分。用于精炼原料气流的精炼系统和方法 |
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| 申请号 | CN201180050581.4 | 申请日 | 2011-09-02 | 公开(公告)号 | CN103201013B | 公开(公告)日 | 2017-02-22 |
| 申请人 | 缠绕机公司; | 发明人 | 马尔科·贝廷; 罗伯特·帕特鲁斯·万贝克尔; 科尼里斯·安东尼耶·特金克韦灵; 克; 桑托斯·社塔尔; | ||||
| 摘要 | 用于精炼包含第一组分和第二组分的原料气(10)的精炼系统，所述第一组分具有比所述第二组分更低的 露点 温度 ；所述精炼系统包括：-用于输入所述原料气的输入部分(105)，其包括用于使所述原料气脱 水 并能获得-45℃至-65℃的水露点的脱水单元；-预冷却部分(110)，其与所述输入部分连接以用于接收所述脱水的原料气；- 分馏 部分(115)，其与所述预冷却部分连接以接收所述预冷却的流；-膨胀冷却和分离部分体，所述膨胀冷却和分离部分(120)包括气旋分离器装置(240)；所述膨胀冷却和分离部分具有与所述分馏部分连接的 回 流管 道以用于将富集有所述第二组分的液体回流(24)至所述分馏部(120)，其与所述分馏部分连接以接收分馏的气 | ||||||
| 权利要求 | 1.用于精炼包含第一组分、第二组分以及水蒸气的原料气流(10)的精炼系统(100； |
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| 说明书全文 | 用于精炼原料气流的精炼系统和方法发明领域 [0001] 本发明涉及用于精炼包含第一组分和至少一第二组分的原料气流的精炼系统。本发明还涉及用于精炼包含第一组分和至少一第二组分的原料气流的方法。 背景技术[0003] 通常，通过在溶剂中选择性溶解CO2(溶质)来从天然气流中除去CO2(二氧化碳)。溶质和溶剂在逆流塔(填充式/盘式)中接触。然而，这类吸收过程的缺点之一是当原料流中CO2浓度超过30摩尔%时所述过程变得低效。 [0005] 对于天然气中更大的CO2含量(>30摩尔%)，低温冷却方法是可行的，其采用制冷来(部分地)液化富CO2的天然气流，然后将所述液化流供给至分馏塔以通过使底部流再沸腾而去除轻端烃馏分，以至于液化的CO2富集的流排出塔底部。在塔顶部，顶置气体(gas overhead)被冷却，以至于产生CO2贫乏的气体流，并且冷的液体被回流至塔的顶盘。这类冷却和分馏过程的主要缺点是在顶置气体中剩余的CO2仍大于15摩尔%，这需要进一步处理(例如，通过吸收过程)。另一缺点是相对大量的重质烃经由塔底部流而损失。更复杂的低温过程包括能在固相CO2中操作并以该方式产生纯CO2流(因为固化的CO2不包含烃)的先进的塔。所述先进的塔能产生具有小于2%摩尔CO2的顶置气体，这归因于在极低温度(约-85℃)下操作这些塔。因此，这些复杂的低温过程的主要缺点是在这些低温下操作塔所需的过度冷却任务。 [0006] 最近，膜技术已经应用于从天然气流选择性除去CO2。将CO2溶解在膜的顶层并通过扩散而通过该膜，因而由在进料和膜渗透侧之间的不同的CO2分压而驱动。膜的主要缺点是相对高的轻质烃的滑流，所述轻质烃保留在CO2富集的、低压渗透流中。因此，该渗透流需要通过提升压力的进一步处理并使该渗透物再循环至膜的进料侧或第二级膜系统。后者导致所需膜表面的进一步增加。因此，用于处理天然气中大量CO2的总的所需膜表面是极大的，因此实际上不可能用于大的气田。膜的其它缺点是它们对重质烃、水和微细固体物质的敏感性，这将随时间显著降低膜的通量和选择性(即，性能)。为防止所述污染问题，对于稳定的膜操作需要大规模预处理过程。 [0007] 发明概述 [0009] 根据一方面，提供了用于精炼包含第一组分和第二组分的原料气流的精炼系统，所述第一组分具有比所述第二组分更低的露点温度； [0010] 所述精炼系统包括： [0011] -用于输入所述原料气流的输入部分，其包括用于使所述原料气流脱水并能获得-45℃至-65℃的原料气流水露点的脱水单元； [0012] -用于接收所述脱水的原料气流的与所述输入部分连接的预冷却部分，所述预冷却部分被布置为使所述接收的原料气流预冷却至所述气体露点以下，以形成包含富集有所述第二组分的液体和富集有所述第一组分的气流的混合流； [0013] -用于接收预冷却的混合流的与所述预冷却部分连接的分馏部分，所述分馏部分被布置为将所述预冷却的混合流分馏为在第一分离出口处的富集有所述第一组分的气体的第一分馏流和在第二分离出口处的富集有所述第二组分的液体的第二分馏流； [0014] -用于接收所述第一分馏气流的与所述分馏部分连接的膨胀冷却和分离部分，其包括流体分离器装置并被布置为--在入口处接收所述第一分馏的气流，--使所述第一分馏的气流膨胀，由此进一步将所述第一分馏的气流冷却至低于所述气体露点的温度和压力；--将所述冷却的第一分馏的气流分离为第二组分贫乏且第一组分富集的冷却的低密度流体馏分和第二组分富集且第一组分贫乏的冷却的高密度流体馏分；--产生在第一流出口处的冷却的低密度流体馏分的第一流和与所述第一流分开的在第二流出口处的冷却的高密度流体馏分的第二流；所述膨胀冷却和分离部分还被布置为从所述冷却的高密度流体馏分的第二流分离富集有所述第二组分的其它液体，并且所述膨胀冷却和分离部分具有与所述分馏部分连接的回流管道以用于将所述富集有所述第二组分的其它液体回流至所述分馏部分，并且其中所述膨胀冷却和分离部分还包括与所述分离器的第二出口连接的结晶分离器容器，其被布置为接收所述分离器的第二流并从所述冷却的高密度流体馏分的第二流分离富集有所述第二组分的其它液体，其中所述结晶分离器容器被布置为从所述冷却的高密度流体馏分固化所述第二组分，所述第二组分固体在所述结晶容器的底部被熔化以作为来自所述冷却的高密度流体馏分的第二流的富集有所述第二组分的其它液体；所述结晶分离器容器具有用于其它液体的出口，其通过回流管道与所述分馏部分的上部连接。 [0015] 根据一方面，提供了用于精炼包含第一组分和第二组分的气流的方法，所述第一组分具有比所述第二组分更低的露点温度； [0016] 所述方法依次包括： [0017] a)接收用于使所述原料气流脱水的气流，并且所述原料气流的水露点为-45℃至-65℃； [0018] b)预冷却所述接收的低于所述气体露点的原料气流，以形成包含富集有所述第二组分的液体和富集有所述第一组分的气流的混合流； [0019] c)将所述预冷却的混合流分馏为在第一分离出口处的富集有所述第一组分的气体的第一分馏流和在第二分离出口处的富集有所述第二组分的液体的第二分馏流； [0020] d)膨胀冷却并分离所述第一分馏的气流，包括--接收所述第一分馏的气流，--使所述第一分馏的气流膨胀至超音速率，由此将所述第一分馏的气流冷却至低于所述气体露点的温度和压力；--将所述冷却的第一分馏的气流分离为第二组分贫乏且第一组分富集的冷却的低密度流体馏分和第二组分富集且第一组分贫乏的冷却的高密度流体馏分；--产生在第一流出口处的冷却的低密度流体馏分的第一流和与所述第一流分开的在第二流出口处的冷却的高密度流体馏分的第二流，以及--从所述冷却的高密度流体馏分的第二流分离富集有所述第二组分的其它液体，并且将所述富集有所述第二组分的其它液体回流至使用结晶分离的分馏步骤，其被布置为接收所述第二流并从所述冷却的高密度流体馏分的第二流分离富集有所述第二组分的其它液体，其中所述结晶分离被布置为从所述冷却的高密度流体馏分的第二流固化所述第二组分，所述第二组分固体被熔化以作为来自所述冷却的高密度流体馏分的第二流的富集有所述第二组分的其它液体，所述其它液体被回流至所述分馏部分。 [0022] 在优选的实施方案中，第一组分包含一种或多种典型的天然气成分；甲烷(C1)、乙烷(C2)、丙烷(C3)、正丁烷(nC4)、异丁烷(iC4)和高级烷烃(C5+)及其异构体以及一种或多种惰性气体，所述惰性气体不限于氮气(N2)、氢气(H2)、氦气(He)、一氧化碳(CO)和/或氧气(O2)。第二组分包括二氧化碳(CO2)和/或硫化氢(H2S)。 [0024] 下面参考几张附图来更详细地阐释本发明，其中示出示例性实施方案。它们仅旨在用于示例目的，并不限制本发明的构思，其由权利要求来界定。 [0025] 图1示出本发明的加工方案； [0026] 图2示意性示出用于本发明的流体分离器装置； [0027] 图3示意性示出一实施方案的精炼系统； [0028] 图4示意性示出一实施方案的精炼系统； [0029] 图5示意性示出一实施方案的精炼系统； [0030] 图6示意性示出一实施方案的精炼系统；以及 [0031] 图7示意性示出一实施方案的精炼系统； [0032] 图8示意性示出一实施方案的精炼系统。 [0033] 实施方案描述 [0034] 实际上，气田条件能够随原料气流中CO2浓度、可获得的原料压力和所需的输出压力、在精炼后输出气流(即，所谓的“出售气体”)中所需的CO2输出浓度以及所需的从所产生的CO2液体的烃回收而变化。因此，每一个气田开发将需要调整的过程设计。然而，在本发明中呈现的一般过程(块)方案对于所有田的条件都类似。 [0035] 图1示出本发明的加工方案100。 [0036] 该加工方案包括将原料气流10加工/精炼为输出气流30的许多加工级或块105、110、115、120、125。 [0037] 加工方案100的精炼系统包括：用于使气流脱水的第一加工块105、用于预冷却气流的第二加工块110、用于分馏气流的第三加工块115、用于使分馏的气流膨胀冷却的第四加工块120，以及用于压缩气流的第五加工块125。 [0038] 第一加工块105被布置为使原料气流10脱水，并具有与第二加工块110的输入连接的用于脱水的气流12的输出。 [0039] 第二加工块110被布置为预冷却脱水的气流12，并且具有与第三加工块115的输入连接的用于预冷却的包含气相和液相的混合流14+16的输出。此外，第二加工块可以包括分离器，以产生与第三加工块115的第一输入连接的包含气流的第一输出14和与第三加工块115的第二输入连接的用于富集有第二组分的液体流16的第二输出。 [0040] 第三加工块115被布置为分馏流14和16，并具有用于使分馏的气流20达到第四加工块120的输出。此外，第三加工块115具有用于排出富集有第二组分的液体流18的第二输出。加工方案可以被布置为将作为副产物的流18再注入储库。 [0041] 第四加工块120被布置为膨胀冷却分馏的气流20。第四加工块120被布置为用于使分馏的气流膨胀，由此进一步将分馏的气流冷却至低于该气体露点的温度和压力，从而形成富集有第二组分的液体馏分，并且将所述液体馏分从流中分离为气流22和冷却的液流24，所述气流22是第二组分贫乏且第一组分富集的，并且所述冷却的液流24为第二组分富集且第一组分贫乏的。通常，由液体分离器装置，优选超音速气旋液体分离器来进行这样的分馏的气流的膨胀冷却和分离，如下文更详细的描述。 [0042] 第四加工块具有用于气流22的第一输出，其与用于压缩气流的第五加工块125的入口连接。 [0043] 第四加工块具有用于冷却的液流24的第二输出，其与用于分馏的第三加工块115的其它入口连接。冷却的液流24，通常为液态CO2和少量的烃，被回流至用于进一步分离第一和第二组分(分别为烃和二氧化碳)的分馏过程。 [0044] 第五加工块125被布置为将冷却的气流22压缩为输出气流30。 [0045] 上述的加工块105、110、115、120、125能包括不同类型的单元操作，并被选择以使特定气田条件得到最大满足。本发明的关键之处是在其中温度已经很低、通常低于-40℃的分馏过程的下游至少应用膨胀冷却一次。在热力学上，膨胀冷却与制冷冷却相比在低温范围中更有效，因为一旦制冷温度低于约-50℃时制冷循环的“性能系数”将下降到1以下。 [0046] 在图1所示的方案中，在分馏塔中通过从气流中除去游离水并此后通过(部分地)除去水蒸气，使原料气流10(环境冷却的天然气流)脱水，降至露点温度、通常为最低温度之下5℃。这导致通常所需的-45℃至-65℃的水露点。根据所需操作压力，能通过使用例如乙二醇脱水单元、硅胶单元或Molsieves来满足这些露点。 [0047] 在脱水单元之后，根据冷却加工流的可获得性而使用内部冷却器或交叉式交换器如气-液热交换器(GLHEX)和/或气-气热交换器(GGHEX)，和/或根据所需的塔温度和HSE法规使用外部冷却器如丙烷冷冻器、CFC冷冻器、CO2冷冻器，和/或根据原料流中的可获得的自由压力和在预冷却之后流14中所得的液体体积分数而使用膨胀装置如JT-阀和/或透平膨胀器，从而使脱水的气流(干燥气体)预冷却。 [0048] 在脱水的气流被预冷却并大部分脱水的气流被液化之后，这些流的每一个被供给至分馏塔，其中通过增加热负荷而将甲烷从液体中汽提。为了使所述脱甲烷装置能够实现功能，分馏塔中的压力将根据流12中的CO2浓度和富CO2的液流18中所需的甲烷浓度而优选为30-65巴(1巴=105N/m2)。 [0049] 或者，能通过一系列使用中间分离的闪蒸来取代分馏塔，从而从液态CO2中分离甲烷。这些闪蒸能使用节流阀、透平膨胀器或气旋流体脱气器来进行(例如WO2008000753所公开的)。根据所产生的CO2液流18中的最大容许甲烷馏分，该闪蒸系列的最低压力通常为5-20巴。 [0050] 分馏步骤的顶置气体被冷却以产生冷的CO2贫乏的气流，即分馏的气流20，从而通常以-35℃至-65℃的温度进入膨胀单元。 [0051] 膨胀单元能例如为JT阀、透平膨胀器或超音速气旋分离器(参见例如WO0329739)。 [0052] 从热力学考虑，更趋于等熵膨胀装置是优选的(这排除了JT阀)，同时从机械观点出发，能处理固化物质的装置是优选的(这排除了透平膨胀器)。因此，优选的膨胀装置是超音速气旋分离器。 [0053] 在超音速气旋分离器中，使分馏的气流膨胀，以使静压根据输出气体中的最大可容许CO2含量以2-10的系数降低。 [0054] 在气旋分离器内部的相关的静态温度能低至-120℃。在这些条件下，能根据平衡条件来形成固态CO2。 [0055] 然而，在气旋分离器类型的装置中，保留时间仅约为若干毫秒。将由形成的自由能来抑制CO2固体形成的时间变化率，以使大部分浓缩的CO2将保持为过冷的液相，其具有少量亚微米尺寸的CO2晶体。该过冷的CO2液体连同一些滑气(slip gas)(即，少量的气态组分)一起供给至结晶容器中，其中(一部分)富集有CO2的过冷的液体将固化并随后至少分离为CO2固体流和气体流，并且在一些情况下还分离为液体流。CO2固体在结晶容器的底部熔化，并能产生为分离的流，或能与由结晶容器产生的剩余液相组合。合适的结晶容器在WO2009084945中公开。排出气旋分离器的CO2贫乏的气流在气旋分离器的扩散器部分中被压缩，并且通过输出压缩器单元而产生输出压力。排出结晶容器的CO2富集的液体被返回至上部托盘之一中的分馏塔。排出结晶容器的CO2贫乏的气流(滑气)被返回并与排出气旋分离器的CO2贫乏的气流混合，或能被再压缩至进给压力并与进入该过程的预冷却部分110的干燥原料流混合。 [0056] 图2描述了流体分离器装置的纵剖视图，该装置在本文中可以称为超音速气旋流体分离器或气旋惯性分离器。 [0057] 现参考图2，示出气旋惯性分离器，其包括：包括梨形中心体1的涡旋入口装置，在该梨形中心体1上安装一系列产生涡旋的叶片2，并且该中心体1布置为与分离器的中心轴I共轴并在分离器内部，使得在中心体1和分离器之间产生环形流动路径3。 [0058] 气旋分离器具有用于接收待分离的流体流的入口1B。 [0059] 设计环形物3的宽度，以使环形物的横截面积在产生涡旋的叶片2的下游逐渐变小，以至于在使用时，环形物内的流体流速逐渐增加并在产生涡旋的叶片的下游位置达到超音速。 [0060] 分离器还包括管状喉口部分4，在使用时，从所述喉口部分4排出涡旋流体流并进入分流分离室5，其装备有用于气态组分(即，冷却的低密度流体馏分)的中心主出口管道7和用于富集流体组分的冷凝物(即，冷却的高密度流体馏分24)的外部次出口管道6。中心体1具有基本为圆柱形延长尾部部分8，在其上安装流动校正刀片9的装置。中心体1具有最大的外部宽度或直径2R外最大，其大于管状喉口部分4的最小内部宽度或直径2R内最小。 [0061] 如图1所示的气旋流体分离器的各种组件如下所述。 [0063] A环形物=π(R外2–R内2) [0064] 后两项为在所选位置上的环形物的外半径和内半径。在该位置的环形物的平均半径定义为： [0065] R平均=√[1/2(R外2+R内2)] [0066] 在平均环半径的最大值R平均，最大处，流体流在产生涡旋的叶片2的装置之间以速率(U)流动，该叶片使流体流的流动方向转向为与偏转角(α)成比例，并由此获得等于的正切速率分量和轴向速度分量Ux=U.cos(α)。 [0067] 在产生涡旋的叶片2下游的环状空间3中，涡旋流体流被扩展至高速率，其中平均环状半径从R平均，最大逐渐降低至R平均，最小。 [0068] 考虑到，在该环形扩展期间，发生两个过程： [0069] (1)在流中的热和焓(h)以量Δh=-1/2U2而降低，由此冷凝那些首先达到相平衡的流成分。这导致包含小的液体或固体颗粒的涡旋雾状流。 [0070] (2)根据下列方程，切向速率分量 的增加基本与平均环半径成反比[0071] [0072] 这导致流体颗粒的离心加速(ac)的强劲增加，其最终约为： [0073] [0074] 在管状喉口部分4中，流体流可以被诱导进一步扩展至更高的速率或被保持在基本恒定的速率下。在第一种情况下，冷凝不间断并且颗粒将增加质量。在后一种情况下，冷凝将要在特定的弛豫时间之后停止。在两种情况下，离心作用导致颗粒漂移至与分离器外壳1A的内壁邻近的流动区域的外圆周，这称为分离区域。颗粒漂移至该流动区域的外圆周的时间段决定了管状喉口部分4的长度。应理解的是，颗粒可以包括固体或固化的颗粒。 [0075] 在管状喉口部分4的下游，富集“湿的”流体组分的冷凝物趋于在分流分离室5的内表面邻近处聚集，并且“干的”气流体组分在或接近中心轴I处聚集，因此富集“湿的”流体组分的湿的冷凝物通过一个或一系列的槽、(微)孔部分被排入外部次流体出口6，而“干的”气体组分被排入中心主流体出口管道7。 [0077] 主分流出口管道可以装备有流动校正叶片9的装置以回收循环能。 [0078] 在本文中，术语“流体”是指液相、气相以及液相和气相的组合。 [0079] 产生涡旋的叶片2可以由其它合适的产生涡旋的装置替代。例如，产生涡旋的叶片2可以通过提供流体的切向流入而形成。 [0080] 流动校正叶片9可以由其它合适的流动校正装置替代。 [0081] 下面描述本发明的精炼系统的一些实施方案。 [0082] 图3示意性示出一实施方案的精炼系统100A。 [0083] 精炼系统100A包括：用于使气流脱水的第一加工块105(脱水部分)、用于预冷却气流的第二加工块110(预冷却部分)、用于分馏气流的第三加工块115(分馏部分)、用于膨胀冷却原料气流的第四加工块120(膨胀冷却部分)，和用于压缩气流的第五加工块125(压缩部分)，如上述参考图1所述。 [0084] 精炼系统100A的实施方案可以适于相对高CO2含量的原料气，通常为50-90摩尔%的CO2。在一实例中，来自气田的原料气流包含具有约70摩尔%CO2的天然气。 [0085] 在脱水部分105中，来自气田的原料气流10经过用于形成脱水的气流12的脱水单元210。 [0086] 接下来，脱水的气流12进入预冷却部分110。预冷却部分包括一个或多个串联的预冷却单元(热交换器)214、218，其被布置为冷却脱水的气流，以至于在优选实施方案中，所述流达到-30℃至-20℃的温度。预冷却器分离器容器222与一个或多个预冷却单元的输出连接以用于接收冷却的脱水的流。 [0087] 用于产生CO2富集的液体流的预冷却器分离器容器222的输出与一个或多个预冷却单元连接以使用所述液体流作为冷却剂。在经过一个或多个预冷却单元214、218之后，所述液体流或其一部分将被蒸发，并且在冷冻器224中被冷却至-5℃至-15℃的优选温度，并且经过分馏部分115以进入分馏装置230(例如，分馏塔)。 [0088] 用于气体组分的预冷却器分离器容器222的另一输出与分馏装置230的输入连接。 [0089] 分馏部分包括分馏装置或塔230、重沸器236、热交换器234和分馏分离器容器232。 [0090] 分馏装置或塔230具有用于低密度组分的顶部出口，其通过热交换器234与分馏分离器容器232的入口连接。热交换器234与用于CO2富集的液体流的预冷却器分离器容器222的出口连接，以接收作为冷却剂的所述液体流。所述液体流被闪蒸至5巴至20巴、通常约10巴的压力和-65℃至-30℃、通常约-58℃的温度。所述流体流将在热交换器中蒸发(部分地)，随后由压缩器235压缩，然后通过冷冻器224被引入分馏装置230中。 [0091] 分馏装置的用于高密度组分的底部出口与重沸器236的入口连接。重沸器具有蒸发除去来自分馏装置的与高密度组分混合的低密度组分的功能。 [0092] 重沸器的低密度组分的出口与分馏装置的入口连接以再引入低密度组分。用于高密度组分18(基本为液态CO2)的出口与设备238连接以将CO2通过注射孔再注入储库。 [0093] 分馏分离器容器232具有用于富集第二组分(例如，CO2)的液体组分的出口，其与分馏装置230连接以将液体组分再引入分馏装置的上部。所述冷的CO2液体的回流主要用于冷却分馏塔230的上部，并且其次，其可以吸收存在于进入所述分馏装置的下部原料流中的痕量的水蒸汽。 [0094] 此外，分馏分离器装置具有用于第二组分(例如，CO2)贫乏的气流的出口，其与膨胀冷却部分120的超音速气旋分离器240的入口连接。 [0095] 基本上，在分馏部分115中，预冷却的脱水的气流(气体组分和液体组分)被分离为作为第一组分的富集有烃的气体的第一分离流和作为第二组分的富集有液态CO2的液体的第二分离流。 [0096] 因此，在示例性实施方案中，在55巴至65巴、更优选约60巴的压力和-55℃至-20℃、更优选约-45℃的温度下，来自分馏分离器容器的气体组分作为富集有烃的气体的第一分离流被引入膨胀冷却部分120的超音速气旋分离器中。 [0097] 在膨胀冷却部分120中，超音速气旋分离器240的第二出口管道6与结晶容器242连接，所述结晶容器242布置有用于富集第二组分的液体组分的底部出口和用于低密度(气体)组分的顶部出口。 [0098] 容器242的底部出口与分馏装置230的上部中的入口连接以用于接收CO2富集的液体流的回流流24。所述冷的CO2液体的回流主要用于冷却分馏塔230的上部，其次，其可以吸收存在于进入所述分馏装置的下部原料流中的痕量的水蒸气。容器242的顶部出口与气旋分离器240的主出口管道连接，所述气旋分离器240还与压缩器部分125中的压缩机248连接以将冷却的气流22(来自气旋分离器240)和低密度(气体)组分(来自容器242)压缩入输出气流30。容器232和242的底部出口都可以与脱水部分连接以接收至少部分冷的CO2富集的液体并将其与原料气流混合以吸收在CO2液体馏分中的至少部分水蒸气。因为从容器232和242中产生的冷的CO2液体非常缺乏水，所以其能用作干燥剂。 [0099] 图4示意性示出一实施方案的精炼系统100B。 [0100] 精炼系统100B包括：用于使气流脱水的第一加工块105(脱水部分)、用于预冷却气流的第二加工块110(预冷却部分)、用于分馏气流的第三加工块115(分馏部分)、用于膨胀冷却原料气流的第四加工块120(膨胀冷却部分)，和用于压缩气流的第五加工块125(压缩器部分)，如上述参考图1所述。 [0101] 在图4中，具有与前述附图所示的相同参考编号的实体是指相对应的实体。这样的实体与前述附图的相对应的实体基本相同或相当，并且在此不再详细描述。 [0102] 精炼系统100B的实施方案可以适于相对高CO2含量的原料气。在一实例中，来自气田的原料气流10包含具有约70摩尔%CO2的天然气。 [0103] 在实施方案的精炼系统100B中，预冷却部分110包括与冷冻器装置215b连接的透平膨胀器段215。 [0104] 脱水的原料气流12进入透平膨胀器215并通过膨胀而预冷却。在示例性实施方案中，脱水的原料气流12被预冷却至-25℃至5℃的温度和45巴至65巴的压力。在冷冻器装置215b中，膨胀的原料气流通常被进一步冷却至约-30℃。 [0105] 在该实施方案中，压缩部分125的压缩器248与透平膨胀器215机械连接。压缩器248通过使(脱水的)原料气流12膨胀而被驱动。 [0106] 在经过预冷却部分110之后，预冷却的原料气流进入分馏段115中的分馏装置230中。在示例性实施方案中，预冷却的原料气流进入压力为45巴至65巴、优选约60巴的分馏段115。 [0107] 分馏段115类似于图3所示的分馏段。在该实施方案中，用于低密度组分的分馏装置230的顶部出口与用于进一步将低密度组分的流冷却至-65℃至-45℃、优选约-64℃的温度的级联冷冻器连接。在经过级联冷冻器235之后，低密度组分的流进入分馏分离器容器232。 [0108] 图5示意性示出一实施方案的精炼系统100C。 [0109] 精炼系统100C包括加工块105、110、115、120、125，如上述参考图1所述。 [0110] 在图5中，具有与前述附图所示的相同参考编号的实体是指相对应的实体。这样的实体与前述附图的相对应的实体基本相同或相当，并且在此不再详细描述。 [0111] 精炼系统100C的实施方案可以适于相对中度CO2含量的原料气，通常为35-60摩尔%的CO2。在一实例中，来自气田的原料气流10包含具有约50摩尔%CO2的天然气。 [0112] 精炼系统100C的实施方案的预冷却部分110非常类似于精炼系统100A的实施方案的预冷却部分，不同之处在于预冷却器分离器容器222的顶部出口与透平膨胀器231A的入口连接。透平膨胀器231A被布置为通过膨胀将脱水的原料气流(在经过冷却单元214、218之后)进一步预冷却至，在一示例性实施方案中，25巴至55巴、通常约49巴的压力和-55℃至-25℃但通常约-40℃的温度。 [0113] 透平膨胀器231A的出口与分馏装置230的入口连接。 [0114] 此外，分馏装置230的顶部出口与压缩器231B的入口连接，所述压缩器231B与透平膨胀器231A机械连接，以在热交换器234中进一步冷却之前压缩来自分馏装置的低密度组分。 [0115] 通常，分馏部分的压力能设定得比进入膨胀冷却和分离部分的气流的压力更低-通常为25巴至55巴。 [0116] 有利地，通过应用压缩器231B，实现分馏塔230(或更通常地，分馏部分115)中的气流的压力与供给膨胀冷却和分离部分120的流的压力分离。由此，能与膨胀冷却和分离部分的工艺参数相独立地设定分馏部分中的工艺参数。在该方式中，不论在膨胀冷却和分离部分中的后续加工如何，都能选择性地优化分馏过程。在分馏塔中的典型压力为25巴至55巴，而膨胀冷却和分离部分120的入口处的压力为40巴至75巴，通常为约60巴。 [0117] 此外，用于产生液态CO2的重沸器236的出口与热交换器234的冷却剂侧连接，从而通过通常将所述液态CO2的压力降低至5巴至10巴而将液态CO2用作冷却剂。离开与分馏分离器容器232的入口连接的热交换器234的流在温度为-35℃至-55℃但通常为约-52℃的所述热交换器中被冷却。 [0118] 另一变化涉及膨胀冷却部分120。分离器容器242的顶部出口与脱水的气流线路12连接以将具有脱水的原料气流12的低密度气流再引入预冷却器部分。因为，相对于输出流30中的第二组分的容许浓度，容器242的顶部出口可以还包含过多的第二组分，所以需要所述顶部出口到原料气流12的循环。在该实施方案中，在分离器容器242的顶部出口和脱水的气流路线12之间布置其它压缩器249。来自分离器装置242的低密度(气体)组分经过其它压缩器249以将低密度(气体)组分压缩至与脱水的原料气流相似的压力。 [0119] 图6示意性示出本发明一实施方案的精炼系统100D。 [0120] 精炼系统100D包括加工块105、110、115、120、125，如上述参考图1所述。 [0121] 在图6中，具有与前述附图所示的相同参考编号的实体是指相对应的实体。这样的实体与前述附图的相对应的实体基本相同或相当，并且在此不再详细描述。 [0122] 精炼系统100D的实施方案可以适于相对中度CO2含量的原料气，通常为35-60摩尔%的CO2。在一实例中，来自气田的原料气流10包含具有约50摩尔%CO2的天然气。 [0123] 在该实施方案中，分馏部分115包括级联透平膨胀器/压缩器301、302；303、304和相关的分离容器305；306，以用于将脱水和预冷却的气流分馏为低密度(气体)组分的流和富集第二组分的高密度液体组分的流。 [0124] 预冷却器分离器容器222的顶部出口与用于低密度组分的流的第一透平膨胀器301的入口连接，当进入第一透平膨胀器时所述流具有-30℃至-10℃的温度。第一透平膨胀器301的出口与用于接收来自第一透平膨胀器的流的第一分离器容器305的入口连接。在示例性实施方案中，所述流的压力为30巴至50巴，通常为约45巴，温度为-50℃至-30℃，通常为约-38℃。 [0125] 此外，预冷却器分离器容器222的底部出口与用于富集第二组分的液体组分的流的第一分离器容器305的入口连接。 [0126] 第一透平膨胀器301与用于驱动第一压缩器段的第一相关压缩器段302机械连接。 [0127] 第一分离器容器305的顶部出口与用于通过第二透平膨胀器的低密度组分的流的第二透平膨胀器303的入口连接。 [0128] 第一分离器容器305的顶部出口通过中间热交换器217而与第二透平膨胀器303的入口连接，从而在进入第二透平膨胀器303之前冷却流，所述中间热交换器217在预冷却器部分110的冷却单元214、218之间。 [0129] 第二透平膨胀器303的出口与用于接收来自第二透平膨胀器303的流的第二分离器容器306的入口连接。所述流的压力为15巴至35巴，通常为约25巴，并且温度为-65℃至-40℃，通常为约-57℃。 [0130] 此外，用于富集第二组分的液体组分的第一分离器容器305的底部出口与第二分离器容器306的入口连接。 [0131] 第二透平膨胀器303与用于驱动第二压缩器段的第二相关压缩器段304机械连接。 [0132] 用于低密度组分的流的第二分离器容器306的顶部出口与用于压缩低密度组分的流的第二相关压缩器304的入口连接，以使所述流的压力通常提升至约33巴并且在25巴至40巴之内。 [0133] 第二相关压缩器304的出口与第一相关压缩器302的入口连接。来自第二相关压缩器的低密度组分的已压缩的流通过第一相关压缩器进一步压缩，导致压力通常为约60巴并在40巴至75巴之内。 [0134] 第一相关压缩器302的出口与用于冷却经两次压缩的低密度组分的流的热交换器234的入口连接，以使温度降低至-65℃至-45℃。 [0135] 图7示意性示出本发明一实施方案的精炼系统100E。 [0136] 精炼系统100E包括加工块105、110、115、120、125，如上述参考图1所述。 [0137] 在图7中，具有与前述附图所示的相同参考编号的实体是指相对应的实体。这样的实体与前述附图的相对应的实体基本相同或相当，并且在此不再详细描述。 [0138] 精炼系统100E的实施方案可以适于相对中度CO2含量的原料气，通常为35-60摩尔%。在一实例中，来自气田的原料气流10包含具有约50摩尔%CO2的天然气。 [0139] 在该实施方案中，分馏部分115包括透平膨胀器/压缩器307、308和相关的分离容器309以用于将脱水和预冷却的气流分馏为低密度(气体)组分的流和富集第二组分的高密度液体组分的流。在示例性实施方案中，在通常为30巴至50巴、优选为35巴至45巴的压力和为-30℃至-50℃并优选为约-45℃的分馏塔顶部温度下操作所述塔。 [0140] 此外，分馏部分115包括结晶分离器容器310、二次压缩器311和固体运送器312。 [0141] 预冷却器分离器容器222的顶部出口与用于通过第一透平膨胀器的低密度组分的流的透平膨胀器307的入口连接。透平膨胀器307的出口与用于接收来自第一透平膨胀器的压力为30巴至50巴且温度为-30℃至-50℃的流的相关分离容器309的入口连接。 [0142] 此外，预冷却器分离器容器222的底部出口与用于富集第二组分的液体组分的流的相关分离容器309的入口连接。 [0143] 透平膨胀器307与用于驱动第一压缩器段的相关压缩器段308机械连接。用于已压缩的低密度组分的流的相关压缩器308的出口与热交换器234连接，以将已压缩的气体冷却至温度通常为约-55℃并在-35℃至-65℃之中。 [0144] 用于低密度组分的流的相关分离容器309的顶部出口与用于将低密度组分的流压缩至压力高达通常约60巴并且在50巴至75巴之中的相关压缩器308的入口连接。 [0145] 用于富集第二组分的液体组分的相关分离容器309的底部出口与结晶分离器容器310的入口连接。 [0146] 结晶分离器容器310的顶部出口通过二次压缩器311而与热交换器234连接，以使低密度组分的流经过结晶分离器容器310到达热交换器234。二次压缩器被布置为压缩来自结晶分离器容器310的低密度组分的流，以获得具有与来自相关压缩器308的低密度组分的流的压力基本相等的压力的流，其压力通常能为50巴至75巴。 [0147] 结晶分离器容器310被布置为使来自相关分离容器309的底部侧产生的液体组分的CO2结晶。使用节流阀诱导所述液体等焓闪蒸，并进一步供给至所述结晶容器，其在5巴至15巴、通常约7巴的压力下操作。所述结晶容器的温度能为-80℃至-65℃。在这些工艺条件下，大部分的第二组分(例如，CO2)为固态，而其它组分主要以蒸汽相存在。因此，CO2的结晶导致C1、C2、C3烃有效地与CO2分离，这归因于烃在固态CO2中的最低溶解度。代替将节流阀用于闪蒸液体流，能使用如WO2009084945或图2所述的气旋膨胀和分离装置(气旋分离器装置)，这将导致更趋于等熵的闪蒸，因此导致与节流阀所获得的相比更深度的冷却。当烃(C1、C2、C3等)的分数相对大且通常多于20摩尔%时，所述气旋膨胀和分离装置是特别合适的。从所述气旋分离器装置，CO2富集的流被供给至结晶容器310并且甲烷富集的流被供给至二次压缩器311。当操作这类气旋分离器装置时，所述相关分离容器309的优选压力和温度分别为50巴至80巴以及-30℃至-60℃。因此，在所述压力和温度范围下，一旦原料流包含大于60摩尔%CO2时，由容器222和309的顶部出口释放的气流将变得微乎其微。在那些情况下，预冷却器分离器容器222、透平膨胀器307和相关压缩器308以及相关分离器容器309的功能变得无用，因此能从加工方案中省略。 [0148] 结晶分离器容器310具有用于固化的CO2的底部出口，其与固体运送器312的入口连接，所述固体运送器312被布置为将固体CO2材料运输至热交换器234的蒸发器侧以将固体CO2材料用作冷却剂。 [0149] 在一实施方案中，来自升华的CO2的冷却剂流从热交换器234连接到预冷却器部分110的冷却单元218，以在冷却单元中用作冷却剂。在经过冷却单元218之后，CO2流可以被压缩以用于其它用途。 [0150] 图8示意性示出本发明一实施方案的精炼系统100F。 [0151] 精炼系统100F包括加工块105、110、115、120、125，如上述参考图1所述。 [0152] 在图8中，具有与前述附图所示的相同参考编号的实体是指相对应的实体。这样的实体与前述附图的相对应的实体基本相同或相当，并且在此不再详细描述。 [0153] 在图8的实施方案中，精炼系统包括替代用于闪蒸液体流的所述节流阀(图7中)的第二气旋分离器装置350，其为精炼系统提供更趋于等熵的闪蒸并因此提供与节流阀所获得的相比更深度的冷却。在经过一个或多个预冷却单元214、218之后，液体流或其一部分到达第二气旋膨胀和分离装置350的入口。 [0154] 第二气旋分离器装置350在功能上与参考图2所述的装置相似，并且当烃(C1、C2、C3等)的分数相对大、通常大于20摩尔%时其在该实施方案中是特别合适的。 [0155] 第二气旋分离器装置350包括用于低密度组分的流(即，甲烷富集的流)的第一出口和用于相对高密度组分的流(即，CO2富集的流)的第二出口。 [0156] 从气旋分离器装置，CO2富集的流被从其第一出口供给至结晶容器310，并且甲烷富集的流从其第二出口被供给至热交换器234。 [0157] 从结晶容器310，顶部出口与二次压缩器311的入口连接，以将低密度组分流从容器310供给至热交换器234。结晶分离器容器310具有用于固化的CO2的底部出口，其与固体运送器312的入口连接，所述固体运送器312被布置为将固体CO2材料运输至热交换器234的蒸发器侧，以将固体CO2材料用作冷却剂。 [0158] 应注意的是，上述实施方案阐述本发明而非限制本发明，并且本领域技术人员能在不背离所附权利要求范围的情况下设计可替代的实施方案。在权利要求中，位于括号之间的任何参考标记不应解释为限制权利要求。动词“包括”及其词形变化的使用不排除除权利要求所述那些之外的元素或步骤存在的情况。在元素之前的冠词“一(a)”或“一(an)”不排除存在多个这类元素的情况。本发明可以实施任何其它替代、改进或等同方案，仅由所附权利要求范围限定。 |
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