从烃气流中去除重质烃和酸性气体的系统和方法

专利名称：从烃气流中去除重质烃和酸性气体的系统和方法
从烃气流中去除重质烃和酸性气体的系统和方法交叉引用本申请要求2009年7月30日提交的名称为从烃气流中去除酸性气体同时去除重质烃的低温系统(CRYOGENIC SYSTEM FOR REMOVING ACID GASES FROM A HYDROCARBON GAS STREAM, WITH REMOVAL OF HEAVY HYDROCARBONS)的美国临时专利申请 61/2 , 994 和 2010 年6月22日提交的名称为从烃气流中去除重质烃和酸性气体的系统和方法(SYSTEMS AND METHODS FOR REMOVING HEAVY HYDR0CARB ONS AND ACID GASES FROM A HYDROCARBON GAS STREAM)的美国临时专利申请61/357，358的权益。两项申请的全部内容在此通过引用并入用于所有目的。背景此章节意欲介绍本领域的各个方面，其可能与本公开的示例性实施方式有关。相信本讨论有助于为促进本公开的具体方面的更好理解提供框架。因此，应当理解应该以这个角度阅读本章节，并且不必承认是现有技术。领域本发明涉及流体分离领域。更具体地，本发明涉及从轻质烃流体流中分离重质烃和酸性气体。技术讨论从储层中采收烃时常与它一起携带有非烃气体的附带产物。这种气体包括如硫化氢(H2S)和二氧化碳(CO2)的污染物。当H2S和CO2作为烃气流(如甲烷或乙烷)的部分产生时，该气流有时被称作为“酸气”。酸气通常被处理以去除C02、H2S和其它污染物，然后将它送往下游以进一步加工或出售。酸性气体的去除产生“脱硫”烃气流。脱硫流可用作环境可接收燃料、作为化学品或气-液转化设备的原料，或作为可被液化为液化天然气或LNG的气体。气体分离过程产生了关于处置分离的污染物的问题。在某些情况下，浓的酸性气体(主要由H2S和CO2组成)被送到硫回收单元(“SRU”)。SRU转化H2S为良性的元素硫。 但是，在一些地区(如里海区域)，因为有限的市场，额外的元素硫生产是不合需要的。因此，成百万吨的硫已经存放在世界一些地区的大的地上区域中，最为显著的是加拿大和哈萨克斯坦。当硫被贮存在陆地上，与酸性气体有关的二氧化碳气体常常地被排至大气中。 但是，实行排放(X)2有时是不期望的。减小(X)2排放的一项建议是被称为酸性气体注入 (“AGI”)的方法。AGI意指不需要的酸气在压力下被重新注入至地下地层(subterranean formation)并且被隔绝以备可能以后的应用。可选地，二氧化碳用于形成人工储层压力，用于提高采收率法采油操作。为了促进AGI，期望具有这样的气体处理设备，其从烃气中有效分离出酸性气体成分。但是，对于“高酸性”流，即含有大于大约15%或20% CO2和/或H2S的生产流，设计、 构造和操作能够经济地从所需烃中分离污染物的设备可能是极具挑战的。许多天然气储层含有相对低的烃百分含量(例如少于40% )和高的酸性气体百分含量，主要是二氧化碳，但也有硫化氢、硫化羰、二硫化碳和各种硫醇。在这些情况下，可有利地采用低温气体处理。低温气体处理是有时用于气体分离的蒸馏方法。低温气体分离在中度压力(例如 350-550磅每平方英寸表压(psig))下产生冷却塔顶气流。另外，液化酸性气体作为“塔底” 产物产生。因为液化酸性气体具有相对高的密度，静水压头有利地用于AGI井，以协助注入过程。这意味着泵送液化酸性气体至地层所需的能量比压缩低压酸性气体至储层压力所需的能量低。需要较少级的压缩机和泵。关于酸气低温蒸馏也存在挑战。当在待处理气体中总压少于大约700psig下CO2 存在的浓度大于大约5mol. %时，它将在标准的低温蒸馏设备中冻结为固体。作为固体的 CO2的形成中断了低温蒸馏过程。为了克服这个问题，本受让人先前已经设计了各种“控制冻结区 ”(CFZ )方法。CFZ 方法利用二氧化碳形成固体颗粒的倾向，通过使冷冻的CO2颗粒在蒸馏塔的开口部分内形成，并且然后在融化塔盘中捕获该颗粒。结果，在塔顶端产生干净的甲烷流(连同在原料气体中存在的任意氮气或氦气)，同时在塔底产生冷却液体CO2/ H2S流。在高于大约700psig的压力下，可进行“整体分馏(bulk fractionation)”蒸馏，而不必担心(X)2冻结；但是，塔顶产生的甲烷将在其中具有至少几个百分比的C02。在美国专禾Ij 4，533，372、美国专利4，923，493、美国专利5，062，270、美国专利 5，120，338和美国专利6，053，007中描述了 CFZ 方法和相关设备的某些方面。如在以上美国专利中一般性描述的，用于低温气体处理的蒸馏塔或柱包括下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。优选地，也包括上部的蒸馏区。通过提供在那个压力下温度范围在二氧化碳凝固点以下、但在甲烷沸腾温度以上的一部分柱，柱运转以形成固体CO2颗粒。更优选地，在使甲烷和其它轻质烃气蒸发，同时引起CO2形成冻结(固体)颗粒的温度和压力下操作该控制冻结区。当气体原料流沿柱上升时，冻结(X)2颗粒摆脱原料流并依靠重力从控制冻结区降落至融化塔盘。在那里，颗粒液化。然后富二氧化碳的液流从融化塔盘流下至柱底部的下部蒸馏区。维持下部蒸馏区在基本无二氧化碳固体形成但溶解的甲烷可沸腾的温度和压力下。在一方面，在30° F至40° F形成塔底酸性气体流。控制冻结区域包括冷却的液体喷淋。这是称为“回流”的富甲烷液流。随着轻质烃气和夹带酸气的蒸气流向上移动通过柱，蒸气流遇到液体喷淋。冷却的液体喷淋帮助分出固体ω2颗粒同时使甲烷气体蒸发并在柱内向上流动。在上部蒸馏区，捕获甲烷(或塔顶气体)并管送离开以销售或可用作燃料。在一方面，在大约-130° F释放塔顶甲烷流。塔顶气体可通过另外的冷却被部分液化，并且液体作为回流返回至柱。液体回流作为冷却喷淋注入至控制冻结区的喷淋段，一般在流动通过柱的精馏段的塔盘或填料之后。在上部蒸馏区产生的甲烷满足管道运送的大部分标准。例如，如果产生充足的回流，甲烷能满足少于2mol. %的管道(X)2标准及4ppm的H2S标准。但是，如果原始原料气流含有任何重质烃(即丙烷、丁烷和更重的烃)，这些将在冷却蒸馏柱的二氧化碳和硫化氢的液体塔底流中到达终点。如果可在冷却蒸馏柱的上游或下游有效地从包含的流体中分离出重质烃，重质烃可具有回收价值。例如，可能期望从原料气流中去除重质烃组分，然后使它进入冷却蒸馏柱。这使 “更贫的”气流被进料至柱。需要从原料天然气流中降低重质烃含量，然后使它进行低温蒸馏以去除酸气的系统。也需要回收潜在有价值的乙烷、丙烷、丁烷和其它重质烃而不将重质烃与CFZ塔的塔底流中的酸性气体混合的低温气体分离系统和伴随工艺。另外地或可选地，也需要从浓的酸性气体中——如在CFZ塔塔底流中的——分离重质烃的方法。本文公开的技术包括从流中分离重质烃的各种系统和方法，在气体处理系统和方法中实施这种技术以允许重质烃回收并商业化的方式去除重质烃。发明概述提供了从酸性气体流中去除酸性气体的系统。在一个实施方式中，该系统包括酸性气体去除系统。酸性气体去除系统接收酸性气体流并分离酸性气体流为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的塔底酸性气体流。原料气流包括至少5mol. %的重质烃组分。该系统也包括重质烃去除系统。重质烃去除系统可放置在酸性气体去除系统的上游。重质烃去除系统接收原料气流并通常分离原料气流为重质烃流体流和酸气(具有甲烷)流。另外地或可选地，可将重质烃去除系统放置在酸性气体去除系统的下游。无论如何，回收重质烃用于商业化或在一个或多个工艺中利用。优选地，酸性气体去除系统是低温系统。酸性气体去除系统包括接收酸气流的低温蒸馏塔和进入蒸馏塔前冷却酸气流的制冷系统。优选地，低温酸性气体去除系统是“CFZ” 系统，其中蒸馏塔具有下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。中间的控制冻结区或“喷淋段” 接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋。冷却喷淋是从蒸馏塔下游的塔顶馏出物循环产生的液体回流。在低温蒸馏塔下游提供制冷设备以冷却塔顶甲烷流并返回一部分塔顶甲烷流至低温蒸馏塔作为冷却液体回流，其然后变为液体。应当理解，可采用除低温蒸馏系统之外的其它酸性气体去除系统。例如，酸性气体去除系统可以是物理溶剂方法，其同样倾向于除去重质烃连同酸性气体组分。可利用各种类型的重质烃去除系统。这些包括采用物理溶剂从轻质气体中分离重质烃的系统。这些也可包括采用膜接触器的系统或采用萃取蒸馏方法的系统。在任一情况中，化学溶剂不用于去除重质烃。在一方面，重质烃去除系统包括至少一个固体吸附床。当放置在酸性气体去除系统上游时，该至少一个固体吸附床吸附至少一些重质烃组分并且基本上使轻质烃组分通过以在酸性气体去除系统中处理。固体吸附床可以，例如，(i)由沸石材料制造，或(ii)包括至少一种分子筛。固体吸附床可附带吸附至少一些二氧化碳和/或硫化氢。在这一情况下， 优选地，重质烃去除系统也包括污染物清除系统。至少一个固体吸附床可以是吸附动力学分离床。可选地，至少一个固体吸附床可包括至少三个吸附床，其中(i)至少三个吸附床中的第一个用于吸附重质烃组分；(ii)至少三个吸附床中的第二个进行再生；以及(iii)至少三个吸附床的第三个保持备用以代替至少三个吸附床中的第一个。再生可以是变温吸附过程的一部分、变压吸附过程的一部分或其组合。另外地或可选地，重质烃去除系统可包括透平式骤冷器或旋风装置，用于分离原料气流为重质烃流体流和轻质气体流。在透平式骤冷器的情况中，重质烃去除系统也可包括重力沉降分离器，用于分离原料气流为重质烃流体流和轻质气体流。在旋风装置的情况中，重质烃去除系统也可包括污染物去除系统，用于接收重质烃流体流并且然后分离重质烃流体流为烃组分和二氧化碳。
仍然另外地或可选地，本文所述的从酸气流中去除酸性气体的系统可包括适合在酸性气体去除系统下游去除重质烃的系统。再一次该系统设计来处理含有至少5mol. %重质烃组分的原料气流。在不使用化学溶剂的情况下，从气流中去除重质烃。在一个实施方式中，系统包括酸性气体去除系统。酸性气体去除系统接收酸气流并且分离酸气流为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳和重质烃的塔底酸性气体流。优选地，酸性气体去除系统是低温酸性气体去除系统。低温酸性气体去除系统包括接收酸气流的蒸馏塔和在进入蒸馏塔之前冷却酸气流的制冷系统。更优选地，低温酸性气体去除系统是“CFZ”系统，其中蒸馏塔具有下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。中间的控制冻结区或“喷淋段”接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋。冷却喷淋是从蒸馏塔下游的塔顶馏出物循环产生的液体回流。在低温蒸馏塔下游提供制冷设备以冷却塔顶甲烷流并且返回一部分塔顶甲烷流至低温蒸馏塔作为液体回流。系统也包括重质烃去除系统。如所述的，在这种情况中的重质烃去除系统放置在酸性气体去除系统下游。重质烃去除系统接收塔底酸性气体流并且通常分离塔底酸性气体流为重质烃流体流和酸性气体。可利用各种类型的重质烃去除系统，如关于酸性气体去除系统上游的重质烃去除系统上述的那些。在一方面，重质烃去除系统包括至少一个固体吸附床。该至少一个固体吸附床从塔底酸性气体流中吸附至少一些重质烃组分并且基本上使酸性气体组分通过。固体吸附床可以，例如，(i)由沸石材料制造，或(ii)包括至少一种分子筛。固体吸附床可附带吸附至少一些二氧化碳。在这一情况下，优选地，重质烃去除系统也包括分离器如重力沉降分离器。例如，重力沉降分离器从气态(X)2中分离液态重质烃组分。在另一方面，重质烃去除系统包括萃取蒸馏系统，用于接收塔底酸性气体流并且分离塔底酸性气体流为主要含有二氧化碳和可能含有硫化氢的第一流体流和主要含有重质烃组分的第二流体流。附图简述为了更好理解本发明的方式，某些图、表、和/或流程图被附于此。但是，应当注意图仅阐述了本发明选择的实施方式并且因此不能被认为是范围的限制，因为本发明可允许其它等价的有效实施方式和应用。

图1是在一个实施方式中例证性CFZ蒸馏塔的侧视图。冷却原料气流被注入至塔的中间控制冻结区。图2A是在一个实施方式中融化塔盘的俯视图。融化塔盘存在在塔内控制冻结区下方。图2B是图2A融化塔盘沿线2B-2B截取的剖视图。图2C是图2A融化塔盘沿线2C-2C截取的剖视图。图3是在一个实施方式中蒸馏塔的下部蒸馏区中的汽提塔盘的放大侧视图。图4A是在一个实施方式中可用于蒸馏塔下部蒸馏段或上部蒸馏区的喷射塔盘的透视图。图4B是图4A喷射塔盘中开孔之一的侧视图。图5是图1蒸馏塔的中间控制冻结区的侧视图。在这个视图中，两个例证性的开孔挡板已加入至中间控制冻结区。图6A是显示从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过物理溶剂系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图6B提供了图6A的物理溶剂系统更加详细的示意图。操作物理溶剂系统接触脱水气流以去除重质烃。图7是显示从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过膜接触器在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图8是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过利用吸附动力学分离的吸附床在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图9是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过萃取蒸馏系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图10是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过透平式骤冷器在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图11是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过旋风装置在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图12是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过变温吸附系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图13是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过变压吸附系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。图14是气体处理设备的示意图。在这个布置中，在酸性气体去除系统上游从气流中去除重质烃。从酸性气体去除系统下游的塔底酸性气体流中去除其它重质烃。图15是气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过吸附动力学分离方法从酸性气体去除系统下游的气流中去除重质烃。某些实施方式的详述定义如本文使用，术语“烃”指主要包括——如果不是排它地——元素氢和碳的有机化合物。烃通常分为两类脂肪族或直链烃和环状的或闭环烃，包括环萜。含烃物质的实例包括天然气、油、煤和可用作燃料或提高品质为燃料的浙青的任意形式。如本文使用，术语“烃流体”指气体或液体的烃或烃的混合物。例如，烃流体可包括在形成条件下、在处理条件下或在环境条件下(15°C和1个大气压)气体或液体的烃或烃的混合物。烃流体可包括例如油、天然气、煤床甲烷、页岩油、热解油、裂解气、煤的热解产物和气态或液态的其它烃。术语“传质装置”指接收待接触的流体并且如通过重力流动传递这些流体至其它物体上的任何物体。一个非限制性实例是汽提出某些组分的塔盘。栅格填料是另一实例。如本文使用，术语“流体”指气体、液体、液体和气体的组合，也指气体和固体的组合以及液体和固体的组合。如本文使用，术语“冷凝烃”指在大约15°C和一个绝对大气压下冷凝的那些烃。冷凝烃可包括例如具有大于4的碳原子数的烃的混合物。如本文使用，术语“重质烃”指具有多于一个碳原子的烃。主要的实例包括乙烷、丙烷和丁烷。其它实例包括戊烷、芳族化合物和金刚烃(diamondoids)。如本文使用，术语“闭环制冷系统”指其中外部工作流体如丙烷或乙烯用作冷却剂以冷却塔顶甲烷流的任意制冷系统。这与其中一部分塔顶甲烷流自身用作为工作流体的 “开环制冷系统”形成对比。如本文使用，术语“地下”指地球表面以下存在的地质层。如本文使用，术语“化学溶剂”意指通过其中转移电荷的化学反应优先吸收原料气流内选择组分的化学品。非限制实例包括可优先结合至或(X)2的胺和碳酸钾。
具体实施方式
描述图1呈现了在一个实施方式中可与本发明有关使用的低温蒸馏塔100的示意性视图。低温蒸馏塔100在本文中可互换地称为“低温蒸馏塔”、“柱”、“CFZ柱”或“分离塔”。图1的低温蒸馏塔100接收最初的流体流10。流体流10主要由采出气体 (production gas)组成。一般地，流体流表示来自井口或井口集(未显示)的干燥气流，并含有大约65%至大约95%的甲烷。但是，流体流10可包含更低百分比的甲烷，如大约30% 至65%，或低至20%至40%。甲烷可与其它烃气的痕量成分如乙烷一起出现。另外，可出现痕量氦气和氮气。在本申请中，流体流10也将包括某些污染物。这些包括如(X)2和的酸性气体。最初的流体流10可处于大约600磅每平方英寸(psi)的采出后压力下。在一些情况下，最初流体流10的压力可达到大约750psi或甚至1，OOOpsi。一般地流体流10进入蒸馏塔100之前被冷却。为最初流体流10提供了如管壳式交换器的热交换器150。制冷装置(未显示)提供冷却流体(如液体丙烷)至热交换器150 以使最初流体流10的温度降至大约-30° F至-40° F。然后可使冷却的流体流移动通过膨胀装置152。膨胀装置152可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置152起骤冷器的作用以获得流体流10的附加冷却。优选地，也可引起流体流10的部分液化。焦耳-汤普森(或“J-T”)阀优选地用于易于形成固体的气体原料流。优选地，膨胀装置152临近低温蒸馏塔100安装以最小化在进料管内的热量损失并且如果一些组分(如CO2或苯)降至它们的凝固点以下，最小化固体堵塞的机会。作为J-T阀的一种替换，膨胀装置152可以是透平式骤冷器。透平式骤冷器提供更大的冷却并为过程形成轴功的来源，如上述制冷装置。热交换器150是制冷装置的一部分。以此方式，操作者可最小化蒸馏过程的总体能量需求。但是，透平式骤冷器处理冻结颗粒可能不如J-τ阀好。在任一情况中，热交换器150和骤冷装置152将在最初流体流10中的原料气体转变为冷却流体流12。优选地，冷却流体流12的温度大约为-40° F至-70° F。在一方面， 在大约550psi的压力下操作低温蒸馏塔100，并且冷却流体流12是在大约-62° F。在这些条件下，冷却流体流12基本上是液相的，虽然不可避免地可能夹带一些蒸气相在冷却流体流12中。最有可能，CO2的存在没有引起固体形成。CFZ 低温蒸馏塔100分为三个主要部分。这些是下部的蒸馏区或“汽提段” 106、 中间的控制冻结区或“喷淋段” 108和上部的蒸馏区或“精馏段” 110。在图1的塔布置中， 引入冷却流体流12至蒸馏塔100的控制冻结区108内。但是，可选地，可引入冷却流体流 12至下部蒸馏区106的顶端附近。
应当注意在图1的布置中下部蒸馏区106、中间喷淋段108、上部蒸馏区110和相关组件安置在单个容器100内。但是，对于其中需要考虑塔100的高度和运动考虑因素的近海应用，或对于其中运输限制是个问题的遥远位置，任选地可将塔110分成两个独立的压力容器(未显示)。例如，下部蒸馏区106和控制冻结区108可放置在一个容器内，而上部蒸馏区108在另一个容器内。然后使用外部的管将两个容器互相连接。在任一实施方式中，下部蒸馏区106的温度比冷却流体流12的进料温度高。设计下部蒸馏区106的温度，使其在柱100的操作压力下适当在冷却流体流12中甲烷的沸点以上。以此方式，优先地从较重烃和液体酸性气体成分中提取甲烷。当然，本领域的普通技术人员将理解蒸馏塔100内的液体是混合物，意指液体将在纯甲烷和纯0)2之间的一些中间温度“沸腾”。进一步地，如果在混合物中存在更重的烃(如乙烷或丙烷)，这将增加混合物的沸腾温度。这些因素成为蒸馏塔100内操作温度的设计考虑事项。在下部蒸馏区106中，CO2和任何其它液相流体依靠重力降落至低温蒸馏塔100的底部。同时，甲烷和其它蒸气相流体逸出并向塔100的顶端上升。该分离主要通过气相和液相之间的密度差异完成。但是，该分离过程任选地通过蒸馏塔100内的内部组件协助。如下描述，这些包括融化塔盘130、多个有利配置的传质装置1 和任选的加热线25。侧面再沸器(未显示)可同样加入至下部蒸馏区106以便于去除甲烷，以及预冷却原料气进料流。再参看图1，可引入冷却流体流12至柱100的下部蒸馏区106的顶部附近。可选地，可能期望引入原料流12至融化塔盘130上方的控制冻结区108。冷却流体流12的注入点是一个主要由最初流体流10的组成决定的设计问题。在冷却流体流12的温度足够高(如大于-70° F)以致不预期有固体的情况，可优选地通过柱100内两相闪蒸箱型装置(或蒸气分配器)1 直接将冷却流体流12注入至下部蒸馏区106。闪蒸箱IM的使用用来至少部分地分离冷却流体流12内两相的蒸气-液体混合物。可将闪蒸箱1 开槽以使两相流体冲击闪蒸箱124内的挡板。如果由于低的入口温度预期会有固体，冷却流体流12在供给如上述的柱100之前可需要在容器173内部分分离。如若这样，可在两相分离器173内分离冷却流体流12以最小化固体堵塞入口管线和柱100的内部组件的可能。气体蒸气通过容器入口管线11离开两相分离器173，在入口管线11，通过入口分配器121进入柱100。然后气体向上行进通过柱100。液/固浆料13从两相分离器173放出。通过蒸气分配器IM将液/固浆料引至柱 100并至融化塔盘130。可通过重力或通过泵175将液/固浆料供给至柱100。在任一布置中，也就是说有或没有两相分离器173，冷却流体流12(或11)进入柱 100。液体组分离开闪蒸箱IM并向下行进至下部蒸馏区106内的汽提塔盘1 集合。汽提塔盘1 包括一系列堰板1 和降液管129。连同图3在下面更充分地描述这些。汽提塔盘1 与下部蒸馏区106内较热的温度结合引起甲烷从溶液中逸出。所得蒸气携带着甲烷和已煮出的任何夹带的二氧化碳分子。蒸气通过融化塔盘130的气升管或升气管(chimneys) 131 (参见图2B)进一步向上继续运行并且到达冷冻区108。升气管131起蒸气分配器的作用以在整个冷冻区108均勻分布。然后蒸气将接触来自喷淋集管120的冷却液以“冻结出” C02。换句话说，CO2将冻结并且然后沉淀或“下雪”返回至融化塔盘130。然后固体(X)2融化并依靠重力以液体形式从融化塔盘130流下并通过其下方的下部蒸馏区106。
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如下面将更全面地讨论，喷淋段108是低温蒸馏塔100的中间冻结区。以可替换的构造——其中冷却流体流12在进入塔100之前在容器173内分离，引入分离的液/固浆料13的一部分至塔100，正好在融化塔盘130上方。因此，酸性气体和较重烃组分的液-固混合物将从分配器121流动，固体和液体下落到融化塔盘130上。配置融化塔盘130以依靠重力接收来自中间控制冻结区108的液体和固体物质， 主要为C0jPH2S。融化塔盘130起温热液体和固体物质的作用并引导它们向下以液体形式通过下部蒸馏区106以进一步纯化。融化塔盘130以一滩液体聚集和温热来自控制冻结区 108的固-液混合物。设计融化塔盘130以释放蒸气流返回至控制冻结区108，提供适合的传热以融化固体CO2，和促进液体/浆料排至融化塔盘130下方的柱100下部蒸馏或下部蒸馏区106。图2A提供了在一种实施方式中融化塔盘130的俯视图。图2B提供了融化塔盘130 沿图2A中线B-B截取的剖视图。图2C显示了融化塔盘130沿线C-C截取的剖视图。将共同参看这三个图描述融化塔盘130。首先，融化塔盘130包括基底134。基底134可大体上是平面体。但是，在图2A、 2B和2C显示的优选实施方式中，基底134采用大体上为非-平面的外形。非平面的构造为接触从控制冻结区108着陆在融化塔盘130上的液体和固体提供了增加的表面积。这用于增加从柱100下部蒸馏区106向上传输的蒸气至液体和融化固体的传热。在一方面，基底134是波纹状的。在另一方面，基底134大体上是正弦曲线状的。塔盘设计的这个方面在图2B中显示。应当理解，可选地可采用其它非平面的几何形状以增加融化塔盘130的传热面积。优选地，融化塔盘基底134是倾斜的。在图2C的侧视图中显示了这种倾斜。尽管大多数固体应该融化，但该倾斜用于确保液体混合物中任何未融化固体从融化塔盘130排除并至其下方的蒸馏区106。在图2C的视图中，可见池或管道138在融化塔盘130的中央。融化塔盘基底134 朝向管道138向内倾斜以运送固-液混合物。基底134可以以任何方式倾斜以促进依靠重力的液体排除。如美国专利4，533，372中所述，融化塔盘被称为“升气管塔盘(chimney tray) ”。 这是由于存在单个排气升气管。升气管提供了开口，蒸气通过该开口可向上移动通过升气管塔盘。但是，单个升气管的存在意味着，通过升气管塔盘向上移动的所有气体不得不通过单一开口排出。另一方面，在图2A、2B和2C的融化塔盘130中，提供了多个升气管131。多个升气管131的使用提供了改善的蒸气分布。这有利于在中间控制冻结区108中更好的传热/传质。升气管131可以是任何外形。例如，升气管131可以是圆形、矩形或使蒸气通过融化塔盘130的任何其它形状。升气管131也可以是狭窄的并向上延伸至控制冻结区108中。 这使得当蒸气上升至CFZ控制冻结区108时能够实现有益的压降以均勻地分布蒸气。优选地，升气管131位于波纹状基底134的最高点上以提供额外的传热面积。优选地，升气管131的顶端开口以帽或盖132封住。这最小化了从控制冻结区108 落下的固体能够避免落入融化塔盘130的机会。在图2A、2B和2C中，在每一个升气管131 上可见盖132。
也可设计融化塔盘130具有泡罩。泡罩形成了从融化塔盘130下方升起的在基底 134上的突出压痕。泡罩进一步增加了融化塔盘130上的表面积以对富(X)2液体提供额外的传热。以这个设计，应该提供合适的液体排出，如增加的倾斜角度，以确保引导液体至下方的汽提塔盘126。再次参看图1，也可设计融化塔盘130具有外部液体传输系统。该传输系统用来确保所有液体基本上无固体并且提供充足的传热。传输系统首先包括排除喷嘴136。在一个实施方式中，排除喷嘴136位于排除池或管道138内(图2C中显示)。将在管道138内聚集的液体送至输送管线135。可通过控制阀137和液面控制器“LC”(参见图1)控制通过输送管线135的流动。通过输送管线135返回流体至下部蒸馏区106。如果液面太高，控制阀137打开；如果液面太低，控制阀137关闭。如果操作者在下部蒸馏区106选择不采用传输系统，那么关闭控制阀137并立即引导流体至传质装置或融化塔盘130下方的“汽提塔盘” 126以通过溢出降液管139汽提。无论是否利用外部传输系统，在融化塔盘130上温热固体(X)2并转变为富(X)2的液体。通过来自下部蒸馏区106的蒸气从下方加热融化塔盘130。补充热可通过各种方式如加热线25任选地加入至融化塔盘130上或仅仅在融化塔盘基底134上。加热线25利用已从底部再沸器160获得的热能促进固体融化。富(X)2的液体在液面控制下从融化塔盘130排出并依靠重力引入至下部蒸馏区 106。如所述，在融化塔盘130下方的下部蒸馏区106中提供多个汽提塔盘126。优选地，汽提塔盘1 基本上是平行关系，一个在另一个上边。可选地，可以以与堰板非常微小的倾斜放置每一个汽提塔盘126以在塔盘上维持液面。流体依靠重力沿着每一个塔盘流动、流过堰板并且然后通过降液管流下至下一个塔盘。汽提塔盘1 可以成各种布置。汽提塔盘1 可以以大体上水平关系布置以形成往复的、瀑布式液体流动。但是，优选地布置汽提塔盘126以形成由基本沿同样水平面的单独汽提塔盘分开的瀑布式液体流动。这在图3的布置中显示，其中液体流动至少被分开一次以使液体流动穿过单独塔盘并落入两个相对的降液管129中。图3提供了在一个实施方式中汽提塔盘1 布置的侧视图。每一个汽提塔盘126 接收和聚集来自上方的流体。优选地，每个汽提塔盘1 具有堰板128，其起到坝的作用以使每个汽提塔盘126上的小滩流体聚集。该积累可以是1/2至1英寸，虽然可采用任何高度。当流体从一个塔盘126落至下一个较低的塔盘126时通过堰板1 形成了瀑布效应。 在一方面，不提供汽提塔盘126的倾斜，但是通过较高堰板1 的构造引起了瀑布效应。流体与轻质烃中富集的上升蒸气接触，以在塔盘126的该“接触区”从交叉流动的液体中提取出甲烷。堰板1 用来动力学地密封降液管129以帮助防止蒸气绕过降液管129，并进一步促进烃气的逸出。随着液体向下移动通过下部蒸馏区106，液体中甲烷的百分比逐渐变小。蒸馏的程度取决于下部蒸馏区106中塔盘126的数量。在下部蒸馏区106的上部，液体中甲烷含量可高至25mol. %，而在底部汽提塔盘，甲烷含量低至0. 04mol. %。甲烷量沿着汽提塔盘 126(或其它传质装置)快速闪蒸出。用于下部蒸馏区106的传质装置的数量是基于原料气流10的组成、塔内压力和塔底流沈的甲烷标准的设计选择问题。但是，例如，一般仅需要利用一些水平的汽提塔盘1 去除在液化酸性气体中的甲烷至或更小的所需水平。
可采用促进甲烷逸出的各种单独的汽提塔盘1 构造。汽提塔盘1 可简单地表示具有筛孔或泡罩的面板。但是，为了进一步对流体提供传热和防止由于固体引起的不期望阻塞，可在融化塔盘下方采用所谓的“喷射塔盘”。代替塔盘，也可采用无规则填料或规整填料。图4A提供了在一个实施方式中的例证性喷射塔盘426的俯视图。图4B提供了喷射塔盘426的喷射舌片422的剖视图。如显示的，每一个喷射塔盘似6具有主体424，在主体424内形成多个喷射舌片422。每一个喷射舌片422包括遮盖开孔425的倾斜的舌片构件428。这样，喷射塔盘似6具有多个小开孔425。在操作中，可将一个或多个喷射塔盘似6置于塔100的下部蒸馏区106和/或上部蒸馏区110中。可以如图3中汽提塔盘126的样式，多个通道布置塔盘426。但是，可利用促进甲烷气体逸出的任何塔盘或填料布置。流体阶式流下在每一个喷射塔盘似6上。然后流体沿着主体似4流动。最佳地，使舌片422取向为快速且有效地移动流体穿过塔盘426。 任选地，可提供相邻的降液管(未显示)以移动液体至后一个塔盘426。开孔425也允许在下部蒸馏区106的流体移动过程中释放的气体蒸气更有效地向上行进至融化塔盘130并通过升气管131。在一方面，可由耐污染材料制造塔盘(如塔盘1 或426)，即阻止固体累积的材料。在一些处理设备中利用耐污染材料防止腐蚀性金属颗粒、聚合物、盐、水合物、催化剂粉末或其它化学固体化合物的累积。在低温蒸馏塔100的情况下，在塔盘1 或426中可使用耐污染材料以限制CO2颗粒的粘附。例如，可将Teflon 涂料应用到塔盘1 或426的表面上。可选地，可提供结构设计以确保CO2不以固体形式沿着柱100的内径开始累积。在这方面，喷射舌片422可取向为沿着柱100的壁推动液体，因此阻止沿着柱100的壁的固体积聚并确保良好的蒸气-液体接触。在任意的塔盘布置中，当流下的液体碰撞到汽提塔盘1 时，发生物料分离。甲烷气从溶液中逸出并以蒸气形式向上移动。但是，CO2通常是足够冷的并在足够高的浓度下以致它大部分以它的液体形式存在并向下行进至下部蒸馏区106的底部，虽然在该过程中将不可避免地蒸发一些C02。然后液体从低温蒸馏塔100移出，在排出管线中作为塔底流体流 22。排出蒸馏塔100后，塔底流体流22进入再沸器160。在图1中，再沸器160是釜式容器，其提供再沸的蒸气至汽提塔盘底部。再沸蒸气管线参见27。另外，可通过加热线25 输送再沸蒸气以为融化塔盘130提供补充热。通过阀165和温度控制器TC控制补充热。可选地，可将热交换器如热虹吸式热交换器(未显示)用于冷却最初流体流10以节约能量。 在这方面，进入再沸器160的液体保持在相对低的温度下，例如大约30° F至40° F。通过与最初流体流10结合的热量，操作者可温热并部分煮沸来自蒸馏塔100的冷却塔底流体流22，同时预冷却采出流体流10。对于这种情况，通过线25提供补充热的流体是从再沸器 160返回的混合相。考虑在一些条件下，融化塔盘130可在无加热线25时操作。在这些情况中，可设计融化塔盘130具有内部的加热部件如电热器。但是，优选地，提供利用在塔底流体流22 中获得的热能的加热系统。加热线25中的温热流体在一方面以30° F至40° F存在，因此它们含有相当的热能。因此，在图1中，显示在加热线25中的温热蒸气流通过在融化塔盘130上的加热旋管(未显示)被引导至融化塔盘130。可选地，温热蒸气流可连接至传输管线1；35。在操作中，通过管线27在柱的底部引入大部分再沸蒸气流至底部液面上并在最后汽提塔盘126上或其下方。随着再沸蒸气向上经过每一个塔盘沈，从液体汽提出残留的甲烷。该蒸气随着它沿塔向上移动而冷却。当来自管线27的蒸气流到达波纹状融化塔盘 130时，温度可降至大约-20° F至0° F。但是，这与可能为大约-50° F至-70° F的融化塔盘130上的融化固体相比仍然相当热。当它与融化塔盘130接触时，该蒸气仍然具有足够的热焓以融化固体C02。回头参看再沸器160，可选地，以液体形式排出再沸器160的塔底流M内的流体可经过膨胀阀162。膨胀阀162降低了塔底液体产物的压力，有效地提供了制冷作用。因此， 提供了冷却塔底流26。排出再沸器160的富(X)2液体可向井下泵送通过一个或多个AGI井 (示意性地参见图1中250)。在一些情况下，可作为提高采收率法采油过程的部分，泵送液体CO2至部分采收的储油层中。因此，CO2可以是易混合的注入物。作为一种可选方案，(X)2 可用作提高采收率法采油的易混合的溢流剂(flood agent) 0再次参看塔100的下部蒸馏区106，气体向上移动通过下部蒸馏区106、通过融化塔盘130的升气管131，并到达控制冻结区108。控制冻结区108限定了具有多个喷淋喷嘴 122的敞开的室。当蒸气向上移动通过控制冻结区108时，蒸气的温度变得更加低。蒸气与来自喷淋喷嘴122的液体甲烷(“回流”)接触。该液体甲烷已通过包括热交换器170的外部制冷装置冷却，比向上移动的蒸气更加冷。在一种布置中，液体甲烷以大约为-120° F 至-130° F的温度从喷淋喷嘴122出来。但是，随着液体甲烷蒸发，它从它的环境中吸收热，因此降低了向上移动蒸气的温度。由于它的低密度(相对于液体甲烷)和在蒸馏塔100 内的压力梯度，汽化的甲烷也向上流动。随着甲烷蒸气沿低温蒸馏塔100进一步向上移动，它们离开中间控制冻结区108 并进入上部蒸馏区110。蒸气与从最初冷却流体流12逸出的其他轻质气体一起继续向上移动。结合的烃蒸气从低温蒸馏塔100的塔顶移动出来，成为塔顶甲烷流14。在塔顶甲烷流14中的烃气移动至外部制冷装置170中。在一方面，制冷装置170 使用乙烯制冷剂或能够使塔顶甲烷流14冷却至大约-135° F至-145° F的其它制冷剂。 这用来至少部分液化塔顶甲烷流14。然后冷却的甲烷流14移动至回流冷凝器或分离室 172。分离室172用于从液体——有时称为“液体回流” 18——分离气体16。气体16代表来自原始原料气流10的轻质烃气，主要是甲烷。也可能存在氮气和氦气。当然，甲烷气体16与任何痕量乙烷是最终寻求捕获和商业售出的“产品”。塔顶甲烷流14的该非液化部分也可用作装置内(on-site)燃料。离开制冷装置170的一部分塔顶甲烷流14是冷凝的。这部分是在分离室172中被分离并被返回至塔100的液体回流18。可使用泵19以移动液体回流18返回至塔100。 可选地，在塔100上方安装分离室172以提供液体回流18的重力进料。液体回流18将包括从上部蒸馏区110逸出的任何二氧化碳。但是，大部分液体回流18是甲烷，一般为95% 或更多，以及氮气(如果在最初流体流10中存在)和痕量硫化氢(同样如果在最初流体流10中存在)。在一种冷却布置中，塔顶甲烷流14通过开环制冷系统获取，如连同图6A所显示和所述的制冷系统。在图6A的这种布置中，塔顶甲烷流112通过交叉-换热器113获取以冷却用作液体回流18的返回部分塔顶甲烷流。其后，将塔顶甲烷流112加压至大约1，OOOpsi 至l，400psi，并且然后利用环境空气和可能外部丙烷制冷剂冷却。然后引导加压并冷却的气流通过骤冷器以进一步冷却。可使用透平式骤冷器回收甚至更多的液体以及一些轴功。 名称为“分离含有至少一种可冷冻组分的多组分气流的方法(Process For Separating a Multi-Component Gas Stream Containing at Least One Freezable Component)，，的美国专利6，053，007描述了塔顶甲烷流的冷却，在此通过引用全文并入。此处应当理解本发明不受塔顶甲烷流14的冷却方法限制。也应当理解在制冷装置170和最初制冷装置150之间的冷却程度是可改变的。在一些情况下，可能期望在较高温度下操作制冷装置150，不过在制冷装置170中冷却塔顶甲烷流14是更有力的。此外，本发明不限于这些设计选择类型。再次回到图1，液体回流18返回至上部蒸馏区110。然后依靠重力携带液体回流 18通过上部蒸馏区110的一个或多个传质装置116。在一个实施方式中，传质装置116是提供阶式串联的堰板118和降液管119的精馏塔盘，与上述塔盘1 类似。当来自液体回流流18的流体向下移动通过精馏塔盘116时，额外的甲烷从上部蒸馏区110蒸发出来。甲烷气再加入至塔顶甲烷流14成为气体产物流16的部分。但是，液体回流18的残留液相落入收集塔盘140上。这样，液体回流流18不可避免地获得小百分比的烃和从控制冻结区108向上移动的酸性气体。在收集塔盘140收集甲烷和二氧化碳的液体混合物。优选地，收集塔盘140限定大体上为平面的主体，以收集液体。但是，与融化塔盘 130 一样，收集塔盘140也有一个、和优选地多个升气管以排出从控制冻结区108上来的气体。可采用如图2B和2C中由组件131和132所呈现的升气管和盖布置。在图5的放大视图中显示了收集塔盘140的升气管141和盖142，在下文中进一步讨论。此处应当注意在上部蒸馏区110中，任何存在的在处理温度下相对于在气体中优先倾向溶解在液体中。在这方面，具有比较低的相对挥发度。通过以更多液体接触残留蒸气，低温蒸馏塔100使得吐5浓度下降至期望的百万分之几(ppm)的极限内，如10或甚至4ppm的规格。当流体移动通过上部蒸馏区110的传质装置116时，H2S接触液体甲烷并离开蒸气相且成为液流20的一部分。从那里，H2S以液体形式向下移动通过下部蒸馏区 106并最终作为液化酸性气体塔底流22的部分离开低温蒸馏塔100。在低温蒸馏塔100中，在收集塔盘140捕获的液体作为液流20从上部蒸馏区110 排出。液流20主要包含甲烷。在一方面，液流20由大约93mol. %的甲烷、3%的C02、0. 5% 的H2S和3.5%的N2组成。此时，液流20是大约-125° F至-130° F。这仅比液体回流流 18稍热。引导液流20至回流液储器174。回流液储器174的用途是为泵176提供涌浪能力。从回流液储器174排出后，形成喷淋流21。在泵176中加压喷淋流21以再次引入至低温蒸馏塔100。在这一情况下，泵送喷淋流21至中间控制冻结区108并通过喷嘴122排出ο喷淋流21的一些部分，尤其是甲烷，在排出喷嘴122后汽化和蒸发。从那里，甲烷上升通过控制冻结区108、通过收集塔盘140中的升气管和通过上部蒸馏区110的传质装置 116。甲烷作为塔顶甲烷流14离开蒸馏塔100并最终成为气流16中的一部分商业产品。来自喷嘴122的喷淋流21也引起二氧化碳从气相凝华。在这方面，最初溶解在液体甲烷中的CO2可即刻进入气相并与甲烷一起向上移动。但是，由于控制冻结区108内的低温，任何气态的二氧化碳迅速成核和集结成为固相并开始“下雪”。这个现象称为凝华作用。这样，一些CO2决不会再进入液相直至它接触融化塔盘130。该二氧化碳“下雪”至融化塔盘130上并融化成液相。从那里，富(X)2液体与来自如上所述的冷却原料气体流12的液体(X)2 —起瀑布式沿下部蒸馏区106的传质装置或塔盘流下。在那时，来自喷嘴122的喷淋流21的任何残留甲烷应该迅速逸出成为蒸气。这些蒸气在低温蒸馏塔100中向上移动并再进入上部蒸馏区110。期望使冷却液体与尽可能多的沿塔100向上移动的气体接触。如果蒸气绕开源于喷嘴122的喷淋流21，较高水平的CO2可到达塔100的上部蒸馏区110。为了改善控制冻结区108中气/液接触效率，可采用具有设计构造的多个喷嘴122。因此，不采用以回流流体流21的一个或多个液面的单一喷淋源，可选地可采用设计有多个喷淋喷嘴122的喷淋集管120。因此，喷淋喷嘴122的构造对在控制冻结区108内发生的传热和传质有影响。本文的受让人在具有国际申请日2007年11月20日的共同未决WO专利公开出版物2008/091316中已先提出了各种喷嘴布置。该申请及其图6A和6B在此通过引用并入以教导喷嘴构造。喷嘴寻求确保在控制冻结区108内360°覆盖并提供良好的蒸气/液体接触和传热/传质。这又更有效地冷却向上移动通过低温蒸馏塔100的任何气态二氧化碳。用于完全覆盖的多个集管120和相应的搭接喷嘴122装置的使用也最小化了逆向混合。在这方面，完全覆盖防止细的、低质量的(X)2颗粒沿着蒸馏塔100反向移动并再进入上部蒸馏区110。然后这些颗粒将与甲烷再混合并再进入塔顶甲烷流14，仅是再次循环。可以看出，循环蒸气通过低温蒸馏塔100的过程最终产生由商业甲烷产物16组成的烃产物。气体产物16被输送至管道以出售。如果产生充足的回流，优选地气体产物流16 满足1至4mol. %的管道0)2标准以及4ppm的H2S标准。同时，酸性气体通过排出流体流 22去除。如果氮气存在的量例如大于3mol. %，可采用单独的脱氮方法。管道标准通常要求小于3mol. %的总惰性气体组分。去除过多氮气的一个选择是使用固体吸附床(未显示)。 床中的固体吸附剂可以是形成具有特定孔大小的分子筛的沸石材料。分子筛沿着塔顶甲烷流放置以去除塔顶流中的氮气。优选地，这在冷却前进行。一旦该分子筛充分吸附氮气，它可使用变压吸附或变温吸附再生。例如，当脱附的氮气在柱内结束返回，并且因此没有从系统清除时，通常分子筛不能使用原始进料气的水吸附再生。虽然关于图1所述的以上系统对于产生基本上无酸性气体的管道气体产物16是有益的，但是该系统具有损失较重烃至冷却塔底流26的可能。在这方面，较重烃如乙烷和丙烷可能存在于最初的流体流10中。蒸馏塔100将在塔顶流14中释放较轻组分如甲烷、 氦气、氮气以及可能一些乙烷，但是大部分乙烷和其它较重烃与二氧化碳一起被液化，并且因此“损失”在塔底流沈中。当然，这些较重烃具有作为商业产品的价值。因此，本文提出捕获与最初的流体流10 —起产生的重质烃的系统和方法。
C2和C3+烃的大多数市场供给从天然气提取。这种组分通常被称为天然气液 (NGL)。在一个普通的方法中，在最初的流体流10进入蒸馏塔100之前捕获较重烃。这样， “更贫的”气体被进料至蒸馏塔100。用于在上游去除重质烃的一个方法采用物理溶剂的使用。某些物理溶剂对重质烃具有亲和性并且能够用于从甲烷中分离重质烃。适合的物理溶剂的实例包括N-甲基吡咯烷酮、碳酸亚丙酯、氰基乙酸甲酯和冷却的甲醇。物理溶剂的优选实例是环丁砜，其化学名称为四氢噻吩砜。环丁砜是含有磺酰官能团的有机硫化合物。磺酰基团是硫原子双键键合至两个氧原子。硫-氧双键是高度极性的，允许其在水中的高溶解度。同时，四-碳环提供对烃的亲和性。这些性质使环丁砜在水和烃中都是易混合的，使其广泛用作纯化烃混合物的溶剂。另一适合的物理溶剂是％16101 。Selexol 是Dow Chemical公司的气体处理产品的商品名称。Selexol 是聚乙二醇的二甲醚的混合物。一个这种成分的实例是二甲氧基四甘醇(dimethoxy tetraethylene glycol)。Selexol 也可被用作纯化烃混合物的溶剂。图6A是显示在一个实施方式中从气流中去除酸性气体的气体处理设备600的示意图。该气体处理设备在酸性气体去除系统上游采用物理溶剂方法。整个酸性气体去除系统一般以650表示，同时物理溶剂方法以框605表示。酸性气体去除系统650包括在框100 的分离容器。框100 —般指图1的控制冻结区塔100，但可代表任何低温蒸馏塔。在图6A中，以612显示采出气流。采出气流612源于发生在储层开发区或“油田” 610中的烃采收活动。应当理解，油田610可以代表生产气态烃的任何位置。油田610可以是陆上的、近海的或海上的。油田610可由最初储层压力操作或可经历提高采收率法采收过程。本文要求保护的系统和方法不限制开发中的油田类型，只要它正在产生被酸性气体污染的烃。该烃将主要包含甲烷，但也将包括2mol. %至IOmol. % 的乙烷和/或其它较重烃。采出气流612可通过管道传输，例如从油田610至气体处理设备600。在到达气体处理设备600后，可引导采出气流612通过脱水过程，如乙二醇脱水容器。在620示意性地显示脱水容器。由于使采出气流612通过脱水容器620，产生了水流622。在一些情况中， 原料气流可与乙二醇(monoethylene glycol,MEG)混合以防止水跑出和水合物的形成。例如，可喷淋MEG至冷凝器，并收集液体，以分离为水、更浓的MEG及可能一些重质烃，这取决于冷凝器的温度和入口气体组成。水流622可送至水处理设备。可选地，水流622可再注入至地下地层。地下地层以框630表示。仍然可选地，可处理除去的水流622并且然后作为已处理的水释放至当地流域(未显示)ο同样，作为使采出气流612通过脱水容器620的结果，产生了基本脱水的原料气流 624。原料气流拟4可含有痕量氮气、氦气和其它惰性气体。关于本系统和方法，脱水气流 624也包含乙烷及可能有丙烷或甚至痕量的丁烷和芳香烃。这些代表重质烃。任选地，原料气流6M通过初步制冷装置625。制冷装置625冷却气流6M至大约 20° F至50° F的温度。制冷装置625可以是例如空气冷却器或乙烯或丙烷制冷器。在图6A图解的系统中，系统从原料气流624中去除较重烃。根据气体处理设备600，提供了物理溶剂系统605。脱水气流6M进入物理溶剂系统605。物理溶剂系统605 以物理溶剂接触气流624以通过吸收过程去除重质烃。这在酸性气体组分溶解度大于甲烷溶解度的相对低的温度和相对高的压力下发生。图6B提供了在一个实施方式中物理溶剂系统605的示意图。操作物理溶剂系统 605接触脱水气流624以去除重质烃。可以看出脱水气流拟4进入入口分离器660。入口分离器660用来去除任何的冷凝烃。入口分离器660也可滤除液体杂质如钻井液。理想地， 在上游脱水容器620中去除水。也可进行一些颗粒的过滤。应当理解，期望保持气流624 洁净以便防止在酸性气体处理过程中液体溶剂起泡。液体如钻井液由入口分离器660的底部离开。液体杂质流参见662。一般地，将液体杂质送至水处理设备(未显示)，或可重新注入至地层以维持储层压力或进行处置。气体从入口分离器660的顶部排出。清洁气流参见664。任选地，引导清洁气流664至气-气交换器665。气-气交换器665预冷却清洁气流664中的气体。然后引导清洁后气体至吸收器670。吸收器670中的吸收剂可以是例如溶剂，同时吸收器670可以是逆流接触塔。在这方面，清洁气流664在塔670底部进入，同时溶剂696在塔670顶部进入。塔670可以是铺盘塔、填料塔或其它类型塔。应当理解，可选地，可利用设计用于气-液接触的许多非-塔装置。这些可包括静止混合器和并流接触装置。图6B的逆流塔仅仅是用于例证性的目的。注意，用于气-液接触容器(一个或多个)的小型、并流接触器的使用是优选的，因为可减小物理溶剂系统605 的总占地面积(footprint)和重量。作为接触过程的结果，产生了轻质气体流678。轻质气体流678从塔670顶部出来。然后轻质气体流678经历制冷过程，然后被引导至低温蒸馏塔，以图6A中的框100示
意性显示。 即刻返回参照图6A，轻质气体流678从物理溶剂系统605排出并通过冷凝器6 。 冷凝器拟6冷却轻质气体流678至大约-30° F至-40° F的温度。冷凝器拟6可以是例如乙烯或丙烷制冷器。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置6 起骤冷器的作用以获得对轻质气体流678的进一步冷却。膨胀装置拟8进一步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70° F至-80° F。 优选地，也完成了气流624的至少部分液化。冷却气流以管线611表示。再参照图6B，接触塔670将获取重质烃。这些作为“富”溶剂从塔670底部释放。 可见富溶剂流672排出塔670。在图6B的布置中，输送富溶剂流672通过功率回收透平(turbine) 674。这允许为物理溶剂系统605产生电能。从那里，输送富溶剂流672通过一系列闪蒸分离器680。在图 6B的例证性布置中，以682、684和686显示三个分离器。根据物理溶剂方法，分离器682、 684,686在逐渐降低的温度和压力下运行。例如，第一分离器682可在500psi的压力和90° F的温度下运行。第一分离器 682释放夹带在富溶剂流672中的轻质气体。以681显示的这些轻质气体主要包含甲烷、 CO2和任意&S。引导轻质气体681至低温蒸馏塔100作为轻质气体流678的一部分。优选地，轻质气体681行进通过压缩机690以增加至低温蒸馏塔100过程中的压力。如果在比
19溶剂方法的第一闪蒸阶段682更低的压力下操作蒸馏塔100，可不需要压缩。理想地，来自清洁气流664的所有重质烃已经以富溶剂流672捕获。逐渐富集的溶剂流被从每个分离器682、684、686释放。这些逐渐富集的流以管线683、685和687指示。 因此，一般通过引起溶解气体从溶剂闪蒸出来的压降使物理溶剂再生。当然，管线687是最富溶剂流。输送这种溶剂流687的一部分通过增压泵692并作为半贫溶剂再引入至接触塔670。引导以693显示的残留部分至汽提容器652。关于三个分离器的第二个684和第三个686，应当注意，这些分离器684、686的每一个也释放非常少量的轻质气体。这些轻质气体将主要包括二氧化碳，可能有少量甲烷。 以两个单独的管线在689显示这些轻质气体。轻质气体689可被压缩并与管线611结合， 然后被引导至低温蒸馏塔100。可选地，可直接输送来自管线689的轻质气体至以图6A中 642显示的塔底液化酸性气体流。使用物理溶剂用于上游重质烃去除的一个优势是溶剂通常是吸湿的。这可除去对于随后气体脱水步骤的需要。为此目的，优选地，选择的溶剂是无水的。这样，溶剂可用于进一步使原始天然气脱水。如若这样，水可从再生器652以蒸气流691出来。缺点是一些轻质烃和(X)2将在某种程度上被共吸附在物理溶剂中。多个分离器682、684、686的使用确实去除了大多数甲烷，但一般不是它的全部。再参照汽提容器652，汽提容器652起加热器的作用。推动重质烃离开以使它们通过管线655排出汽提容器652。在图6A和6B中显示重质烃655排出物理溶剂系统605。 可引导重质烃655通过热交换器656以冷却。在那里，重质烃655被冷凝并且在657产生液体重质烃产物。液体重质烃产物657包括天然气液或NGL。可选地，可传送NGL657通过最终分离容器658。分离容器658通过管线691从容器658的顶部释放少量残留甲烷、C02、 水蒸气和汽提气(以651显示并在以下讨论)，同时在容器658底部附近通过管线659捕获纯化的天然气液作为商业产品以再出售。图6B中描述的汽提容器652利用汽提气由溶剂分离重质烃。汽提容器652可以以许多汽提气进料。实例是具有高-CO2含量的燃料气流。优选高-CO2含量用于汽提气651， 因为它可帮助以(X)2 “预饱和”溶剂，从而导致从原料气体624中获得较少C02。汽提气651 可以是例如来自最低-压力闪蒸阶段——即分离器686——的一部分轻质气体流689，使得可能回收一些烃。不管怎样，一旦重质烃由汽提容器652蒸发出来，可通过压缩机或鼓风机 (未显示)再循环汽提气651至汽提容器652。从再生容器652底部引导再生溶剂。再生溶剂作为653排出。输送再生溶剂653 通过小型增压泵654。可利用随后的较大型泵694为柱670的顶部达到更高的操作压力。 其后，优选地通过具有制冷装置的热交换器695冷却再生溶剂653。然后将冷却和再生的溶剂696再循环至接触器670。再参照图6A，管线611中的冷却气流进入低温蒸馏塔100。低温蒸馏塔100可以是通过有意冻结(X)2颗粒的过程操作以从酸性气体蒸馏甲烷的任何塔。低温蒸馏塔可以是例如图1的CFZ 塔100。管线611的冷却气流进入在大约500至600psig下的塔100。如就图1解释的，酸性气体作为液化酸性气体塔底流642从蒸馏塔100去除。任选地，该塔底流642可通过再沸器643，在再沸器643中再引导含有甲烷的流体作为气流644 返回至塔100中。主要由酸性气体组成的残留流体通过酸性气体管线646释放。管线646中的酸性气体是液体形式。可将酸性气体蒸发、减压并然后送至硫回收装置(未显示)。可选地，可通过如框649表示的一个或多个酸性气体注入(AGI)井，将管线646中液化酸性气体注入至地下地层。在这一情况下，优选地，将在管线646中的酸性气体通过增压器648。甲烷作为塔顶甲烷流112从蒸馏塔100释放。优选地，塔顶甲烷流112将含有不大于大约2mol. %的二氧化碳。在这个百分比下，塔顶甲烷流112可用作燃料气体或可作为天然气销售至某些市场。但是，依照本文的某些方法，期望的是，塔顶甲烷流112经历进一步的处理。更具体地，塔顶甲烷流112通过开环制冷系统。首先，塔顶甲烷流112通过交叉换热器113。交叉换热器113用于预冷却通过膨胀装置19膨胀后再引入至低温蒸馏塔100的回流流18。接下来将塔顶甲烷流112送至压缩机114以增加它的压力。接下来，使加压甲烷流112冷却。这可通过例如将甲烷流112通过气体冷却器115 完成。冷却并加压的甲烷流16得以产生。可液化甲烷流16以产生商业产品。将离开冷却器115的一部分冷却并加压的甲烷流116分流成回流流18。回流流18 在加热换热器113中进一步冷却，然后通过装置19膨胀以产生图1的冷却喷淋流21。冷却喷淋流21进入蒸馏塔100，其中它被用作冷却液体喷淋。该液体喷淋或回流降低控制冻结区(以图1的108显示)的温度并帮助从如上所述的脱水气流6M冻结出(X)2和其它酸性气体颗粒。最后关于图6A和6B应注意，如果硫化氢存在于脱水原料气流6M中，其大部分将与重质烃一起通过分离器682、684、686。一些硫化氢可能通过管线687被循环返回至接触塔670。为避免这种情形，可优选在接触塔670上游具有压5_选择性去除工艺。可以以传统H2S分离方法如通过选择性胺吸收、氧化还原过程或吸附实现分离。硫化氢可输送至硫回收装置(未显示)或进入酸性气体注入井649，然后进入储层。在酸性气体去除系统上游去除重质烃的另一个可能方法称作“贫油”方法。贫油方法与以上讨论的物理溶剂方法非常类似。在这种情况下，代替在气-液吸附过程中使用物理溶剂，在接触装置内以清洁气流664接触液态烃流。因此，代替使用环丁砜或klexol (多乙二醇二甲醚)气体作为物理溶剂，使用丙烷或类似重质烃化合物。在贫油方法中，基于“相似相溶”原则优先从清洁气流664中去除重质烃。贫油吸附C3+组分成为图6B中称作的富溶剂流672。在接触塔670中从清洁气流664中汽提重质烃组分。富溶剂流672中的重质烃通过分离器(如分离器682)获得以回收残留甲烷。将部分贫油/重质烃混合物通过管线687循环返回至接触塔670，同时回收大多数混合物作为单独的重质烃产物。在一方面，在与清洁气流664接触前冷却贫油。冷却贫油至大约0° F至35° F 的温度可改善C3烃以及C2组分的回收。同时，该冷却贫油可具有共吸附大量甲烷以及有时一部分二氧化碳组分的倾向。因此，优选维持该贫油在大约-10° F至-30° F的温度。本文提出的在酸性气体去除系统上游去除重质烃的另一个方法涉及膜的使用。膜通过所选择分子跨过聚合材料从高压渗透至低压起作用。膜接触器被称为去掉酸性气体的装置。例如，美国专利7，442，233讨论了在胺处理前使用大酸性气体去除膜(参见’233专利图3中的66)部分去除二氧化碳。据称如果天然气流中按体积计CO2含量至少为10%，这种方法是有用的。注意，’ 233专利没有使用膜接触器捕获重质烃；而是，膜捕获天然气流中的部分二氧化碳含量，然后酸性气体流进行随后的胺处理以完全去除C02。使用变温吸附或可能变压吸附在膜上游捕获一些重质烃，但不是收集用于商业产品。事实上，’233专利在第12栏陈述，在原始天然气原料流具有低重质烃含量的情况下，最初的变吸附步骤可跳过并且可将原始天然气原料流直接送至胺处理。申请人:已经认识到某些类型的膜如橡胶膜相对于较轻的烃优先吸附、溶解和渗透重质烃。这种膜可安装在低温蒸馏过程上游以去除重质烃。用于捕获重质烃的橡胶膜的实例包括丁腈橡胶、氯丁橡胶、聚二甲基硅氧烷(硅橡胶)、氯磺化聚乙烯、聚硅氧烷碳酸酯共聚物、含氟弹性体、塑化聚氯乙烯、聚氨酯、顺-聚丁二烯、顺-聚异戊二烯、聚(丁烯-1)、聚苯乙烯-丁二烯共聚物、苯乙烯/ 丁二烯/苯乙烯嵌段共聚物、苯乙烯/乙烯/ 丁烯嵌段共聚物及热塑性聚烯烃橡胶。图7呈现了在一个可选实施方式中的气体处理设备700的示意图。该设备大体上与图6A的气体处理设备600 —致。在这方面，使脱水气流6 冷却并且然后作为酸气通过管线611输送至酸性气体去除系统750。但是，在这一情况下，代替使用物理溶剂系统605 连同接触塔670，使用膜接触器710。膜接触器优先从脱水气流拟4中吸附重质烃。在低压如接近大气压力下，渗透流712从膜接触器710中释放。渗透流712主要含有捕获以销售的重质烃。应当了解，利用相对于甲烷优先吸附重质烃的膜，一些CO2和H2S也可渗透通过橡胶聚合材料。因此，用膜捕获的重质烃将可能被(X)2和如果最初存在于采出气体612的H2S 污染。这意味着渗透流712将可能含有酸性气体并且可能需要进一步处理。本文提出的在酸性气体去除系统上游去除重质烃的另一个方法是被称为吸附动力学分离或AKS的方法。AKS采用相对新种类的固体吸附剂，其依赖于某些种类相对于其它种类被吸附在结构化吸附剂上的速率。这与其中选择性主要通过固体吸附剂的平衡吸附性能赋予的传统平衡-控制的变吸附方法形成对比。在后一种情况下，在吸附剂微孔或自由体积中轻质产物的竞争吸附等温线是不利的。在动力学控制的变吸附方法中，选择性主要通过吸附剂的扩散性能以及通过微孔中的传递扩散系数赋予。吸附剂对于两种或多种气体组分具有“动力学选择性”。如本文使用，术语“动力学选择性”定义为对于两种不同种类，单一组分扩散系数D(以m2/sec计)的比率。这些单一组分扩散系数也被称为斯蒂芬-麦克斯韦尔传递扩散系数，其对于给定纯气体组分、给定吸附剂进行测量。因此，例如，组分A相对于组分B的具体吸附剂的动力学选择性将等于Da/Db。材料的单一组分扩散系数可通过吸附材料领域众所周知的测试确定。测量动力学扩散系数的优选方法是用Reyes等人在“多孔固体中扩散和吸附测 fiWiS^il^^fe (Frequency Modulation Methods for Diffusion and Adsorption Measurements in Porous Solids)”，J. Phys. Chem. B. 101, pp. 614—622 (1997)中描述的频率响应技术。在动力学控制的分离中，优选第一组分(例如组分A)相对于第二组分(例如组分B)的选择吸附剂的动力学选择性(即Da/Db)大于5，更优选地大于20，并且甚至更优选地大于50。优选吸附剂是沸石材料。用于去除重质烃的具有适合孔径的沸石的非限制性实例包括MFI沸石、八面沸石、MCM-41沸石和β沸石。优选地，用于去除重质烃的本发明方法实施方式中的沸石Si/Al比率为大约20至大约1，000，优选地大约200至大约1，000,以防止吸附剂的过度淤塞(fouling)。关于使用吸附动力学分离分离烃气组分的其它技术信息是美国专利公开2008/(^拟884，其全部公开内容在此通过引用并入。在目前的吸附动力学分离(AKS)应用中，较重(较慢)烃将被吸附剂保留。这意味着它们将在较低压力下回收。另一方面，轻质组分即甲烷、队和(X)2将在中间压力下作为酸气流从吸附剂释放。冷却该酸气流并且然后送至酸性气体去除系统。图8呈现了采用吸附动力学分离方法的气体处理设备800的示意图。设备800大体上与图6A的气体处理设备600 —致操作。在这方面，冷却脱水原料气流6M并且然后作为管线611中的酸气流输送至酸性气体去除系统850。但是，代替在酸性气体去除系统850 上游连同接触塔670 —起使用物理溶剂接触系统605，采用AKS固体吸附床810。吸附床 810优先吸附重质烃。然后在低压下将天然气液流814由固体吸附床释放。天然气液流814主要含有重质烃，但也包括一些二氧化碳。由于这个原因，优选进行蒸馏过程以从天然气液分离出二氧化碳。蒸馏容器以820显示。蒸馏容器820可以是例如用作污染物清除系统的铺盘或填料柱。二氧化碳气体通过塔顶管线拟4释放。优选地，管线拟4与酸性气体管线646合并以将酸性气体注入至储层649。重质烃通过塔底管线822 排出容器820，在塔底管线822中捕获它们以销售。应当注意，系统800的吸附动力学分离方法对于从在大过量压力下产生的天然气流中回收重质烃可能是更有益的。在这种情况中，管线611的酸气具有适当压力以通过低温蒸馏塔100被处理。过量压力的实例可以是大于400psig的压力。吸附床810释放轻质气体流812。轻质气体主要由甲烷和二氧化碳组成。优选在进入低温蒸馏塔100前提供冷却至轻质气体812。在例证性气体处理设备800中，轻质气体 812通过制冷装置626，并且然后通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。优选地，连同冷却一起完成轻质气体812的至少部分液化。在611产生冷却酸气流，其被引导至酸性气体去除系统850。本文提出的在酸性气体去除系统上游去除重质烃的另一个方法是称为萃取蒸馏的方法。萃取蒸馏利用溶剂连同至少两个蒸馏柱，以促进沸点接近组分的分离。图9提供了其中采用萃取蒸馏系统900的气体处理设备900的示意图。显示萃取蒸馏系统900在低温蒸馏塔100上游。首先，可见脱水气流拟4进入入口分离器660。入口分离器660用来去除任何冷凝烃。入口分离器660也可分离出液体杂质如钻井液。也可进行一些颗粒过滤。应当理解，期望保持气流拟4尽可能洁净，以便防止在酸性气体处理过程中液体溶剂起泡。液体杂质由入口分离器660底部离开。杂质流见662。同时，气体由入口分离器 660的顶部排出。清洁气流见664。清洁气流664具有轻质烃和重质烃。清洁气流664也具有酸性气体如二氧化碳。清洁气流664进入萃取蒸馏柱。在图9的例证性布置中，显示了两个溶剂回收柱 910、920。但是，应当理解可采用多于两个的柱。萃取蒸馏柱910在容器内混合溶剂与清洁气流664。在第一柱910中，温度大体上为-100°至50° F。在第一柱910中，溶剂吸收重质烃，使溶剂作为重质烃塔底流914离开柱910。它也将含有大部分C02。同时，轻质烃通过塔顶流912排出柱910。重质烃塔底流914进入CO2去除柱920。在第二柱920中的温度大体上为0°至250° F，其高于第一柱910中的温度。在第二柱920中，溶剂和重质烃再次作为重质烃塔底流拟4离开柱920。同时，乙烷和二氧化碳作为塔顶二氧化碳流922排出第二柱920。任选地，可将塔顶流922合并至塔顶流912，尽管优选它们保持分开。优选地，将塔顶流922送去进行处置，如图9中显示。如果塔顶流912中的CO2含量对于管道规格太高，优选地，塔顶流 912中的轻质气体通过压缩机940再增压，并且然后通过制冷装置6 和J-T阀6 冷却。 然后再增压并且部分液化的轻质组分进入低温蒸馏塔100。塔100操作以将酸性气体与甲烷分离，产生塔顶甲烷流12和塔底酸性气体流22。在一方面，塔顶二氧化碳流922可直接输送至酸性气体塔底流22。图9中显示了最终柱930。最终柱930是添加剂回收柱。添加剂回收柱930利用蒸馏原理从溶剂分离称为“天然气液”的重质烃组分。第三柱930中的温度大体上为80° F 至350° F，其高于第二柱930中的温度。天然气液通过管线932排出柱930并被带至处理装置以去除任何残留的H2S和C02。例如，该处理装置可以是其中胺用于H2SAD2去除的液-液萃取器。溶剂作为塔底溶剂流934离开添加剂回收柱930。塔底溶剂流934代表再生的添加剂。再引入大部分塔底溶剂流934至第一柱910，用于萃取蒸馏过程。来自流934的过剩溶剂可任选地通过管线936与天然气液流932结合以进行处理。图10和11显示了从酸气流去除重质烃的其它方法。首先，图10呈现了利用低温蒸馏塔100上游的透平式骤冷器的气体处理设备1000的示意图。透平式骤冷器见1010。气体处理设备1000大体上与图6A的气体处理设备600 —致。在这方面，冷却脱水气流624并且然后作为管线611中的酸气流输送至酸性气体去除系统1050。但是，在这一情况下，代替采用物理溶剂系统605连同接触塔670，采用透平式骤冷器1010接着是分离器 1020。透平式骤冷器是膨胀高压气体的离心或轴流透平机。透平式骤冷器一般用于产生功，例如，该功可用于驱动压缩机。在这方面，透平式骤冷器产生用于像压缩或制冷的过程的轴功源。在本申请中，透平式骤冷器1010优选用于产生电，以管线1012指示。酸气通过管线1014从透平式骤冷器1010释放。由于由透平式骤冷器1010引起的压降，该气体1014处于冷却状态。至少部分冷却气体1014可被液化，特别是重质烃组分，但是温度应当维持在(X)2凝固温度以上。冷却气体1014输送至以1020显示的分离器。 分离器1020分离冷却气体1014为重质烃和轻质气体组分。也含有(X)2的重质烃通过管线 1024从分离器1020落下并且被捕获以销售。含有二氧化碳的轻质烃通过管线1022并被输送至蒸馏塔，如图1的塔100。优选地，在进入低温蒸馏塔100之前提供附加冷却至轻质气体1022。在例证性气体处理设备1000中，轻质气体1022通过制冷装置626。制冷装置6 冷却轻质气体1022 至大约-30° F至-40° F的温度。制冷装置拟6可以是例如乙烯或丙烷制冷器。优选地，如果可获得充足压力，轻质气体1022接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置拟8可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置拟8起骤冷器的作用以获得对轻质气体1022的进一步冷却。膨胀装置6 进一步降低轻质气体1022的温度至例如大约-70° F至-80° F。优选地，也完成了气体1022的至少部分液化。冷却酸气流以管线 611指示。引导管线611中的酸气至酸性气体去除系统1050。
图11呈现了在低温蒸馏塔100上游从轻质气体流分离重质烃的另一气体处理设备1100的示意图。在这个布置中，气体处理设备1100利用旋风装置作为分离过程的一部分。旋风装置示意性地以1110显示。气体处理设备1100大体上与图6A的气体处理设备600 —致。在这方面，冷却脱水气流624并且然后通过管线611中的酸气输送至酸性气体去除系统1150。但是，在这一情况下，代替使用物理溶剂系统605连同接触塔670，使用旋风装置1110。旋风装置1110 提供从脱水气流6M部分分离重质烃。一般地，旋风装置是利用转动作用和重力分离物质的长的、圆锥形装置。旋风装置最常用于从空气、气体或水流中去除颗粒。旋风装置基于涡流分离原理操作。它们能够在不使用过滤器的情况下完成有效分离。在本申请中，旋风装置1110提供从轻质气体最初部分分离重质烃。一般地，在旋风装置1110内完成大约25%的压降。适合的旋风装置1110的一个实例是由荷兰Twister，B. V可获得的TWISTER 超声分离器。TWISTER 是接收气体并且在大约几秒内或更少时间内将其加速至超声速的小型管式装置。TWISTER 可以用于从轻质气体分离水和/或重质烃。旋风装置的另一适合实例是 Vortisep0 Vortis印是可用于从天然气分离重质烃或水的涡流管。涡流管基于兰克-赫尔胥(Ranque-Hilsch)物理学操作。流体流成切线注入至长管的中心。流体在管内转动，第一流体组分作为温热流体在一端排出，并且第二流体组分作为冷却流体在相反端排出。如图11中可见的，旋风装置1110释放轻质气体1122。轻质气体1122包括轻质烃，主要为甲烷和酸性气体如C02。如关于图10在以上所述，在作为管线611中的酸气流输送至低温蒸馏塔100之前，冷却轻质气体1122。旋风装置1110也释放重质流体流1112。重质流体流1112含有原来为脱水气流 624部分的重质烃。因为旋风装置1110对于流体组分的分离不是完全有效的，重质流体流 1112也将含有一些轻质烃和二氧化碳。因此，输送重质流体流1112至流体分离器1120以进一步处理。流体分离器1120可以是例如冷凝物稳定器。流体分离器1120通过管线11 释放重质烃。捕获管线11 中的重质烃以销售。 流体分离器1120也释放以管线IlM指示的轻质气体。轻质气体IlM包括轻质烃，主要是甲烷和酸性气体。优选地，在冷却前，管线IlM中的轻质气体与管线1122中的轻质气体合并。可选地，压缩管线IlM中的轻质气体并且与塔底酸性气体管线646结合以进行注入或处置。可用于在低温蒸馏塔上游去除重质烃的两个其它方法涉及吸附床的使用。一个方法采用变温吸附，而另一个利用变压吸附。在每个情况中，再生吸附剂材料以重新使用。图12提供了使用变温吸附去除重质烃的气体处理设备1200的示意图。气体处理设备1200大体上与图6的气体处理设备600 —致操作。在这方面，冷却脱水气流6M并且然后通过管线611中的酸气流输送至酸性气体去除系统1250。但是，代替使用物理溶剂系统605与接触塔670，采用变温吸附系统1210。变温吸附系统1210提供从脱水气流拟4至少部分分离重质烃。变温吸附系统1210使用吸附床以选择性吸附重质烃，同时通过轻质气体。在管线 1212显示轻质气体被释放。轻质气体1212含有二氧化碳，并被输送至蒸馏塔，如图1的塔 100。
同样优选在进入低温蒸馏塔100之前，提供附加冷却至轻质气体1212。在例证性气体处理设备1000中，轻质气体1212通过制冷装置626，并且然后通过膨胀装置628。膨胀装置拟8可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。优选地，连同冷却一起完成气体1212 的至少部分液化。产生冷却酸气流并将其通过引导至酸性气体去除系统1250的管线611 输送。再参看变温吸附系统1210，变温吸附系统1210的吸附床优选为由沸石制造的分子筛。但是，可采用其它吸附床如充满硅胶的床。烃气分离领域普通技术人员将理解，吸附床的选择将一般地取决于重质烃的组成。例如，分子筛床在去除C2至C4组分上可能是最有效的，而硅胶床在去除C5+重质烃上可能是最有效的。在操作中，吸附床存在于加压室中。吸附床接收脱水气流拟4并吸附重质烃连同一定量的二氧化碳。吸附床变得重质烃饱和后，在吸附系统1210中的吸附床将被置换。由于使用热干燥气体加热床，重质烃(和相关酸性气体)将从该床释放。适合的气体包括部分塔顶甲烷流112、加热氮气或其它方式可得的燃料气体。如图12中可见的，通过管线1214 释放重质烃流体流。框1240描述了用于吸附床的再生加热器。再生室1240接收干燥气体1232。在图12的布置中，干燥气体从塔顶甲烷流112接收。塔顶甲烷流112主要包括甲烷，但也可包括痕量氮气和氦气。塔顶甲烷流112优选地被压缩以升高再生加热器中气体的压力。增压器以1230显示。但是，再生主要通过增加的温度发生。5至10百分比的塔顶甲烷流112可能需要用于进行充分的再生。再生室1240释放再生流体流1242。再生流体流1242送至吸附系统1210。对于变温再生循环，优选需要至少三个吸附床第一床用于在吸附系统1210中的吸附；第二床进行再生；和第三床已被再生并备用以当第一床变得完全重质烃饱和时在吸附系统1210中使用。因此，为了更有效的操作可并行使用最少三个床。这些床可以例如以硅胶填充。如所述，吸附系统1210释放重质烃流体流1214。重质烃流体流1214主要包括重质烃，但将最可能也含有二氧化碳。由于这个原因，期望在释放重质烃以销售之前处理重质烃流体流1214。在一方面，使用制冷装置1216冷却重质烃流体流1214。这弓I起重质烃流体流1214 内重质烃的至少部分液化。然后将重质烃流体流1214引入分离器1220。分离器1220优选为将重质烃与轻质气体分离的重力沉降分离器。轻质气体由分离器1220顶部(在管线 1222示意性显示)释放。管线1222中的从分离器1220释放的轻质气体返回至脱水气流 624。同时，重质烃从分离器1220底部(在管线12 示意性显示)释放。应当注意，气体处理设备1200可不包括脱水装置620。在那种情况中，水将与重质烃流体流1214 —起从吸附系统1210离开。水将与管线12 中的重质烃一起进一步从分离器1220离开。然后优选采用例如旋风装置或浮选分离器(未显示)将水与重质烃分离。在一些实施方式中，固体吸附剂的结合可用于去除不同重质烃组分。例如，硅胶可用于从相关气体回收较重重质烃组分即C5+,同时较轻重质烃即C2-C4组分可使用由沸石制造的分子筛去除。这种固体吸附剂的结合帮助防止重质烃残留在气相中并最终与酸性气体塔底流642 —起结束。
在一个应用中，来自分离器1220的气体可燃烧以驱动透平机(未显示)。透平机又可驱动开环压缩机(如图1的压缩机176)。再生气体加热器1240可通过从这种透平机获得废热和使用它预加热用于重质烃回收过程的再生气体(如在管线1232中的)，进一步结合至酸性气体去除过程。类似地，来自塔顶压缩机114或塔顶冷凝器115的气体可用于预加热用于重质烃回收过程的再生气体。如所述的，变压吸附也可用于在酸性气体去除设备上游去除重质烃。图13提供了使用变压吸附去除重质烃的气体处理设备1300的示意图。气体处理设备1300大体上与图 6的气体处理设备600 —致操作。在这方面，冷却脱水气流拟4并且然后通过管线611中的酸气流输送至酸性气体去除系统1350。但是，代替使用物理溶剂接触系统605连同接触塔 670，使用变压吸附系统1310。变压吸附系统1310提供从脱水气流6 至少部分分离重质烃。如同变温吸附系统1210，变压吸附系统1310使用吸附床选择性吸附重质烃同时释放轻质气体。吸附床优选为由沸石制造的分子筛。但是，可采用其它吸附床如由硅胶制造的床。烃气分离领域普通技术人员将再次理解吸附床的选择一般将取决于重质烃的组成。如图13中可见的，吸附系统1310通过管线1312释放轻质气体。在进入低温蒸馏系统100之前，输送轻质气体1312通过制冷装置6 并且然后优选地通过焦耳-汤普森阀 6观。同时，通过管线1314从吸附床释放重质烃流体流。操作中，吸附系统1310中的吸附床存在于加压室中。吸附床接收脱水气流拟4并吸附重质烃连同一定量二氧化碳。在吸附床变得重质烃饱和后，吸附系统1310中的吸附床将被置换。由于降低了加压室内的压力，重质烃(和相关酸性气体)将从该床中释放。重质烃流体流以1314显示。在多数情况下，将加压室内的压力降至环境压力将引起重质烃流体流1314中的大多数重质烃和相关二氧化碳从吸附床释放。但是，在一些极端情况中，可通过使用真空室以施加低于环境的压力至重质烃流体流1314，帮助气体处理设备1300。这以框1320指示。 在更低压力存在下，重质烃从构成吸附床的固体基体脱附。重质烃流体流1314主要包括重质烃，但将最可能也含有二氧化碳。由于这个原因，期望在释放重质烃以销售之前处理重质烃流体流1314。重质烃流体流1314中的重质烃和相关二氧化碳通过管线1322前进至分离器1330。在一方面，使用制冷装置(未显示)冷却重质烃流体流1314。这引起重质烃流体流1314内重质烃的至少部分液化。但是，在使用变压吸附的气体处理设备1300中，因为与从吸附系统1310释放重质烃流体流1314有关的压降将引起相应的温度降低，冷却系统通常是不需要的。分离器1330优选为将重质烃与轻质气体分离的重力沉降分离器。从分离器1330 顶部(在管线1332示意性显示)释放轻质气体。管线1332中的从分离器1330释放的轻质气体(主要为CO2)优选与酸性气体塔底流642合并。同时，从底部释放重质烃(在管线 1334示意性显示)。管线1334中的重质烃被送去商业销售。如同变温吸附系统1210，变压吸附系统1310可依靠多个并行的床。第一床用于在吸附系统1310中的吸附。这被称为使用床。第二床通过减压进行再生。第三床已经被再生并备用以当第一床变得完全饱和时在吸附系统1310中使用。因此，为了更有效的操作可并行使用最少三个床。这些床可以例如以活性炭或分子筛填充。在一些实施方式中，固体吸附剂的结合可用于不同重质烃组分的去除。例如，由沸石制造的分子筛可用于从相关甲烷中去除较轻重质烃，即C2-C4组分。硅胶床可用于从相关气体中回收较重重质烃组分，即C5+。使用吸附床的结合帮助防止重质烃残留在气相中并最终与酸性气体塔底流642 —起结束。与变温再生相比较，变压再生具有不易于分解烃或形成焦炭的益处。但是，如同变温吸附方法，变压吸附方法更擅长回收重质烃流的较重组分。C2至C4组分的回收率将通常不那么高，虽然一些价值可从这些烃1314获取。变压吸附系统1310可以是快速循环变压吸附系统。在所谓“快速循环”方法中， 循环时间可少至几秒。可见，许多方法可用于结合酸性气体去除方法去除重质烃。通常，选择的方法取决于原始天然气或待处理气体的条件。例如，如果重质烃浓度在1至5%的范围内并且(X)2浓度少于20%，那么可优选在蒸馏塔上游用物理溶剂吸收。在某些情况中，如当物理溶剂是环丁砜、Selexol或可能是冷却甲醇时，溶剂将附带共吸附一定量的甲烷和C02。但是，这些轻质气体组分在不同闪蒸阶段以不同量出来。通过与酸性气体去除系统巧妙结合，可利用溶剂提供的部分分离。如果重质烃含量包括苯(C6)或更重的烃，顾虑可能在于这些重质组分将在低温蒸馏柱内冻结。即使总重质烃含量低于2%，这也是个顾虑。如若这样，操作者可选择采用萃取蒸馏过程，其可避免这些重质组分的冻结以及提供它们回收的装置。贫油方法和吸附动力学分离方法将优选用于相对低的(X)2含量和高的烃含量的情形。在一些情况中，操作者可选择结合重质烃回收方法以确保去除所有重质烃组分。 例如，操作者可选择结合图7的气体处理设备700的膜接触器710与如图9的系统900的萃取蒸馏系统。可在低温蒸馏塔之前或在低温蒸馏塔之后安装萃取蒸馏系统。在后一情况中，萃取蒸馏系统900从蒸馏塔100接收酸性气体塔底流642。图14呈现了显示上游重质烃去除系统1410和下游重质烃去除系统1420结合使用的气体处理设备1400的示意图。气体处理设备1400大体上与上述的气体处理设备一致。 在这方面，气体处理设备1400采用上游重质烃去除系统1410，其可如关于图6-13上述的任何系统一样实施，以将脱水气流624中的重质烃与轻质气体分离。在低压如接近大气压下，从上游重质烃去除系统1410释放重质烃流1412。重质烃流1412主要含有捕获以销售的重质烃，但也可包括少量二氧化碳。轻质气体流610也从上游重质烃去除系统1410通过。轻质气体流610将主要含有甲烷和二氧化碳，但也可具有痕量H2S和其它硫物质与N2。轻质气体流610输送至低温蒸馏塔(如图1的塔100)以进行酸性气体去除。如上所述的，甲烷作为塔顶甲烷流112从蒸馏塔100释放。优选地，塔顶甲烷流 112将含有不大于大约2%的二氧化碳。在这个百分比下，塔顶甲烷流112可用作燃料气体或可作为天然气销售至某些市场。优选地，进一步处理塔顶甲烷流112以将其中的甲烷气体转化为液态，以作为LNGl 16销售。酸性气体作为塔底液化酸性气体流642从蒸馏塔100去除。任选地，该液流642可通过再沸器643输送，在此痕量甲烷作为气流644再引导返回至塔100。残留液体通过酸性气体管线646释放。在气体处理设备1400中，管线646中的液体主要含有二氧化碳和重质烃。因此， 将管线646中的液体引导至下游重质烃去除系统1420。下游重质烃去除系统1420可以是萃取蒸馏设备，其可根据图9中显示的设备900搭建，即显示为柱910、920、930和相关管线和装备的设备900的一部分。另外地或可选地，下游重质烃去除系统1420可合并上述的任何其它重质烃去除系统。下游重质烃去除系统1420将包含在液化酸性气体管线646中的重质烃与二氧化碳和其它酸性气体分离。重质烃管线见1414，同时酸性气体管线见1416。 管线1416中的酸性气体优选通过增压器648并且然后注入至储层649。虽然图14的下游重质烃去除系统1420被图解为放置在再沸器643的酸性气体底部上，但是可将重质烃去除系统放置在酸性气体去除系统100下游的任何适合管线上。例如，重质烃去除系统1420可放置在如图解的液化酸性气体流642上、气流644上和/或酸性气体管线646上。实施下游重质烃去除系统1420的方式可取决于许多因素，包括不同流的组成和不同烃去除系统的经济性。在其它实例中，在低温蒸馏塔下游采用吸附动力学分离方法。图15呈现了采用吸附动力学分离方法的气体处理设备1500的示意图。该设备1500大体上与图8的气体处理设备800 —致。但是，在这一情况下，代替在酸性气体去除系统100上游使用AKS固体吸附床800，在酸性气体去除系统100下游使用AKS固体吸附床810’。在图15中可以看出，酸性气体作为塔底液化酸性气体流642从蒸馏塔100去除。 任选地，该液流642可通过再沸器643，在此将含有痕量甲烷的气体作为气流644再引导返回至塔100。主要含有酸性气体的残留液体通过酸性气体管线646释放。该酸性气体含有重质烃。来自管线646的酸性气体输送至AKS固体吸附床810’。当它们通过床810’时，酸性气体保持冷的并以液相存在。重质烃从酸性气体中去除并作为天然气液流812通过管线 812释放。同时，酸性气体从AKS固体吸附床810’离开并作为塔底酸性气体流814释放。塔底酸性气体流814中的酸性气体保持主要为液相。可将管线812中的液化酸性气体蒸发、减压并然后送至硫回收装置(未显示)。可选地，可通过如框649表示的一个或多个酸性气体注入(AGI)井，将管线814中的液化酸性气体注入至地下地层。在这一情况下，优选地，管线646中的酸性气体通过增压器648。应当注意，天然气液流812主要含有重质烃，但也含有二氧化碳。由于这个原因， 优选地进行蒸馏过程以从塔底酸性气体流814分离出二氧化碳。蒸馏容器以820显示。二氧化碳气体通过塔顶管线拟4从蒸馏容器820释放。优选地，管线拟4与塔底酸性气体流 814合并以将酸性气体注入至储层649。重质烃通过塔底管线822排出容器820并被捕获以销售。本文提出的在酸性气体去除系统下游去除重质烃的另一方法涉及膜的使用。如上所述的，膜通过所选择分子跨过聚合材料从高压至低压渗透进行操作。在一个实施方式中，优先吸附、溶解和渗透重质烃的橡胶膜用于从酸性气体去除过程的塔底流回收那些烃。任选地，可在与膜接触之前蒸发塔底流。在另一实施方式中，CO2-选择性膜可用在塔底流上以优先渗透CO2至较低压力，同时保持烃在高压下。在这种情况中的膜材料包括醋酸纤维素、三乙酸纤维素、聚酰亚胺和其它聚合化合物。其它可能的膜材料包括无机材料像沸石、硅石、钛-硅酸盐 (titano-silicate)、氧化铝、金属有机骨架(MOF)及相关材料。如果CO2是渗透物，它将需要被压缩，用于井下处置。在一些施方式中，膜可以是“两阶段”构造，其中渗透物被压缩并通过另一阶段的膜以提高产物的总回收率或纯度。为了简短和清楚，这里参考上游重质烃回收系统的先前讨论，提供可用的下游重质烃回收系统的描述。例如，由以上描述将理解，来自下游重质烃去除系统1420的排出物将包括重质富烃流和重质贫烃流。取决于实施下游重质烃去除系统1420的方式，重质贫烃流可包括不同的气体或液体。例如，如果下游重质烃去除系统1420放置在气流644上，下游重质烃去除系统1420可适于使轻质烃气(例如甲烷)通过，到达蒸馏塔100，同时将重质烃分离用于其它用途，如销售、燃烧或进一步处理。通过从气流644提取重质烃，可更有效地构造和/或操作蒸馏塔100。参考上游重质烃去除系统1420的先前讨论，将理解可连同初级重质烃分离装置一起使用多种分离和纯化以组成重质烃去除系统。应当理解，可连同任何酸性气体去除过程一起，不仅仅是利用“控制冻结区”塔的方法，应用去除重质烃的上述方法。可采用其它低温蒸馏柱。进一步地，可使用其它低温蒸馏方法如整体分馏。整体分馏塔与图1的CFZ塔100相似，但是不具有中间的冻结区。整体分馏塔一般在比CFZ塔100更高的压力下操作，从而避免了(X)2固体形成。但是，塔顶气流将含有显著量的C02。在任何情况下，当脱水气流6M含有大于大约3%的C2或更重的烃时，期望利用单独方法去除重质烃。最后，如果重质烃浓度小于lmol. %或2mol. %，操作者可简单地选择不采用重质烃去除，因为如此少量的价值不可能作为额外投资的理由。尽管明显地本文所述的发明被充分筹划以实现上文提出的益处和优势，但将理解，本发明可以在不脱离其精神的情况下进行改进、变化和改变。提供了使用控制冻结区的酸性气体去除过程的操作的改进。这些改进提供了重质烃回收的设计。
权利要求
1.从酸气流中去除酸性气体的系统，其包括接收所述酸气流的酸性气体去除系统，其中所述酸性气体去除系统分离所述酸气流为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的塔底酸性气体流；和在所述酸性气体去除系统上游的重质烃去除系统，其中所述重质烃去除系统接收含有至少5mol. %重质烃组分的原料气流，并且在不使用化学溶剂的情况下基本上分离所述原料气流为重质烃流体流和所述酸气流。
2.根据权利要求1所述的系统，其中所述酸性气体去除系统是低温酸性气体去除系统，其包括低温蒸馏塔；和热交换器，其用于在进入所述蒸馏塔之前冷却所述酸气流。
3.根据权利要求2所述的系统，其中所述低温蒸馏塔包括下部蒸馏区和接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋的中间控制冻结区，所述塔接收并且然后分离所述原料气流为塔顶甲烷流和所述塔底酸性气体流；和在所述低温蒸馏塔下游的制冷设备，用于冷却所述塔顶甲烷流并返回所述塔顶甲烷流的一部分至所述低温蒸馏塔作为所述冷却喷淋。
4.根据权利要求1所述的系统，其中所述酸性气体去除系统是整体分馏系统。
5.根据权利要求2所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括物理溶剂系统。
6.根据权利要求5所述的系统，其中所述物理溶剂系统使用环丁砜、klexol、冷却甲醇、贫油或冷却贫油作为物理溶剂。
7.根据权利要求5所述的系统，其中所述物理溶剂系统包括用于使物理溶剂接触所述原料气流的逆流接触器或小型的、并流接触器。
8.根据权利要求2所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括至少一个膜接触器。
9.根据权利要求8所述的系统，进一步包括在所述酸性气体去除系统下游的萃取蒸馏系统，其用于接收所述塔底酸性气体流并分离所述塔底酸性气体流为主要含有二氧化碳的第一流体流和主要含有重质烃组分的第二流体流。
10.根据权利要求1所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括用于吸附至少一些重质烃组分并基本上通过轻质烃组分的至少一个固体吸附床。
11.根据权利要求9所述的系统，其中所述固体吸附床⑴由沸石材料制造，或(ii)包括至少一种分子筛。
12.根据权利要求10所述的系统，其中所述固体吸附床吸附至少一些二氧化碳；并且所述重质烃去除系统进一步包括从重质烃组分分离二氧化碳的污染物清除系统。
13.根据权利要求10所述的系统，其中所述至少一个固体吸附床系统包括至少三个吸附床，其中所述至少三个吸附床的第一个用于吸附重质烃组分；所述至少三个吸附床的第二个进行再生；和所述至少三个吸附床的第三个保持备用以置换所述至少三个吸附床的第一个。
14.根据权利要求13所述的系统，其中所述再生是变压吸附过程的一部分。
15.根据权利要求14所述的系统，其中所述重质烃去除系统进一步包括真空装置，其用于施加低于环境的压力以从所述至少三个吸附床的第一个脱附重质烃组分并加压所述重质烃流体流以使它可进入分离器。
16.根据权利要求13所述的系统，其中所述再生是变温吸附过程的一部分。
17.根据权利要求16所述的系统，其中所述重质烃去除系统进一步包括再生气体加热器，其用于(i)接收再生气体，(ii)加热所述再生气体，和(iii)通过施加来自所加热再生气体的热至第二吸附床从所述第二吸附床脱附重质烃；并且所述再生气体释放含有重质烃的流至将重质烃与轻质气体分离的分离器。
18.根据权利要求17所述的系统，其中所述重质烃去除系统进一步包括冷却器，其用于接收所述重质烃流体流并且在所述重质烃流体流进入所述分离器之前冷却所述重质烃流体流。
19.根据权利要求1所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括至少一个吸附动力学分离床，其用于基本上吸附甲烷和基本上通过重质烃组分。
20.根据权利要求2所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括透平式骤冷器；和用于分离所述原料气流为所述重质烃流体流和所述酸气流的分离器。
21.根据权利要求2所述的系统，所述重质烃去除系统包括旋风装置，其用于分离所述原料气流为所述重质烃流体流和所述酸气流；和污染物清除系统，其用于接收所述重质烃流体流并且分离所述重质烃流体流为烃组分和二氧化碳。
22.根据权利要求2所述的系统，其中所述塔顶气流不仅包括甲烷，也包括氦气、氮气或其组合。
23.根据权利要求2所述的系统，其中所述塔底酸性气体流不仅包括二氧化碳，也包括硫化氢。
24.根据权利要求2所述的系统，进一步包括脱水设备，其用于在所述原料气流通过所述重质烃去除系统之前接收所述原料气流， 并且分离所述原料气流为脱水酸性气体流和基本上含有液态流体的流；并且其中由所述重质烃去除系统接收的所述酸性气体流是所述脱水酸气流。
25.从酸气流中去除酸性气体的系统，其包括用于接收所述酸气流的酸性气体去除系统，所述酸气流包括至少大约5mol. %的重质烃组分，其中所述酸性气体去除系统分离所述酸气流为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳和重质烃组分的塔底酸性气体流；和在所述酸性气体去除系统下游的重质烃去除系统，其中所述重质烃去除系统接收至少部分所述塔底酸性气体流并在不使用化学溶剂的情况下从所述塔底酸性气体流中分离重质烃。
26.根据权利要求25所述的系统，其中所述酸性气体去除系统是低温酸性气体去除系统，其包括低温蒸馏塔；和热交换器，其用于在进入所述蒸馏塔之前冷却所述酸气流。
27.根据权利要求沈所述的系统，其中所述低温蒸馏塔包括下部蒸馏区和接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋的中间控制冻结区，所述塔接收并且然后分离所述原料气流为塔顶甲烷流和塔底液化酸性气体流；和在所述低温蒸馏塔下游的制冷设备，用于冷却所述塔顶甲烷流并且返回部分所述塔顶甲烷流至所述低温蒸馏塔作为液体回流。
28.根据权利要求25所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括至少一个固体吸附床，其用于从所述塔底酸性气体流吸附至少一些重质烃组分并且基本上通过酸性气体。
29.根据权利要求25所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括至少一个吸附动力学分离床，其用于将重质烃组分与至少一个其它组分分离。
30.根据权利要求25所述的系统，其中所述重质烃去除系统包括萃取蒸馏系统，其用于接收所述塔底酸性气体流并且分离所述塔底酸性气体流为主要含有二氧化碳的第一流体流和主要含有重质烃组分的第二流体流。
31.根据权利要求25所述的系统，其中由所述重质烃去除系统分离的所述酸性气体主要含有二氧化碳。
32.根据权利要求25所述的系统，进一步包括在所述塔底酸性气体流上的再沸器，其适于提供再沸蒸气流至所述酸性气体去除系统，其中所述再沸蒸气流主要含有轻质烃和残留重质烃，并且其中重质烃去除系统适于分离所述再沸蒸气流中的所述残留重质烃。
全文摘要
提供从酸气流中去除酸性气体的系统。该系统包括酸性气体去除系统和重质烃去除系统。酸性气体去除系统接收酸气流并且分离酸气流为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有酸性气体如二氧化碳的塔底酸性气体流。可在酸性气体去除系统的上游或下游或上游和下游放置重质烃去除系统。重质烃去除系统接收气流并且分离气流为含有重质烃的第一流体流和含有其他组分的第二流体流。第二流体流的组分将取决于气流的组成。可利用各种类型的重质烃去除系统。
文档编号C07C7/00GK102471188SQ201080033858
公开日2012年5月23日 申请日期2010年7月9日 优先权日2009年7月30日
发明者B·T·金利, C·J·马特, E·L·金姆博, P·S·诺斯罗普, P·W·西博 申请人:埃克森美孚上游研究公司