阅读说明：本技术 用于在烷烃生产中分离二氧化碳的方法和系统 (For separating the method and system of carbon dioxide in alkane produces ) 是由 B·B·菲施 P·E·格罗内迪克 A·马雷克 D·L·S·尼斯肯斯 B·A·斯蒂尔思 于 2018-04-25 设计创作，主要内容包括：一种用于将CO<Sub>2</Sub>与C<Sub>2</Sub>至C<Sub>5</Sub>烷烃分离的方法包括将包括C<Sub>2</Sub>至C<Sub>5</Sub>烷烃和CO<Sub>2</Sub>的第一流引入第一分离区中,所述第一分离区包括烃溶剂,并在所述第一分离区中将所述第一流分离成再循环流和第二流。所述再循环流包括CO<Sub>2</Sub>以及CO、H<Sub>2</Sub>和CH<Sub>4</Sub>中的一种或多种,并且所述第二流包括C<Sub>2</Sub>至C<Sub>5</Sub>烷烃。所述方法进一步包括将所述第二流引入第二分离区中,并将所述第二流分离成第三流和第四流,其中所述第三流包括C<Sub>2</Sub>烷烃,并且所述第四流包括C<Sub>3</Sub>至C<Sub>5</Sub>烷烃。(One kind is used for CO 2 With C 2 To C 5 The method of alkane separation will be including that will include C 2 To C 5 Alkane and CO 2 It is first-class be introduced into the first Disengagement zone, first Disengagement zone includes hydrocarbon solvent, and first-class is separated into recirculation flow and second for described in first Disengagement zone.The recirculation flow includes CO 2 And CO, H 2 And CH 4 One of or it is a variety of, and the second includes C 2 To C 5 Alkane.It is separated into third stream and the 4th stream the method further includes the second to be introduced into the second Disengagement zone, and by the second, wherein the third stream includes C 2 Alkane, and the 4th stream includes C 3 To C 5 Alkane.)

用于在烷烃生产中分离二氧化碳的方法和系统

相关申请的交叉引用

本申请要求2017年4月28日提交的题为“用于在碱性物质生产中分离二氧化碳的方法和系统(PROCESSES AND SYSTEMS FOR SEPARATING CARBON DIOXIDE IN THEPRODUCTION OF ALKALINES)”的美国临时专利申请第62/491,663号的优先权，其内容通过引用整体并入本文。

技术领域

本说明书一般涉及用于在烷烃生产中分离二氧化碳(CO₂)的方法和系统，并且更具体地说，涉及使用烃溶剂从包含烷烃的产物流中分离CO₂的方法和系统。

背景技术

在各种方法中—例如，在使用混合催化剂形成轻质烷烃(例如，C₂至C₅烷烃)的方法中—烃衍生的气流，例如合成气，被转化成轻质烷烃、CO₂和甲烷(CH₄)。在混合方法中，可能经由甲醇中间体通过一氧化碳氢化成烃来形成烷烃。CO₂通常由传统的水煤气变换反应而形成。这些方法中的产物流还可能含有未反应的氢气(H₂)和一氧化碳(CO)，它们期望再循环回到由含氢气流形成轻质烷烃的反应器中，以实现不会不必要地浪费原材料的高效的系统。

在上述方法中，CO₂可以再循环回到由含氢气流形成轻质烷烃的反应器中，或者从系统中被抽取出。然而，将CO₂与轻质烷烃产物分离可能具有挑战性。尽管存在用于将轻质烷烃与CO₂分离的常规系统，但它们可能是昂贵的、低效的，并且可能使用不希望的化学品。

因此，需要可以有效分离轻质烷烃产物和CO₂的方法和系统。

发明内容

根据一个实施例，一种用于分离CO₂与C₂至C₅烷烃的方法包含：将包含C₂至C₅烷烃和CO₂的第一流引入第一分离区中，所述第一分离区包含烃溶剂；在第一分离区中将第一流分离成再循环流和第二流，其中再循环流包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种，并且第二流包含C₂至C₅烷烃；将第二流引入第二分离区中；以及将第二流分离成第三流和第四流，其中第三流包含C₂烷烃，并且第四流包含C₃至C₅烷烃。

在另一个实施例中，用于分离CO₂与C₂至C₅烷烃的系统包含：第一分离区，其包含烃溶剂并且被配置成将包含C₂至C₅烷烃和CO₂的第一流分离成再循环流和第二流，其中再循环流包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种，并且第二流包含C₂至C₅烷烃；和第二分离区，其流体连接到第一分离区并且被配置成将第二流分离成第三流和第四流，其中第三流包含C₂烷烃，并且第四流包含C₃至C₅烷烃。

另外的特征和优点将在下面的

具体实施方式

中加以阐述，并且将部分地从具体实施方式变得对本领域技术人员显而易见，或通过实践本文所描述的实施例(包括下面的具体实施方式、权利要求以及附图)而被认识到。

应理解，前述总体描述和以下具体实施方式两者都描述了各种实施例，并且旨在提供用于理解所要求保护主题的性质和特征的概述或框架。包括附图以提供对各种实施例的进一步理解，并且附图并入本说明书中且构成本说明书的一部分。附图展示了本文所描述的各种实施例，并且与具体实施方式一起用于解释所要求保护主题的原理和操作。

附图说明

图1示意性地描绘了用于在烷烃生产中分离CO₂的常规系统；

图2示意性地描绘了根据本文公开和描述的一个或多个实施例的用于在烷烃生产中分离CO₂的第一系统；和

图3示意性地描绘了根据本文公开和描述的一个或多个实施例的用于在烷烃生产中分离CO₂的第二系统。

具体实施方式

现在将详细参考用于在烷烃生产中分离CO₂的方法和系统的实施例。在可能的情况下，相同的参考标号将贯穿这些附图而被使用以便指示相同或相似的部分。在一个实施例中，用于分离CO₂与C₂至C₅烷烃的方法包括将包括C₂至C₅烷烃和CO₂的第一流引入第一分离区中，第一分离区包括烃溶剂，并在第一分离区中将第一流分离成再循环流、第二流。再循环流包括CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种，并且第二流包括C₂至C₅烷烃。方法进一步包括将第二流引入第二分离区中，并将第二流分离成第三流和第四流，其中第三流包括C₂烷烃，并且第四流包括C₃至C₅烷烃。第三流包含C₂烷烃，并且第四流包含C₃至C₅烷烃。在另一个实施例中，用于分离CO₂与C₂至C₅烷烃的系统包括第一分离区，所述第一分离区包含烃溶剂并且被配置成将包含C₂至C₅烷烃和CO₂的第一流分离成再循环流和第二流，和第二分离区，所述第二分离区流体连接到第一分离区并且被配置成将第二流分离成第三流和第四流。再循环流包括CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种，并且第二流包括C₂至C₅烷烃。第三流包括C₂烷烃，并且第四流包括C₃至C₅烷烃。

如本文所用，术语“轻质烷烃”是指C₂至C₅烷烃，其包括但不限于乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷和新戊烷。

用于分离和控制再循环流的方案，包括分离各种流中的CO₂，将影响反应器组成、反应器流量、CO转化率、CO₂生产或反应器转化率以及反应器生产率。用于从气流中除去CO₂的常规方法包括使用极性溶剂捕集CO₂，但将其它轻质气体留在气流中。这类方法包括：使用甲醇作为溶剂(例如，法)；使用聚乙二醇的二甲基醚(例如，SelexolTM法)；使用在水中的胺组分，例如单乙胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)或甲基二乙醇胺(MDEA)(例如，UcarsolTM法)；使用在水中发碳酸钾(例如，BenfieldTM法)；以及使用腐蚀性清洗系统。然而，在这些系统的每一个中，CO₂是产物流的主要成分，并且在分离其它组分之前从产物流中除去CO₂。在常规CO₂分离系统中，已被除去的CO₂通常从系统中被抽取出。

现在参考图1，将描述常规CO₂分离系统100，如使用上述方法之一的系统。反应区110将气流(未示出)转化为包含轻质烷烃和CO₂的进料流111。在实施例中，进料流111还包含CO、H₂和甲烷中的一种或多种。在反应区110中发生的反应不受限制，并且可以是形成所需轻质烷烃和作为副产物的CO₂的任何常规反应。这类反应包括，例如，在反应器中使用混合催化剂将合成气转化为轻质烷烃。在一些实施例中，混合催化剂包含甲醇合成组分和固体微孔酸组分。在其它实施例中，不同的常规反应可用于形成轻质烷烃和作为副产物的CO₂。应当理解，在实施例中，反应区110可包括任何数量的反应器。例如，在一些实施例中，反应区110可包含用于将原料气体(例如甲烷或天然气)转化为合成气的第一反应器，并且反应区110可包含第二反应器—例如，用于将合成气转化为轻质烷烃和CO₂副产物的含有上述混合催化剂的反应器。因此，在一个或多个实施例中，反应区110包括用于将原料气流转化为包含轻质烷烃和CO₂的进料流111的任何必需的反应器。

进料流111从反应区110被送到流体地连接到反应区110、脱甲烷塔140和汽提器130的CO₂洗涤器120。CO₂洗涤器120包含离析CO₂与进料流111的其它组分(例如轻质烷烃和任选的CO、H₂和CH₄中的一种或多种)的溶剂。可以使用任何用于离析CO₂的常规溶剂。例如，溶剂可包含甲醇、聚乙二醇的二甲基醚、包含胺组分(例如，MEA、DEA或MDEA)的水溶液或包含碳酸钾的水溶液中的一种或多种。一旦CO₂已经与进料流111的其它组分离析，CO₂作为包含CO₂和上述溶剂的CO₂溶剂流121离开洗涤器120。CO₂溶剂流121被送到流体连接到洗涤器120的汽提器130。类似地，已经与CO₂离析的进料流111的其它组分(例如，轻质烷烃和任选地CO、H₂和CH₄中的一种或多种)作为第一产物流122离开洗涤器120。第一产物流122从洗涤器120被送到脱甲烷塔140。应当理解，适合于洗涤来自进料流111的CO₂的任何常规洗涤器都可用作洗涤器120。

脱甲烷塔140流体连接到洗涤器120和反应区110。任选的第一分流器150可以定位在脱甲烷塔140和反应区110之间并且流体连接到脱甲烷塔140和反应区110。在脱甲烷塔140处，第一产物流122被分离成包含轻质烷烃的最终产物流141和包含H₂、CO和CH₄中的一种或多种的再循环流142。能够分离轻质烷烃与第一产物流122中的其它组分的任何常规类型的脱甲烷塔都可用作脱甲烷塔140。最终产物流141离开常规CO₂分离系统，并可用于各种化学过程中。再循环流142从脱甲烷塔140被送到反应区110，其中再循环流142的组分可用作反应区110中的反应物。在实施例中，脱甲烷塔140在-80℃至-60℃(如约-70℃)的温度下和在25巴(2500kPa)至35巴(3500kPa)(如约30巴(3000kPa))的压力下操作。

在一些实施例中，再循环流142可包含惰性气体，例如氮气或氩气，在一些实施例中，其可以存在于进料流111中。在这类实施例中，任选的第一分流器150可以流体连接到脱甲烷塔140和第一反应区110，使得再循环流142通过第一分流器150。在第一分流器150处，再循环流142的一部分作为含惰性气体的流151从常规CO₂分离系统100中除去。剩余的再循环流142作为第二再循环流152离开第一分流器150并被送到反应区110。在实施例中，再循环流142的一部分从过程中排出以防止惰性积聚，并且流142的剩余部分直接从脱甲烷塔140被送到反应区110。在一个或多个实施例中，再循环流142、含惰性气体的流151和第二再循环流150具有相同的组成。应当理解，可以将气流142分离成两个流并调节两个流中的每一个中的气流142的流动的任何常规装置可用作第一分流器150。

如上所述，CO₂溶剂流121从洗涤器120被送到汽提器130。汽提器130流体连接到洗涤器120和第二分流器160。在汽提器130处，汽提CO₂溶剂流121以形成贫溶剂和气态CO₂。这种CO₂溶剂流121的汽提可以通过任何常规方法进行，并且不限于此。已从其中汽提CO₂后剩余的溶剂作为溶剂流132离开汽提器130并返回到洗涤器120，在那里其可以再次用作溶剂以从进料流111中分离CO₂。类似地，已经从CO₂溶剂流121中汽提的气态CO₂作为CO₂流131离开汽提器130并被送到流体连接到汽提器130的第二分流器160。应当理解，适合于从常规CO₂分离系统100中使用的溶剂类型中汽提CO₂的任何常规汽提器可以用作汽提器130。常规地，通过向过程添加能量来实现CO₂与溶剂的分离。这意味着向过程流中添加热量或能量。在较高温度下，部分溶剂也可能蒸发，但可以使用低温冷凝回收。在实施例中，过程热(如蒸汽)和冷却(如冷却水)用于该过程。

第二分流器160流体连接到汽提器130和反应区110。在第二分流器160处，气态CO₂流被分流成离开常规CO₂分离系统100的CO₂抽取流161和被送回反应区110的CO₂再循环流162。应当理解，作为CO₂抽取流161从常规CO₂分离系统100中抽取出的量CO₂以及被送回反应区110的CO₂的量不受限制，并且将基于在反应区110处对CO₂的需要来确定。应当理解，可以将气态CO₂分离成两个流并调节两个流中的每一个中的气态CO₂的流动的任何常规装置可用作第二分流器160。

以上方法提供了待在反应区110中使用的再循环CO₂(如通过CO₂再循环流162)。然而，常规CO₂分离系统(如上述的那种)存在效率低下。一个低效率是必须除去大量的CO₂。例如，在许多系统中，反应区110出口处的CO₂与烷烃的质量比大于1。当CO₂与烷烃的比率大于1时，每磅烷烃必须除去超过一磅的CO₂，这需要每磅产生的烷烃大量的能量。常规CO₂分离系统(如上述的那些)的另一个低效率是离开汽提器130并被送回反应区110的CO₂再循环流162处于低压，因此在它可以用于反应区110中之前需要压缩，这需要额外的资金投入和能量。

鉴于常规CO₂分离系统的上述低效率，希望将H₂、CO，CO₂和CH₄分离成一个流并将轻质烷烃分离成另一个流。由于乙烷(即C₂烷烃)和CO₂具有共沸物并且不能通过简单蒸馏分离，因此不容易实现这种分离方案。然而，根据以下公开和描述的实施例，在制备烷烃期间分离CO₂的系统和方法可以实现这种优选的分离方案。

现在参考图2，描述了根据一个或多个实施例的用于在烷烃制备期间使用双塔蒸馏分离CO₂的系统和方法。在图2中所示的CO₂分离系统200的实施例中，在将包含轻质烷烃的过程流212引入第一分离区230中之前，在CO₂分离器210中从进料流111中除去少量CO₂(即，抽取量的CO₂)。然而，与参考上文图1描述的常规CO₂分离系统不同，在根据图2所示实施例的CO₂分离系统200中，进入第一分离区230的过程流212包含大量的CO₂。在一个或多个实施例中，过程流212包含5质量％至40质量％的CO₂，如10质量％至35质量％的CO₂、15质量％至30质量％的CO₂或20质量％至25质量％的CO₂。在图2中描绘的CO₂分离系统的实施例中，主要地在第一分离区230中使用烃溶剂将CO₂与轻质烷烃(包括乙烷)分离。在下面描述根据图2中描绘的实施例的CO₂分离系统200和方法的细节。

在一个或多个实施例中，CO₂分离系统200包含反应区110，其与上文参考如上所讨论的常规CO₂分离系统描述的反应区110相同。包含轻质烷烃、CO₂以及H₂、CO和CH₄中的一种或多种的进料流111从反应区110被送到CO₂分离器210，所述CO₂分离器210流体连接到反应区110和CO₂汽提器220。根据实施例，在CO₂分离器210中，进料流111与胺溶剂(例如MEA、DEA、MDEA或其混合物)混合，所述胺溶剂将离析少量CO₂与进料流111的剩余组分，例如轻质烷烃、CO、H₂和CH₄。在各种实施例中，选择胺溶剂的量和CO₂分离器210中的反应条件，使得在CO₂分离器210中仅离析少量的CO₂。

在一个或多个实施例中，通过胺溶剂离析的CO₂的量是期望从CO₂分离系统200中抽取出的CO₂的量。在一些实施例中，期望从CO₂分离系统200中抽取出的期望量的CO₂基于待再循环回到反应区110的CO₂的量。尽管不限于任何特定的理论，但是在反应区110中与轻质烷烃共同产生的CO₂的量可以取决于在反应区110中使用的反应器和方法的组合。应当理解，它还可以取决于在反应区110中合成轻质烷烃中使用的H₂:CO摩尔比。在一个或多个实施例中，H₂:CO摩尔比为1:1至10:1，如7:1至9:1，或约8:1。在一些实施例中，H₂:CO摩尔比为3:1至5:1，或约3:1。在实施例中，包含抽取量的CO₂和胺溶剂的CO₂溶剂流211离开CO₂分离器210并被送到CO₂汽提器220。在CO₂汽提器220处，CO₂溶剂流211中的CO₂被从胺溶剂提取出，并作为CO₂抽取物221从CO₂分离系统200中抽取出。在各种实施例中，在CO₂已经从CO₂溶剂流211中提取出后，胺溶剂作为溶剂流222从CO₂汽提器220被送到CO₂分离器210。应当理解，在一个或多个实施例中，CO₂汽提器220是能够从胺溶剂中提取出CO₂的任何常规提取器。

如上所讨论，根据一个或多个实施例，包含轻质烷烃、CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种的过程流212从CO₂分离器210被送到第一分离区230。第一分离区230流体连接到CO₂分离器210、反应区110和第二分离区240。在第一分离区230中，根据各种实施例，过程流212中的轻质烷烃与存在于过程流212中的CO₂以及CO、H₂、和CH₄中的一种或多种分离。在一些实施例中，这种分离可以通过任何合适的方法进行。然而，在一个或多个实施例中，第一分离区230是将轻质烷烃与CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种分离的组合的脱甲烷塔/萃取蒸馏塔。在一个或多个实施例中，分离区230包含烃溶剂，用于将轻质烷烃与CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种分离。在实施例中，烃溶剂可以是从第二分离器240再循环的C₃至C₅烷烃，如下面更详细描述的。包含C₂至C₅烷烃的轻质烷烃流231离开第一分离区230并被送到第二分离区240。包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种的再循环流232离开第一分离区230并被送回反应区110。

在一些实施例中，再循环流232可包含惰性气体，例如氮气或氩气，在一些实施例中，其可以存在于进料流111中。在这类实施例中，任选的第一分流器260可以流体连接到第一分离区230和反应区110，使得再循环流232通过第一分流器260。在第一分流器260处，再循环流232的一部分作为含惰性气体的流261从CO₂分离系统200中除去。剩余的再循环流232作为第二再循环流262离开第一分流器260并被送到反应区110。在实施例中，再循环流232的一部分从过程中排出以防止惰性积聚，并且流232的剩余部分作为第二再循环流262直接从第一分离区230被送到反应区110。在一个或多个实施例中，再循环流232、含惰性气体的流261和第二再循环流262具有相同的组成。应当理解，可以将气流232分离成两个流并调节两个流中的每一个中的气流232的流动的任何常规装置可用作第一分流器260。

如上所讨论，在实施例中，轻质烷烃流231离开第一分离区230并被送到第二分离区240。在实施例中，第二分离区240流体连接到第一分离区230和第二分流器250。在第二分离区240中，轻质烷烃被分离成包含C₂烷烃的第一产物流241和包含C₃至C₅烷烃的第二产物流242。在一些实施例中，第一产物流241包含10质量％至90质量％的C₂烷烃，如20质量％至80质量％的C₂烷烃、30质量％至70质量％的C₂烷烃，或30质量％至60质量％的C₂烷烃。在一个或多个实施例中，第一产物流241基本上由C₂至C₃烷烃组成。在各种实施例中，这种轻质烷烃分离成包含C₂烷烃的第一产物流241和包含C₃至C₅烷烃的第二产物流242可以通过任何已知的分离方法完成，例如，蒸馏。在一个或多个实施例中，第二产物流242包含30质量％至95质量％的C₃至C₅烷烃，如40质量％至90质量％的C₃至C₅烷烃、50质量％至90质量％的C₃至C₅烷烃，或60质量％至85质量％的C₃至C₅烷烃。第一产物流241离开CO₂分离系统200并且可以在其它化学处理中用作产物或起始材料。在一些实施例中，第二产物流242离开第二分离区240并被送到第二分流器250，所述第二分流器250流体连接到第二分离区240和第一分离区230。

根据一个或多个实施例，第二产物流242在第二分流器250处分流成第三产物流251和烃溶剂流252。在实施例中，第二产物流242物理地分流成第三产物流251和烃溶剂流252，并且因此第三产物流251具有与烃溶剂流252相同的组成。在一个或多个实施例中，第三产物流251离开CO₂分离系统200并且可以在其它化学处理中用作产物或起始材料。在一个或多个实施例中，包含C₃至C₅烷烃的烃溶剂流252被送回第一分离区230，在那里，其用作溶剂以将过程流212分离成包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种的再循环流232和轻质烷烃流231。应当理解，在实施例中，能够将第二产物流242分离成两个流的任何分流器可用作第二分流器250。

如上所讨论，在一些实施例中，烃溶剂流252离开第二分流器250并被送到第一分离区230，在那里它用作溶剂以将过程流212分离成轻质烷烃流231和再循环流232。在实施例中，被引导到第一分离区230的烃溶剂252的量是这样的量，使得第一分离区230中的烃溶剂与第一分离区230中的轻质烷烃的重量比为1:1至5:1，如1:1至3:1，或2:1至3:1。

现在参考图3，描述了用于在烷烃制备期间使用双塔蒸馏分离CO₂的系统和方法的另外实施例。在图3所示的CO₂分离系统300的实施例中，进料流111直接进料到第一分离区230而不需从进料流111中除去任何CO₂。下面描述根据图3中描绘的实施例的CO₂分离系统300和方法的细节。

在一个或多个实施例中，CO₂分离系统300包括反应区110，其与上文参考图1中描绘的常规CO₂分离系统和图2中描绘的CO₂分离系统描述的反应区110相同。在一些实施例中，包含轻质烷烃、CO₂以及H₂、CO和CH₄中的一种或多种的进料流111从反应区110被送到第一分离区230。第一分离区230流体连接到反应区110和第二分离区240。在第一分离区230中，根据各种实施例，进料流111中的轻质烷烃与存在于进料流111中的CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种分离。在实施例中，这种分离可以通过任何合适的方法进行。然而，在一个或多个实施例中，第一分离区230是将轻质烷烃与CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种分离的组合的脱甲烷塔/萃取蒸馏塔。在一些实施例中，第一分离区230包含烃溶剂，用于将轻质烷烃与CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种分离。在实施例中，烃溶剂可以是从第二分离区240再循环的C₃至C₅烷烃，如下面更详细描述的。在各种实施例中，包含C₂至C₅烷烃和少量CO₂的第二过程流233离开第一分离区230并被送到第二分离区240。包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种的再循环流232离开第一分离区230并被送回反应区110。

在一些实施例中，再循环流232可包含惰性气体，例如氮气或氩气，其可通过进料流111引入。在这类实施例中，任选的第一分流器260可以流体连接到第一分离区230和反应区110，使得再循环流232通过第一分流器260。在第一分流器260处，再循环流232的一部分作为含惰性气体的流261从CO₂分离系统300中除去。剩余的再循环流232作为第二再循环流262离开第一分流器260并被送到反应区110。在实施例中，再循环流232的一部分从过程中排出以防止惰性积聚，并且再循环流232的剩余部分作为第二再循环流262直接从第一分离区230被送到反应区110。在一个或多个实施例中，再循环流232、含惰性气体的流261和第二再循环流262具有相同的组成。应当理解，可以将再循环流232分离成两个流并且调节两个流中的每一个中的再循环流232的流动的任何常规装置可用作第一分流器260。

如上所述，在实施例中，第二过程流233离开第一分离区230并被送到第二分离区240。在实施例中，第二分离区240流体连接到第一分离区230和第二分流器250。在第二分离区240中，第二过程流233中的轻质烷烃被分离成包含C₂烷烃和少量CO₂(即，抽取量的CO₂)的第三过程流243和包含C₃至C₅烷烃的第二产物流242。在各种实施例中，这种轻质烷烃分离成第三过程流243和第二产物流242可以通过任何已知的分离方法完成，例如蒸馏。第三过程流243离开第二分离区240并被送到CO₂分离器210。第二产物流242离开第二分离区240并被送到第二分流器250，所述第二分流器250流体连接到第二分离区240和第一分离区230。

根据实施例，在第二分流器250处，第二产物流242分流成第三产物流251和烃溶剂流252。在一个或多个实施例中，第二产物流242包含30质量％至95质量％的C₃至C₅烷烃，如40质量％至90质量％的C₃至C₅烷烃、50质量％至90质量％的C₃至C₅烷烃，或60质量％至85质量％的C₃至C₅烷烃。在实施例中，第二产物流242物理地分流成第三产物流251和烃溶剂流252，并且因此第三产物流251具有与烃溶剂流252相同的组成。第三产物流251离开CO₂分离系统300并且可以在其它化学处理中用作产物或起始材料。在一个或多个实施例中，包含C₃至C₅烷烃的烃溶剂流252被送回第一分离区230，在那里，其用作烃溶剂以将进料流111分离成包含CO₂以及CO、H₂和CH₄中的一种或多种的再循环流232和第二过程流233。应当理解，在实施例中，能够将第二产物流242分离成两个流的任何分流器可用作第二分流器250。

如上所讨论，在一些实施例中，烃溶剂流252离开第二分流器250并被送到第一分离区230，在那里它用作溶剂以将进料流111分离成第二过程流233和再循环流232。在实施例中，被引导到第一分离区230的烃溶剂252的量是这样的量，使得第一分离区230中的烃溶剂与第一分离区230中的轻质烷烃量的重量比为1:1至5:1，如1:1至3:1，或2:1至3:1。

如上所讨论，在一个或多个实施例中，第三过程流243离开第二分离区240并被送到流体连接到第二分离区240和CO₂汽提器220的CO₂分离器210。在一个或多个实施例中，第三过程流243包含5质量％至40质量％的CO₂，如10质量％至35质量％的CO₂、15质量％至30质量％的CO₂，或20质量％至25质量％的CO₂。根据实施例，在CO₂分离器210中，第三过程流243与(例如MEA、DEA、MDEA或其混合物)胺溶剂混合，所述胺溶剂离析剩余在第三过程流243中的少量CO₂(即，抽取量的CO₂)。在各种实施例中，选择胺溶剂的量和CO₂分离器210中的反应条件的量被，使得在CO₂分离器210中仅离析少量的CO₂。如上所述，在一些实施例中，待从CO₂分离系统300中抽取出的期望量的CO₂基于待再循环回到反应区110的CO₂的量。即，在实施例中，待再循环回到反应区110的CO₂的量包括在再循环流232中。因此，进料流111中CO₂的量和包括再循环流232中的期望量之间的任何差异被送到CO₂分离器210，以通过胺溶液离析并最终从CO₂分离系统中抽取出。

在实施例中，包含抽取量的CO₂和胺溶剂的CO₂溶剂流211离开CO₂分离器210并被送到CO₂汽提器220。在CO₂汽提器220处，从胺溶剂中汽提CO₂溶剂流211中的CO₂并作为CO₂抽取物221从CO₂分离系统300中抽取出。在各种实施例中，在已经从CO₂的溶剂流211中汽提CO₂之后，胺溶剂作为溶剂流222从CO₂汽提器220被送到CO₂分离器210。应当理解，在一个或多个实施例中，CO₂汽提器220是能够从胺溶剂中汽提CO₂的任何常规汽提器。

根据一个或多个实施例，包含C₂烷烃的第四产物流213离开CO₂分离器210和CO₂分离系统300，在那里它可以用作各种化学过程的产物或起始材料。在一些实施例中，第四产物流213包含10质量％至90质量％的C₂烷烃，如20质量％至80质量％的C₂烷烃、30质量％至70质量％的C₂烷烃，或30质量％至60质量％的C₂烷烃。在一个或多个实施例中，第四产物流213基本上由C₂至C₃烷烃组成。

根据本文公开和描述的实施例的用于在烷烃制备中分离CO₂的系统和方法降低了从含烷烃产物流中分离CO₂所需的能量。因为只有少量的CO₂被吸收到溶剂中以离析CO₂与轻质烷烃，所以仅是常规CO₂分离系统中所需能量的一小部分。此外，在本文的实施例中描述的包含CO₂的再循环流被加压，因此在将再循环流引入反应区110中之前不需要或几乎不需要压缩再循环流。

实例

将通过以下实例进一步阐明实施例，所述实例使用Aspen模拟软件来模拟。

实例1

使用两个塔将含有H₂、CH₄、CO、CO₂、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷的气体进料分离成三个流。必须从系统中除去的一部分CO₂在第一分离区之前分离。对于该实例，CO2抽取速率为16,400千克/小时。第一塔是溶剂进料在顶部塔盘上的蒸馏塔。用于再循环回到反应器的塔顶气流产物含有H₂、CO、CO₂和CH₄。通过蒸馏将剩余的产物分离成两个流。塔顶产物流含有C₂和一些C₃。一部分尾流用作第一塔的溶剂，并且剩余部分是含有C₃、₄和C₅的尾产物。表1中提供了蒸馏塔的具体情况：

表1

表2中提供塔1和塔2的回流速率和热负荷：

表2

下表3提供了实例1的所有流的质量平衡。表3中描述的流如下：D1是来自塔1的塔顶流；B1是来自塔1的底部流和塔2的进料；D2是来自塔2的塔顶流；B2是来自塔2的底部流；B2产物是作为产物取出的B2的一部分；B2再循环是塔1的溶剂进料。总烷烃生产速率约为36,600千克/小时。

表3：实例1的所有流的质量平衡

可以基于燃料气体当量计算分离的能量需求。对于这种比较，蒸汽和发电的能量必须保持一致。将燃料气体转化为蒸汽的效率选择为85％。必须将冷却要求转换为执行冷却所需的电功率，这取决于冷却温度。冷却温度和电功率之间的关系取自Hall,“化学工程师的经验法则(Rules of Thumb for Chemical Engineers)”,第194页,第11章。选择的值在下表4中给出。

表4

温度，℃	HP/Ton制冷
		-17.8	1.75
-40.0	3.01
		-51.1	3.79
-73.3	5.69
		-95.6	8.18

此外，必须将电功率转换为燃料气体当量。对于该分析，将燃料气体转换成电能的效率选择为34％。

能量需求

对于CO2去除，假设能量需求基础为2GJ/吨CO₂或860Btu/lb。这取自Straelen和Geuzebroek,“燃烧后CO₂捕集所需的热力学最小的再生能量(The Thermodynamic minimumregeneration energy required for post-combustion CO₂capture)”,ScienceDirect,2010。燃料气体当量的能量击穿在下表5中给出。

表5

实例2

在该实例中，从反应回路中除去的CO₂部分包括在第一蒸馏塔的进料中。该CO₂与其它C₂₊烷烃组分在塔尾离开第一塔，并最终在第二塔产物中。

表6中提供塔1和塔2的回流速率和热负荷：

表6

表7中给出所有流的质量平衡。表7中的流具有与实例1的表3中的流相同的标号。

表7：实例2的所有流的质量平衡

	气体进料	溶剂进料	D1	B1	D2	B2	B2产物
								温度，℃	30.5	-10.5	-38.0	64.0	0.6	109.1	109.1
压力，巴<sub>g</sub>	33.5	33.5	33.5	33.5	27.6	27.6	27.6
								流量，千克/小时	131,236	100,000	78,534	152,703	39,604	113,082	13,082
总流量，千摩尔/小时	6075	1860	4824	3111	1008	2103	243
								摩尔分数
H<sub>2</sub>	0.4280	0.0000	0.5390	0.0000	0.0000	0.0000	0.0000
								CO	0.0439	0.0000	0.0553	0.0000	0.0000	0.0000	0.0000
CO<sub>2</sub>	0.2454	0.0000	0.2318	0.1198	0.3696	0.0000	0.0000
								CH<sub>4</sub>	0.1195	0.0000	0.1504	0.0002	0.0005	0.0000	0.0000
C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	0.0590	0.0018	0.0032	0.1113	0.3400	0.0018	0.0018
								C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	0.0803	0.4629	0.0176	0.4063	0.2882	0.4629	0.4629
C<sub>4</sub>H<sub>10-01</sub>	0.0174	0.3791	0.0024	0.2568	0.0017	0.3791	0.3791
								C<sub>5</sub>H<sub>12-01</sub>	0.0064	0.1562	0.0002	0.1056	0.0000	0.1562	0.1562

下表8提供了实例2的能量需求，其以与上文实例1中提供的相同方式计算。

表8

对于CO₂去除，假设能量需求基础为860Btu/lb CO₂。下表9中给出燃料气体当量的能量击穿。

表9

由于塔D2的塔顶温度较低，这种情况下制冷成本略高，但第一塔的再沸器成本降低。净结果是能源成本/磅烷烃产物略低。

比较例

在该比较例中，使用常规的分离系统，如图1所示的系统。对于该比较例，从进料气体中除去所有CO₂(即65,600千克/小时)。从过程中抽取出一部分CO₂，16400千克/小时，并且剩余部分被压缩并再循环返回到反应器。CO₂去除后剩余的气流逐步冷却至-100℃。将冷凝的液体进料到脱甲烷塔蒸馏塔，其将C₂₊烷烃分离在塔尾馏出物中，并且塔顶馏出物含有CH₄、CO和一些H₂。塔的设计规格是塔尾馏出物中0.0001质量纯度CH₄，塔顶馏出物中0.005质量纯乙烷，这通过控制回流比和馏出物与进料(D/F)比来满足。

未冷凝的气体进料主要含有H₂(73％)、CH₄(18％)、CO(7.3％)和C₂H₆(1.9％)。通过使该流通过用于冷却的涡轮膨胀机进行膨胀，并将冷凝的产物送回塔中，来进一步降低乙烷浓度。冷气流用于冷却进料。将含有H₂、CH₄和CO的气流压缩回反应器压力以进行再循环，并且总再循环组成与实例1中的相同。

在下表10中给出能量平衡的结果：

表10

该比较例示出，相比于实例1的CO₂去除系统，常规CO₂去除系统中使用的能量使用量增加约53％，并且相比于实例2的CO₂去除系统，常规CO₂去除系统中使用多45％能量。此外，由于高4倍的CO₂去除速率，常规CO₂去除系统需要大约4倍。这种常规方法还需要压缩再循环的CO₂和回收的富含H₂的流，这需要额外的成本。

对于本领域技术人员将显而易见的是，在不脱离所要求保护的主题的精神和范围的情况下，可对本文描述的实施例进行各种修改和改变。因此，本说明书旨在覆盖本文描述的各种实施例的修改和改变，只要这类修改和改变落入所附权利要求书和其等效物的范围内。