缩再循环流151与压缩机吸入流152a的温度几乎相同(对于流151为120℉[49℃]对比对于流152a为102℉[39℃])。这允许将流151和36在进入加工组件117之前在热交换器22和12中由冷残余气流152冷却至显著较低的温度。这意味着在本发明的加工组件117内部的冷却区段117a中可获得更多的冷却，从而允许急骤膨胀流151c的更多流量(与图3中的流151c相比超过两倍流量)，这进而允许更多的回流流动至脱甲烷塔17的顶部(与图3中的流155相比，图5中的流155的流量高10％)。

实施例2

当产物经济性倾向于将C₂组分脱除至残余气体产物时，本发明也提供了优点。本发明可容易地重新配置为以类似于美国专利号9,637,428和9,927,171的方式的方式操作，如图6所示。可如图6所示改变本发明的图5实施方案的操作条件以将液体产物的乙烷含量降低至与图2现有技术工艺和图4中描绘的共同未决的申请号15/332,723的乙烷含量相同的水平。在图6中呈现的工艺中考虑的进气组成和条件与图2和图4中的那些相同。因此，可将图6工艺与图2和图4工艺进行比较以进一步说明本发明的优点。

当以这种方式操作本发明时，针对图6工艺所示的许多工艺条件与图2工艺的相应工艺条件大致相同，尽管大多数工艺配置类似于本发明的图5实施方案。相对于图5实施方案的主要区别是，被引导至图6的加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件的急骤膨胀流36b源自基本上冷凝的流36a，而不是源自如图5中的压缩的残余气流152d。如此，不存在再循环，并且在以这种方式操作时可将热交换器22停止使用(如虚线所示)。

对于图6所示的操作条件，通过与冷残余气流152的热交换将合并流36在热交换器12中冷却至-92℉[-69℃]。使基本上冷凝的流36a通过膨胀阀23急骤膨胀至略高于分馏塔17的操作压力(大约200psia[1,381kPa(a)])。在膨胀过程中，所述流的一部分可被蒸发，从而导致总物流的冷却。在图6所示的工艺中，离开膨胀阀23的膨胀流36b在其被引导至加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件中之前达到-156℉[-104℃]的温度。

急骤膨胀流36b在其提供部分精馏的蒸气流的冷却和部分冷凝时进一步蒸发，并且在-83℉[-64℃]下离开加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件。加热过的急骤膨胀流36c然后与泵送的液体流154a混合以形成合并的进料流155，所述合并的进料流在-82℉[-64℃]下在顶部进料点处进入分馏柱17。

进一步精馏的蒸气流在-104℉[-76℃]下离开加工组件117内部的精馏区段117b中的传热传质构件。由于加工组件117内部的冷却区段117a中的热交换构件已经闲置，因此蒸气简单地从加工组件117中作为冷残余气流152排出，所述冷残余气流如先前针对图2工艺中的流39所述进行加热和压缩。

下表中列出图6中所示的工艺的物流流率和能耗。

表VI

(图6)

物流流量总结-Lb.摩尔/小时[kg摩尔/小时]

回收率*

丙烷 96.50％

丁烷+ 100.00％

功率

*(基于未取整的流率)

表II和表VI的比较表明，与现有技术相比，图6工艺将丙烷回收率从89.20％提高至96.50％，并且将丁烷+回收率从98.81％提高至100.00％。表II和表VI的比较进一步表明，在不使用额外功率的情况下实现了这些增加的产物产率。这些提高的回收率的经济影响是显著的。与相应的烃气体相比，对于烃液体使用平均增量值$0.58//加仑[€129/m³]，提高的回收率代表工厂运营商的超过US$4,720,000[€3,930,000]的额外年收入。表IV和表VI的比较表明，在将C₂组分脱除至残余气体产物时图6工艺具有与共同未决的申请号15/332,723基本上相同的性能。

其他实施方案

一些情况可能倾向于将液体泵安装在加工组件内部，以进一步减少设备项目的数量和地块空间需求。此类实施方案在图7和10中示出，其中泵124如所示安装在加工组件117内部以经由导管154将来自分离器区段117d的蒸馏液体流送至与流36c合并且形成合并的进料流155，将所述进料流作为顶部进料供应至柱17。如果使用潜水泵或密封电动泵，则泵及其驱动器两者均可安装在加工组件内部，或者也可仅将泵本身安装在加工组件内部(例如，使用泵的磁耦合驱动)。对于任一选择，仍然进一步降低可能破坏环境的烃的大气释放物的可能性。

一些情况可能倾向于将加工组件定位在比分馏柱17上的顶部进料点更高的高度。在此类情况下，蒸馏液体流154可能有可能通过重力高差流动并且与流36c合并，以使得所得的合并进料流155然后流动至分馏柱17上的顶部进料点，如图8和11所示，从而消除对图5至7、9和10实施方案中所示的泵24/124的需求。

一些情况可能倾向于从加工组件117中除去冷却区段117a，以及在所述加工组件外部使用热交换构件用于进料冷却，如图9至11中所示的热交换器25。这种布置允许加工组件117更小，这在一些情况下可降低整个工厂成本和/或缩短制造进度。注意，在所有情况下，交换器25代表许多单独热交换器或单个多程热交换器或其任何组合。每个这种热交换器可包括翅片管式热交换器、板式热交换器、钎焊铝式热交换器或其他类型的传热装置，包括多程和/或多用途热交换器。

按照操作所述工艺所需的每单位动力消耗量(utility consumption)，本发明提供C₂组分、C₃组分和更重的烃组分的提高的回收率。操作所述工艺所需的动力消耗量的改进可体现为压缩或再压缩的功率需求降低、外部冷冻的功率需求降低、补充加热的能量需求降低或其组合的形式。

尽管已描述了被视为本发明的优选实施方案的内容，然而本领域的技术人员应认识到可对所述优选实施方案进行其他和进一步的修改，例如使本发明适合于多种条件、进料的类型或其他需求，而不背离由随附权利要求所界定的本发明的精神。