冷却天然气物流并分离冷却的物流成各种馏分的方法与系统

摘要

冷却天然气物流(C

说明书

技术领域

本发明涉及冷却天然气物流并分离冷却的气体物流成各种馏分例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和冷凝物的方法与系统。

背景技术

在油气工业中将天然气生产、加工并运输到其最终用户。

气体加工可包括液化至少一部分天然气物流。若天然气物流被液化，则获得一定范围的所谓天然气液体(NGL)，所述天然气液体包括液化天然气或LNG(它主要包括甲烷或(C₁或CH₄)、乙烷(C₂))、液化石油气体或LPG(它主要包括丙烷和丁烷或C₃和C₄)和冷凝物(它主要包括C₅+馏分)。

若产生气体并借助管线(管网)运输到区域消费者处，则气体的热值受限于技术规格。对于较富集的气体物流来说，这要求中间物流加工以回收作为残余产物销售的C₂+液体。

若区域性气体生产超过了区域性气体消费，则昂贵的气体输送管网不能被证明是合理的，因此可液化气体成LNG，所述LNG可以批量运输。在生产C₁液体过程中，C₂+液体同时产生并作为副产物销售。

常规的NGL回收装置以低温冷却工艺为基础以便冷凝气体物流的轻组分。这些冷却工艺包括：机械制冷(MR)、焦耳汤姆逊(JT)膨胀和涡轮膨胀机(TE)、或组合(例如MR-JT)。过去数十年来已经针对比压缩负荷(即MW/吨NGL/hr)来优化这些NGL回收工艺。这些优化常常包括：1)不同工艺物流之间灵敏的换热、2)在分馏塔内不同的进料塔板和3)贫油精馏(即塔回流)。

对于比压缩负荷最敏感的是分馏塔的实际操作压力。操作压力越高，比压缩负荷越低，但分馏组分(例如脱甲烷塔的C₁-C₂+，脱乙烷塔的C₂--C₃+等)之间的相对挥发度也越低，这导致更多的塔板，因此更大的塔和/或塔顶物流中更低的纯度。

授予Ortloff Corporation的欧洲专利0182643和美国专利

4061481、4140504、4157904、4171964和4278457公开了加工天然气物流的各种方法，其中使气体物流冷却并将其分离成各种馏分例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和冷凝物。

已知的冷却和分离方法的缺点在于它们包括具有高能耗的庞大且昂贵的冷却和制冷装置。这些已知方法基于等焓冷却方法(即焦耳汤姆逊冷却、机械制冷)或者近等熵冷却方法(即涡轮膨胀机、旋风膨胀与分离装置)。近等熵方法是最能量有效的，尽管当使用涡轮膨胀机时通常是最昂贵的。但是，旋风膨胀与分离装置是最成本有效的，同时维持高的能量效率，但不如涡轮膨胀机那么有效。使用成本有效的旋风膨胀与分离装置并结合等焓冷却循环(例如外部制冷循环)可恢复最大可获得的能量效率。

因此，本发明的目的是提供冷却与分离天然气物流的方法与系统，所述方法和系统与已知方法相比是更加能量有效的、不那么庞大且更便宜。

发明内容

根据本发明，提供冷却天然气物流并将冷却的气体物流分离成沸点不同的各种馏分例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和冷凝物的方法，该方法包括：

-在至少一个换热器组件内冷却所述气体物流；

-在入口分离罐内使冷却的气体物流分离成富含甲烷的流体馏分和贫含甲烷的流体馏分；

-将来自所述入口分离罐的所述贫含甲烷的流体馏分加入分馏塔，在其中分离富含甲烷的流体馏分与贫含甲烷的流体馏分；

-将至少一部分来自所述入口分离罐的所述富含甲烷的流体馏分加入旋风膨胀与分离装置，在其中使所述流体馏分膨胀并进而进一步冷却和分离成富含甲烷的基本上为气体的流体馏分和贫含甲烷的基本上为液体的流体馏分，和

-将来自所述旋风膨胀与分离装置的所述贫含甲烷的流体馏分加入分馏塔以进行进一步的分离，

-其中所述旋风膨胀与分离装置包括：

a)用于对所述富含甲烷的流体馏分施加涡流运动的涡流赋予叶片组件，所述叶片设置在喷嘴上游，其中在所述喷嘴内使所述富含甲烷的流体馏分加速并膨胀及进而进一步冷却，以便离心力将涡流的流体物流分离成富含甲烷的流体馏分和贫含甲烷的流体馏分，或者

b)具有出口部分的节流阀，所述出口部分装配有对流经流体出口通道的所述流体物流施加涡流运动的涡流赋予设施，从而诱导液滴朝所述流体出口通道的外周产生涡流并聚结。

优选地，在含第一换热器和制冷器的换热器组件内冷却所述天然气物流，以便供应到所述旋风膨胀与分离装置入口的所述富含甲烷的流体馏分的温度介于-20至-60℃，和使通过所述旋风膨胀与分离装置排放的冷却的富含甲烷的馏分被导引而流经第一换热器以冷却所述气体物流。

还优选所述换热器组件进一步包括第二换热器，其中在将所述天然气物流加入制冷器之前使由第一换热器排放的所述冷却的天然气物流进一步冷却，和将来自所述分馏塔底部的冷流体供应到第二换热器以冷却第二换热器内的天然气物流。

此外优选使用由Twister B.V.公司制造并以商标“Twister”销售的旋风膨胀与分离装置。在国际专利申请WO03029739、欧洲专利1017465和美国专利6524368和6776825中公开了这一旋风膨胀与分离装置的各种实施方案。可通过加速喷嘴内原料物流到跨音速或超音速从而在旋风膨胀与分离装置内部实现冷却。在跨音速或超音速条件下，压力典型地下降到原料压力的1/3，同时温度典型地下降到原料温度的3/4。采用等熵膨胀效率(它为至少80％)，确定对于给定的原料组成来说单位P下降的T下降之比。等熵效率表达了在旋风膨胀与分离装置内部的摩擦和热损耗。

本发明方法和系统的这些和其它实施方案、特征和优点在附图中公开，并描述于所附的权利要求、摘要和本发明方法与系统的优选实施方案的下述参考附图的详细说明中。

附图说明

图1是本发明的冷却和分离天然气物流的方法和系统的流程图。

图2A描绘了通过JT节流阀提供的旋风膨胀与分离装置(它配有流体涡流设施)的纵向剖视图；

图2B以放大的比例描绘了图1A的节流阀的出口通道的截面剖视图；

图2C描述了图2A和2B的节流阀的出口通道内流体物流的涡流运动；

图2D描述了图2A和2B的节流阀的出口通道的外周内的液滴富集。

具体实施方式

图1描述了本发明的冷却和分离天然气物流的方法与系统的流程图。

使天然气物流C_xH_y在原料压缩机20内从约60bar压缩到大于100bar并最初在空气冷却器21内冷却，以便当天然气物流进入第一气气换热器1内时，它的压力为约100bar。随后在第二换热器2内和之后在制冷器3内冷却天然气物流。使通过第二换热器2排放的冷却的天然气物流在入口分离器4内分离成富含甲烷的馏分5和贫含甲烷的馏分6。

贫含甲烷的馏分6被加入分馏塔7，而富含甲烷的馏分5被加入旋风膨胀与分离装置8。

旋风膨胀与分离装置8包括涡流赋予叶片9、涡流的流体混合物在其内加速到跨音速或超音速的喷嘴10、从分离器8中排放富含甲烷的流体馏分CH₄的中心主要流体出口11和将富含可冷凝物且贫含甲烷的次要流体馏分排放到导管13内的外部辅助流体出口。次要流体馏分通过导管13加入分馏塔7。

第一换热器1是气气换热器，其中利用从旋风膨胀与分离装置8的中心主要出口11排放的贫化主要气体物流CH₄冷却天然气物流CH₄。使通过第一换热器1排放的预冷却的原料物流在第二换热器2内进一步冷却，所述第二换热器2可以是气液换热器，所述气液换热器通过加入分馏塔7的一块或更多块底部塔板的液体而冷却，正如箭头14和15所示。然后在通过冷却机(机械制冷器或者吸收冷却机)驱动的制冷器3内使预冷却的天然气原料物流过冷。

使在该三阶段预冷却途径过程中形成的液体与仍然为气态的富含甲烷的馏分在入口分离器4内分离，并加入分馏塔7的下部塔板之一，这是因为它含有存在于原料内的全部重组分(即C₄+)。

在所述入口分离器顶部上方出来的气体相对贫含较重的烃(例如含有大部分C₄-)。在旋风膨胀与分离装置8内进行深度NGL萃取(例如C₂-C₄)，其中气体几乎等熵膨胀。在旋风膨胀与分离装置8内部，温度进一步下降到低温条件，在此几乎所有的C₂+组分均被液化和分离。通过旋风膨胀与分离装置8内部的低温分离，C₁气体与C₂+液体一起滑移(slip)。一定摩尔分数的C₁溶解在C₂+液体内。这一富含C₂+的物流被加入分馏塔7，在此建立轻组分和重组分之间的明显分割(例如C₁-C₂+(脱甲烷塔)，C₂--C₃+(脱乙烷塔)等)。

为了从分馏塔7中得到纯的塔顶产品，生成贫化液体回流以吸收应当离开塔底的最轻组分(例如对于脱甲烷塔的C₂)。通过从旋风膨胀与分离装置8的原料中取出侧线物流16，且随后在气气预冷器17内用分馏塔7的塔顶气体物流18(即塔顶产品CH₄)冷却这一侧线物流和使预冷却的侧线物流16等焓膨胀到塔压，从而产生所述回流物流。在这一等焓膨胀过程中，几乎所有烃均液化，且作为回流被加入分馏塔7的顶部塔板。使由1)旋风膨胀与分离装置8的主要流体出口11(典型地为80％主要物流)和2)分馏塔7的顶部出口导管18(典型地为20％次要物流)产生的C₁气体流独立地在出口压缩机19和20内压缩到约60bar的出口压力。在所示的实施例中，出口压力约等于在第一换热器1的入口处天然气物流CH₄的原料压力。因此，出口压缩机19和20补偿在旋风膨胀与分离装置8内发生的摩擦与热损耗。若在旋风膨胀与分离装置8内的膨胀更深，则这些损失更高，因此出口压缩机的负荷按比例地更高。制冷器3的机械负荷主要与高的冷凝器温度(T_cond)和低的蒸发器温度(T_evap)之差成比例。若T₀表示环境温度，则T_cond＞T₀＞T_evap。一般地，这将导致制冷器3的单位机械负荷下的卡诺效率或理论最大冷却负荷表达式：

$C.O.P_{\mathrm{Carnot}}=\frac{\stackrel{\·}{Q_{\mathrm{cooling}}}}{\stackrel{\·}{W_{\mathrm{refrig}}}}=\frac{T_{\mathrm{evap}}}{T_{\mathrm{cond}}-T_{\mathrm{evap}}}$

对于T_evap＝-30℃和T_cond＝40℃的丙烷制冷器循环来说，卡诺C.O.P.等于3.5。在实际的冷却机内，损失将降低C.O.P.，使得C.O.P._实际≈2.5。因此，对于每一MW压缩机负荷来说，可获得2.5MW的冷却负荷。

对于10kg/s的原料物流和2.5kJ/kg.K的比热来说，1℃冷却要求25kW/K的冷却负荷。因此，从-20℃到-30℃的冷却将要求250kW的冷却负荷。对于-30℃的蒸发器温度来说，这对应于100kW的制冷器机械负荷。若在旋风膨胀与分离装置内通过额外的膨胀建立所述10℃的附加冷却，则膨胀比(P/P_原料)需要从默认值0.3下降到0.25(即更深度的膨胀)。这导致在旋风膨胀与分离装置8内更大的压力损失，因此约200kW的附加出口压缩机负荷。

若制冷器3的蒸发器温度选择在低温范围内，与NGL回流温度相当，即T_evap＝-70℃，则冷却机的C.O.P._实际下降到≈1.3。结果是从-60℃冷却到-70℃仍然要求250kW的冷却负荷，尽管但这相当于192kW的制冷器机械负荷。若将在旋风膨胀与分离装置8内获得这一附加冷却，则膨胀比仍然从0.3下降到0.25，尽管额外要求的压缩机负荷从200kW下降到170kW。这主要通过下述事实来解释：在较低的吸入温度下，任何压缩机的负荷均较低，因此额外负荷也如此。

根据上述内容得出结论：对于温度轨迹从-20℃到-30℃来说，与从旋风膨胀与分离装置8内的更深度膨胀相比，更有效的是从制冷器3获得附加冷却。当制冷器3的冷却机的COP随较低的温度逐渐下降时，对于温度轨迹从-60℃到-70℃来说情况相反，要求更多的制冷器负荷。结果是，对于组合的旋风膨胀与分离装置-制冷器循环3、8来说，可通过明显划分1)原料压缩机20和2)制冷器3的冷却机中的压缩机之间的机械负荷，来发现对于单位机械负荷的冷却负荷最佳值。

可通过在喷嘴10内加速原料物流到跨音速或超音速，从而实现在旋风膨胀与分离装置8内部的冷却。在跨音速或超音速条件下，压力典型地下降到原料压力的1/3，同时温度典型地下降到原料温度的3/4。采用等熵膨胀效率(它为≥80％)，确定对于给定的原料组成来说单位P下降的T下降之比。等熵效率表达了在旋风膨胀与分离装置内部的摩擦和热损耗。

在旋风膨胀与分离装置8内部的膨胀状态下，大部分C₂+组分以微细液滴分散体液化并经外部辅助流体出口12分离。选择膨胀比(P/P_原料)，以便至少规定的C_xH_y回收物在喷嘴10内冷凝成液体。除在其内使流体物流加速并进而膨胀和冷却的喷嘴10之外，在旋风膨胀与分离装置8内部的物流分成富含C₂+的液体流(约20质量％)和贫含C₁的液体流(约80质量％)。

在中心流体出口11内部的扩散器中使C₁主物流减速，从而导致压力和温度的升高。采用等熵膨胀效率和等熵再压缩效率确定在扩散器内P升高和伴随的T升高。等熵膨胀效率决定在扩散器的入口处残留的动能，而采用扩散器实施方案内部的损失确定等熵再压缩效率。对于旋风膨胀与分离装置来说，等熵再压缩效率大约为85％。因此C₁主物流的所得出口压力低于原料压力，但高于C₂+湿物流的出口压力(它等于分馏塔的操作压力)。

再压缩的结果是，C₁主物流的温度高于分馏塔顶部温度。因此，这一C₁主物流预冷却原料的潜在作用受到限制。后者是跨音速或超音速旋风膨胀与分离装置固有的局限性。旋风膨胀与分离装置的固有效率在于它产生进料到分馏塔的浓缩的过冷C₂+湿物流。进料至分馏塔的流量降低和相对低的温度这两者使得可在该塔内实施分离工艺。对于含旋风膨胀与分离装置的LPG方案来说，在旋风膨胀与分离装置内产生更深度膨胀(即降低P/P_原料比值)中和/或在降低与C₂+湿物流一起滑移的气体流量中，发现C₂+回收率的最佳值。这两种措施均导致压力损失增加，它需要被压缩到出口压力。

从热力学模拟角度来看，优选针对相对于出口压缩机负荷的制冷压缩机的一定负荷来评估C₂+产率/MW压缩机负荷的最佳值，以补偿在旋风膨胀与分离装置内的压力损失。所述的组合循环将补偿有限预冷却的缺陷。制冷循环中的蒸发器可与旋风膨胀与分离装置8的入口相连以便过冷原料物流。

图2A-2D描绘了焦耳汤姆逊(JT)或其它节流阀，它配有可用于替代图1所述的旋风膨胀与分离装置8的流体涡流设施。

图2A-2D所示的JT节流阀的阀门几何形状强化了在膨胀过程中形成的液滴沿着焦耳汤姆逊或其它节流阀的流动路径的聚结过程。与在常规的焦耳汤姆逊或其它节流阀情况下相比，这些较大的液滴更好分离。对于板式塔来说，这降低了到上部塔板的液体夹带进而改进塔板效率。

图2A所示的阀门包括阀门外壳21，在所述外壳21内可滑动地设置活塞类型的阀体22和相连的穿孔套筒23，以便在阀杆25处通过旋转齿轮24使齿状活塞棒26推动活塞类型的阀体上下进入流体出口通道27内，正如箭头28所示。该阀门具有流体入口通道29，所述流体入口通道29具有可包围活塞22和/或穿孔套筒23的环形下游部分29A，且通过活塞类型的阀体22和相连穿孔套筒23的轴向位置来控制允许从流体入口通道29流入到流体出口通道27内的流体通量。穿孔套筒23包括导引流体在流体出口通道27内以涡流运动方式流动的倾斜的非径向穿孔30，正如箭头34所示。将插塞形状的涡流导向体35固定到活塞类型的阀体22上并在穿孔套筒23和流体出口通道27的内部相对中心轴31同轴设置，以强化并控制出口通道27内流体物流的涡流运动34。

流体出口通道27包括管状分流器39，它分隔输送富含甲烷的馏分返回到图1所示的第一换热器1内的主要流体出口导管11与经导管13输送贫含甲烷的馏分到图1所示的分馏塔7内的环状辅助流体出口40。

图2B更详细地描述了倾斜或非径向穿孔30是圆柱形且相对于流体出口通道27的中心轴31的在所选的部分切线取向方向上钻孔，以便每一穿孔30的纵轴32与中心轴31的垂直距离为D，该距离为套筒23的内径R的0.2至1、优选0.5至0.99倍。

在图2B中，穿孔套筒23的标称材料厚度用t表示和圆柱形穿孔30的宽度用d表示。在本发明阀门的替代实施方案中，穿孔30可以是非圆柱形，例如正方形、矩形或星形，和在这一情况下，穿孔30的宽度d是定义为穿孔30横截面积的四倍除以穿孔30周长的平均宽度。优选d/t之比介于0.1至2，和更优选介于0.5至1。

倾斜的穿孔30在流经流体出口通道27的流体物流中产生涡流流动，正如箭头34所示。还可通过阀内件和/或涡流导引体35的特定几何形状来产生涡流运动。在本发明的阀门中，可获得的自由压力用于等焓膨胀以在流体物流内产生涡流流动。然后主要通过在阀门下游沿着延伸的管道长度的涡流减弱来耗散动能。

图2C和2D描述了在阀门的出口通道内产生涡流流动的优点有两方面：

1.规则的速度模式→较小的界面剪切→较少的液滴破碎→较大的液滴

2.在流体出口通道27的流动区域的外周27A中液滴的富集→大的数量密度→改进的聚结→较大的液滴38。

尽管在本发明的方法中可使用任何焦耳汤姆逊或其它阻流和/或节流类型的阀门以在旋风膨胀与分离装置内产生涡流流动，但优选使用由Mokveld Valves B.V.供应且在其国际专利申请WO2004083691中公开的阻流类型的节流阀。

要理解在NGL回收系统中采用的每种冷却和分离方法在能量效率方面具有其独特的最佳值。还要注意近等熵冷却方法比等焓方法更加能量有效，且等熵冷却方法的旋风膨胀装置比涡轮膨胀机更加成本有效，尽管能量效率较低。

根据本发明，令人惊奇地发现，等焓冷却循环(例如机械制冷器)和近等熵冷却方法(优选旋风膨胀与分离装置)的组合在能量效率(即所产生的每单位体积NGL的总负荷)方面产生协同效果。要理解不同的旋风膨胀与分离装置得到不同的等熵效率。

本发明的旋风膨胀与分离装置中优选的喷嘴组件包括设置在喷嘴上游的涡流赋予叶片组件，并得到≥80％的等熵膨胀效率，而具有切线入口部分并利用逆流涡流流动的其它旋风膨胀与分离装置(例如Ranque Hilsch涡流管道)具有＜60％的明显较低的等熵效率。