本發(fā)明涉及在壓力下從天然氣的進氣中分離C2+烴的方法，特別是其中天然氣是被冷卻，部分經冷凝，且然后被分離成液態(tài)部分和氣態(tài)部分。

這種方法對于被過冷（即，被冷卻至其組分的沸點之下），然后被膨脹至精餾塔的較高區(qū)域的經分離的液態(tài)部分來說是適用的，對于在透平機或發(fā)動機內經膨脹后被引入精餾塔內的氣態(tài)部分來說也是適用的。在塔內的精餾或分餾過程產生出基本上包含C2+烴的產物管流和主要包含低沸點組分如甲烷的殘余氣流。對殘留氣體來說，從精餾塔中被排放出后，通過與天然氣的進氣熱交換而被重新加熱也是慣用的。

在這樣一種從天然氣中分離C2+烴的膨脹法中，獲得高產率C2+烴所需的低溫是通過在天然氣的部分冷凝后剩余的氣態(tài)部分的機械膨脹而產生。在膨脹過程中，很大的溫度差異必然地出現(xiàn)在透平機或發(fā)動機的入口和出口之間，然后可有效地利用由致冷膨脹所導致的很大溫度差異，以帶來C2+烴氣體產率的最適提高。

美國專利第4，140，504號描述了一種上述討論類型的方法，其中一部分冷凝后剩余的一部分氣態(tài)部分不會膨脹以產生致冷。代之以這部分氣態(tài)部分與液態(tài)部分相結合從而導致液態(tài)部分始沸點的減低。此經結合的物流然后通過與工藝過程中的物流進行熱交換而被冷卻和冷凝，通過膨脹設備而被膨脹。在膨脹過程中，一部分物流蒸發(fā)了，而且這就進一步冷卻剩余部分。然后經膨脹的物流作為頂部加料被提供給精餾塔。這種方法有下列缺點，在膨脹透平機中被機械一膨脹的氣態(tài)部分的量以及通過氣態(tài)部分膨脹而產生的全部生成物減少了。

本發(fā)明的一個目的在于提供一種在壓力下、利用氣態(tài)部分的膨脹從天然氣中分離C2+烴的方法，其中可得高產率的C2+。

本發(fā)明的另一目的在于提供一種有效地利用通過氣態(tài)部分的膨脹而產生的冷卻溫度而從天然氣中分離C2+烴的方法。

本發(fā)明的又一目的在于提供一種可增加天然氣的進氣的部分冷凝的方法。

本發(fā)明的再一目的在于提供一個對在壓力下從天然氣中進行C2+烴分離的有效的系統(tǒng)。

在進一步研究說明書和從屬權利要求的基礎上，對熟悉此領域的技術人員來說，本發(fā)明的更多的目的和優(yōu)點將變得顯而易見。

通過提供一種方法和一個系統(tǒng)可達到上述目的，其中殘留氣流在與將被冷卻和部分被冷凝的天然氣進行熱效換之前，與部分冷凝后所得的氣態(tài)部分進行熱交換，從此提供附加的部分冷凝。然后，在此步驟期間，從氣態(tài)部分另外冷凝的組分在此氣態(tài)部分的機械膨脹之前被分離。

與美國專利第4，140，504號中所描述的透露的方法相比較，本發(fā)明排除了一部分氣態(tài)部分與液態(tài)部分的再混合。在本發(fā)明中，通過殘留氣流和氣態(tài)部分間的附加的間接的熱交換增加了從氣態(tài)部分冷凝的C2+烴。在此熱交換中，在氣態(tài)部分的機械膨脹期間所產生的溫度差異是很有用的，因為它被直接轉化產生附加液體用以柱回流。

由于利用這種附加的熱交換，進行了通過精餾的初步分離，從而增加了在給精餾塔的液態(tài)進料中C2+的量和/或相應降低了在液態(tài)進料中C1-的量。

在根據本發(fā)明對這種方法的進一步有利的改進中，殘留氣體與氣態(tài)部分的直接熱交換是在一個附加的分離器中進行，其中在這種附加熱交換期間已被冷凝的部分氣態(tài)部分是從在氣相中剩余部分中被分離出的。既然是這樣，此附加的分離器就被設計為至少具有二個平衡級的簡單分離塔，其中經部分冷凝的天然氣的氣態(tài)部分被供給此塔的較低部位，且在此塔的較高部位殘留氣體和氣態(tài)部之間進行熱交換。

本發(fā)明與傳統(tǒng)的方法比較，本發(fā)明的區(qū)別為提供了在較低溫度下位于分離器的較高部位的一個附加的熱交換器。

與美國專利第4，140，504號中揭示的方法相比較，本發(fā)明不需要分配器用于分離從分離器脫離的氣態(tài)部分或著兩相加料裝置用于熱交換器，它可以使與在它們傳送至精餾塔之前的一部分氣態(tài)部分相混合的液態(tài)部分冷卻。

在本方法的另一改進中，從第一個分離器即接收部分經冷凝的天然氣的進氣的分離器中排放出的液態(tài)部分被加熱，而不是被冷卻。此第一級液態(tài)部分是通過與氣態(tài)部分進行熱交換而被加熱，然后被引至精餾塔的中間部位。進行這種加熱以除去輕組分如C1，它們在物流進入精餾塔之前已被溶解于液體中，以節(jié)省能源。第二級液態(tài)部分即通過氣態(tài)部分與殘留氣流之間的熱交換而形成的液態(tài)部分與殘留氣流進行熱交換，然后被過冷并且在減壓后供給精餾塔。

在本發(fā)明的進一步改進中，在殘留氣流與氣態(tài)部分進行熱交換之前，且在液態(tài)部分被輸送至精餾塔的頂端之前，殘留氣流相對于將要被過冷的液態(tài)部分被加熱。通過此進一步改進，以最低工藝溫度留在精餾塔頂部在殘留氣流初步地提供液態(tài)部分的過冷，并且其后被利用以在與將要被部分冷凝的天然氣進行熱交換之前從氣態(tài)部分中冷凝更多的C2+組分。在用于天然氣部分冷凝的熱交換器的冷端出現(xiàn)的溫度差異，并因此本方法的致冷損耗特別低。

在本發(fā)明的進一步改良中，氣態(tài)部分在與殘留氣流進行熱交換后，在此部分被機械膨脹之前，通過與將要被冷卻的天然氣的進氣熱交換而被部分重新加熱。在此部分在膨脹機中被膨脹至精餾塔的壓力之后，為了經過膨脹和過冷的液態(tài)部分，它然后被引入精餾塔的進料點下方的一個點。

在根據本發(fā)明對方法的另一改良中，殘留氣流是在殘留氣體已與氣態(tài)部分進行了熱交換之后通過與天然氣的進氣進行熱交換而被加熱至大約天然氣的入口溫度。然后此殘留氣流體被機械膨脹，以滿足天然氣的初步的部分冷凝的致冷需要，并且通過與天然氣的進氣進行熱交換再次被加熱，以達到大約天然氣進氣的入口溫度。在經機械一膨脹的殘留氣體已因此滿足初步的部分冷凝所需的致冷要求之后，如果需要，它可壓縮到增強的排出壓力。為此目的，壓縮所需的能量，即可從殘留氣流本身的機械膨脹和/或從氣態(tài)部分的膨脹中獲得。

運用本發(fā)明的方法的設備基本上包括至少一個用以初步的冷卻和經過與過程物流進行熱交換的天然氣的部分冷凝的熱交換器;一個用以冷凝分離的常用的分離器;一個用以氣態(tài)部分膨脹的膨脹透平機;一個用以液態(tài)部分過冷的熱交換;一個用以精餾氣態(tài)部分和經過冷的液態(tài)部分并形成殘留氣流和產物流的精餾塔;以及用以氣態(tài)部分和其中附加組分是從氣態(tài)部分冷凝而得的殘留氣流之間間接熱交換的熱交換設備。用以氣態(tài)部分和殘留氣流間熱交換的熱交換設備最好安裝在附加分離器的較高部位內，其中附加分離器包括輸送氣態(tài)部分至附加分離器的較低部位內的送料管。附加分離器的熱交換器是與來自精餾塔頂端的殘留氣體入口導管相連的，并具有出口導管，它最好依次與用作天然氣的部分冷凝的熱交換器相連。

參見附圖中所示的最佳實施例，本發(fā)明的其它細節(jié)將描述如下。

在附圖中，包含85%（與各個摩爾-百分數(shù)有關的百分比）甲烷、6.8%乙烷、5.3%C3+烴、2.7%氮以及0.2%二氧化碳的天然氣物流，在溫度為300K和壓力為70巴下通過導管1被引入熱交換器2，在那兒它被冷卻至溫度226K，并且從此進行第一步部分冷凝。在壓力50巴下，經部分冷凝的氣體被輸入分離器3以形成氣態(tài)部分和液態(tài)部分。液態(tài)部分或冷凝液通過導管4被取出，在閥5中被膨脹至壓力為19巴，并且在熱交換器中通過與氣態(tài)部分進行熱交換從193K被加熱至213K之后，被輸入精餾塔7的中間部位。此液態(tài)部分包含56.0%甲烷、17.9%乙烷、25.3%C3+烴、0.6%氮以及0.2%二氧化碳。在壓力50巴和溫度216K下，通過導管8氣態(tài)相從分離器被取出，在熱交換器6中它被冷卻至199K，從而冷凝了附加組分，并且然后它被輸入第二分離器9的較低部位。分離器9中得到的冷凝液或附加液態(tài)部分包含87.4%甲烷、8.0%乙烷、2.5%C3+烴、1.9%氮和0.2%CO2。通過導管10，此附加液態(tài)部分被引入加熱器11中，并且通過與從精餾塔7的頂端排出的殘留氣流熱交換而被過冷至167K。然后此附加液態(tài)部分在閥19中被膨脹至19巴，且作為液態(tài)進料通過導管20而被引入精餾塔7的頂端。

在分離器9的較高部位裝有熱交換器21。通過與來自分離器9的附加液態(tài)部分熱交換，在熱交換器11中被加熱至185K高之后，通過導管22，從精餾塔7的頂端取出的殘留氣流被供至熱交換器21。在熱交換器21中，通過與分離器9中的氣態(tài)部分進行熱交換，殘留氣流被進一步加熱至197K。通過導管23，來自分離器9的氣態(tài)部分被放出，在熱交換器6中被加熱至213K，然后通過導管24，在壓力50巴下被輸入膨脹透平機25中，并然后被膨脹至壓力19巴。在膨脹步驟期間，產物被提取出，而且在氣態(tài)部分通過導管26被導入精餾塔7之前，它被冷卻至172K，此氣體部分包含93.4%甲烷、2.4%乙烷、0.2%C3+烴、3.9%氮和0.1%二氧化碳。

精餾塔7在頂端166K和貯槽內281K的溫度范圍之間工作。在壓力18巴下，殘留氣流和產物流從塔的頂端和貯槽中分別被取出。通過導管22，從頂端取出的殘留氣體或C1-部分包含96.4%甲烷、3.1%氮和僅僅0.5%乙烷。在前面所描述的方法中，在熱交換器11和21中，殘留氣體已被加熱至197K之后，通過導管27它被輸送至熱交換器6，在那兒它被加熱至213K。殘留氣體從熱交換器6被轉到熱交換器2中，在那兒它被加熱至262K，且此后在壓力17巴下被輸入膨脹透平機28內，其中它被膨脹，伴隨著必然的冷卻，至壓力9巴，并且產物被提取。在壓力9巴和溫度229K下，冷的殘留氣體被從膨脹透平機28中取出。這冷的殘留氣體在熱交換器2中通過與天然氣進氣熱交換被重新加熱至300K，通過導管29被輸入壓縮機30中。在壓力11巴和溫度334K下，殘留氣流被從壓縮機30中排出，且此后通過導管31被輸入另外的壓縮機32中。通過導管33，作為甲烷產物流的殘留氣體在壓力12.4巴下被從壓縮機32中放出。

如果需要的話，熱交換器34將被提供用于除去在壓縮期間產生的熱。壓縮機30和32分別由與相應的膨脹透平機28和25相連的傳動軸35和36驅動，因此，不需要附加能量以再壓縮甲烷-富余的C1-氣體。

在精餾塔7的貯槽內，包含53.4%乙烷、44.6%C3+烴、僅僅1.0%甲烷和1.0%二氧化碳的C2+部分被通過導管37取出。此物流包括約96.5%通過導管1被引入分餾步驟的C2+烴。產物流通過泵38用泵增壓至升高的壓力30巴，并通過導管39被輸給用戶。

在精餾塔7的較低部位，配有兩塊煙囪式平板40，41。在平板40，41之上，液體分別通過導管42和43被排出，并在熱交換器2中被加熱。從較高的煙囪式平板40中排出的在導管42中的液體被引導通過熱交換器2的較冷部分，因此通過導管43從較低平面的煙囪式平板41中排出的液體通過熱交換器2的較熱的部分。根據進料氣體的量，熱交換器2和6被分成并聯(lián)或串聯(lián)式排列的二個或更多個部件，熱交換器2是串聯(lián)的部件如X…X。經加熱的液體分別被重新引入在與它們相關的煙囪式平板下方的精餾塔7內。因此精餾塔7的底部再沸器所需要的熱量與中間物加熱所需要的熱量是與熱交換器2的冷量的提供有關。

除了熱交換器34之外，不需要外部冷卻以進行上述過程。用以熱交換器34的冷量是由水或環(huán)境空氣提供的。

通過本發(fā)明的一般描述的或詳細說明的反應物和/或操作條件取代上述實施例中所用的反應物或操作條件，可同樣成功地重復上述實施例。X…X物流42被送至具有較低溫度的部件，且物流43被送至具有較高溫度的部件。

從前面描述中，這領域中的技術人員可很容易地確定本發(fā)明的基本性質，而不會脫離其精神和范圍，并可對本發(fā)明進行各種改變和完善使它適合于各種用途和條件。