专利名称：自天然气流中除去硫化氢(H<sub>2</sub>S)的方法和系统的制作方法
自天然气流中除去硫化氢(H2S)的方法和系统 本发明涉及自天然气流中除去硫化氢的方法。 高酸性的天然气流可以含有超过10摩尔％的硫化氢(H2S)。 在胺厂，经常用胺吸收塔处理酸性天然气流。来自胺厂的再生气流以很低的压力 被释放并需要用克劳斯法进一步处理以将H2S转化成元素硫。尤其是对于富含H2S的天然 气田(10-90摩尔％ H2S)，采用克劳斯法的胺厂变得不经济。 最近已经开发了在低温下有效地预处理天然气流以便回收并分馏诸如C2、 C3、 C4以及H^和(A的低沸点蒸气的处理方案。这些低温方案之一公布于国际专利申请 W02006/089948中。该现有技术文献公开了使用旋风分离器以优化热力学性能，同时与传统 的低温方案相比减小昂贵的分馏塔和回流冷却器的尺寸。该专利公布的教导之一在于，用 冷却器冷却进入旋风分离器的入口流比用冷却器冷却旋风分离器的富含液体的第二出口 流在热力学上更为有利。 分馏塔在工业中是众所周知的。最近，Total (TFE)和InstituteFrancais du Petrole (IFP)已经开发出用于低温H2S去除工序的改进的分馏法，即所谓的SPREX法。这 种SPREX方案是操作在25-3(TC的进料温度下被供给预冷却气体的分馏塔。用冷却装置将 主要含甲烷和H2S的塔顶气冷却至大约_30°C。使冷却器中冷凝的主要由H2S构成的液体 回流至上层塔盘。该H^回流除去进入塔中的大部分水。通过将该H^回流用作干燥剂，甚
至当在约80巴的压力下流体的塔顶温度为-5t:时也能够避免形成水合物。随后将离开塔
底的富集H2S的液流泵入储气库中，从而避免昂贵的大型胺吸收塔和克劳斯法并避免与处 理大量元素硫相关的操作成本。 SPREX法被设计为大量H2S的去除系统，因此用胺吸收剂处理仍然是必要的。H2S 回收率为约60-70X，仍有大量H^留在所产生的气流中(10-25摩尔％)。进一步提高H2S 回收率需要较低的顶温，并因此需要较大的冷却器。不幸的是，较小的胺+克劳斯法的厂增 量投资储蓄不会超过这些越来越大的冷却器的增量成本。 本发明方法的目的在于提供预处理方法，其使用位于分馏塔上游的旋风分离器， 从而减少塔中的气体负载，同时实现塔顶内较低的温度，从而提高4S回收率和/或冷却效率。 发明概述 本发明提供了自包含甲烷和硫化氢的天然气流中除去硫化氢的方法，所述方法包 括-在热交换器部件中冷却天然气流；-通过进料管将至少部分冷却的天然气流进料至旋流膨胀分离装置，其中冷却的
天然气流在喷嘴中膨胀从而进一步冷却至硫化氢露点以下的温度和压力，并如下进行分 离促使冷却的天然气流在管状分离室中旋动，从而导致离心力将冷却的天然气流分离成 冷却的硫化氢大量减少且富集甲烷的低密度流体馏分，和冷却的富集硫化氢且甲烷大量减 少的高密度流体馏分；-将冷却的低密度流体馏分进料至气体产物管，所述气体产物管与用于冷却被进
4料至旋流膨胀分离装置的天然气流的热交换器相连；以及-将冷却的高密度流体馏分进料至分馏塔用于进一步分离，并且其中分馏塔被设 置为将旋流膨胀分离装置所排出的高密度流体馏分分离成富集硫化氢且甲烷大量减少的 底部馏分和硫化氢大量减少且富集甲烷的顶部馏分，所述顶部馏分由分馏塔的上部排至装 有回流致冷器的回流管中，所述回流管将冷却的顶部馏分排至回流分离器中，在所述回流 分离器中冷却的顶部馏分被分离成 a)冷却的基本上为气态的硫化氢大量减少且富集甲烷的馏分，其与旋流膨胀分离 装置排出的硫化氢大量减少且富集甲烷的流体馏分混合；禾口 b)冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的基本上为液态的流体馏分，其被再循环至 进料管中。 进料管可以包括水分离器_其中主要为水和某些烃类液体_和入口致冷器，使得 被进料至旋流膨胀分离装置的天然气流的含水量降低且温度为5至-25摄氏度。
热交换器部件还可以包括-第一热交换器，其中天然气流被流经气体产物管的冷却的低密度流体馏分冷却至 所述天然气流的露点以下的温度，冷却的天然气自所述第一热交换器进入水分离器；以及
-第二热交换器，其中由回流分离器排出的冷却的基本上为气态的硫化氢大量减 少且富集甲烷的馏分来冷却由水分离器排出的脱水的天然气流。 进料管还可以包括位于入口致冷器与旋流膨胀分离装置的入口之间的气液分离 器，冷却的天然气流在所述气液分离器中被分离成富集甲烷且硫化氢大量减少的顶部馏 分，其被进料至旋流膨胀分离装置中，以及富集硫化氢且甲烷大量减少的底部馏分，其被进 料至分馏塔中。 优选地，旋流膨胀分离装置包括 a)用于使天然气流进行涡流运动的涡流传递叶片部件，所述叶片位于喷嘴的上 游，天然气流在所述喷嘴中被加速至基本上超音速并膨胀从而被进一步冷却，使得离心力 将位于喷嘴下游的管状分离室中的漩涡流体流分离成低密度流体馏分和高密度流体馏分。
旋流膨胀分离装置可以包括涡流产生叶片部件，其自喷嘴上游的鱼雷状中心体至
少部分径向突出，所述中心体的外径大于喷嘴的内径，其中鱼雷状中心体、涡流产生叶片部 件和喷嘴被设置为使喷嘴中的膨胀等熵效率为至少80%。 计算表明，应用本发明的方法会导致1123回收率明显提高，高达80%至85%，或者 对于类似的H^回收率为60%至70%，冷却器功率降低大约50%。 应当注意，当在本说明书和权利要求书中使用时，术语"包含甲烷和硫化氢的天然 气流"应当是指天然气流可以全部或部分由甲烷和硫化氢构成并且甲烷可以在天然气流中 占0至100%中任一分数的重量比、体积比或摩尔比并且硫化氢可以在天然气流中占0至 100 %中任一分数的重量比、体积比或摩尔比。 本发明方法的这些和其它实施方案、特征和优势公开于附图中并参考附图描述于
所附的权利要求书、摘要和以下的本发明方法的优选实施方案详述中。 附图简述
图1描述了本发明方法第一实施方案的流程图；
图2描述了本发明方法第二实施方案的流程 图3描述了本发明方法第三实施方案的流程图；以及
图4描述了本发明方法第四实施方案的流程图。
所述实施方案的详细描述 在图1和图2中，使用类似的标号来标记类似的部件。 图1和图2均显示了包括旋流膨胀分离装置1的处理方案，所述旋流膨胀分离装 置1包括涡流传递叶片2、鱼雷状中心体3、喷嘴4、中心主要流体出口 5、外侧第二流体出口 6和第二排出管道7，所述涡流传递叶片装配在鱼雷状中心体上，在喷嘴中天然气涡流被加 速至音速或超音速，所述中心主要流体出口用于将富集甲烷和甲烷大量减少的主要流体馏 分自分离装置1排出，所述外侧第二流体出口用于将富集可冷凝物且甲烷大量减少的第二 流体馏分排入第二排出管道中。第二流体馏分经由管道7被进料至流体分馏塔8中。
基于Twister B. V.以商标Twister (Twister是Twister B. V.拥有的商标)出售 的旋流膨胀分离装置1，本发明提供了用于4S回收的处理方案。旋流分离装置1内的冷却 通过将原料流加速至基本上音速或超音速来进行。在超音速条件下，压力通常降至原料压 力的1/4，同时温度通常降至原料温度的2/3。对于给定的原料组合物，T下降(T-drop)与 P下降(P-drop)的比率用膨胀等熵效率来确定，对于旋流分离装置来说膨胀等熵效率约为 85%。等熵效率表示装置1内发生的摩擦损失和热损失。 在旋流分离装置1内的膨胀态下，大部分H2S组分被液化为液滴微分散体并在分 离室中被分离，在该分离室中流体混合物旋动并被分成富集液体的外侧馏分和富集气体的 中心馏分。选择膨胀比(P/P尉"，使得至少特定的H2S馏分在分离器内被冷凝成液体。在 超音速旋风分离器通道的另一侧，分离装置1内的流体在管状分离室9中被分成富集H^的 流体(总流量的约30% )和含少量H2S的流体(总流量的约70% )。 含少量H^的主流体在扩散器10中减速，导致压力和温度上升。扩散器10中的P 上升(P-rise)和伴随的T上升(T-rise)用膨胀等熵效率和再压縮等熵效率两者确定。膨 胀等熵效率确定扩散器入口处剩余的动能，而再压縮等熵效率由扩散器具体设备内的损失 确定。旋流分离装置1的再压縮等熵效率为大约85%。因此含少量4S的主流的最终出口 压力低于原料压力并且约等于富集H2S的流体的出口压力，即塔操作压力。
对于基于旋风分离器1的H2S方案，H^回收率的优化在于在旋风分离器1内产生 更深度的膨胀(即P/Pg^比的降低)，H2S液体在该膨胀下被分离。将浓縮的H2S流体进料 至分馏塔8从而减小其尺寸和/或降低置于分馏塔8的上出口管道12中的回流致冷器23 的功率。 图1示出本发明方法第一实施方案的流程图，其中富集H^的原料(通常H^ = 30 摩尔％ )天然气流13流过进料管，在该进料管中天然气流在第一热交换器14中被离开旋 风分离器1的中心出口 5的冷却的含少量H2S的产品气体预先冷却(第一预冷却步骤)，随 后在第二热交换器16中用分馏塔8顶部的上出口管道12排放的含少量H2S的产品气体冷 却(第二预冷却步骤)。在第一预冷却步骤之后，游离的烃类液体和水被批量水分离器17 除去。该第一热交换器14将天然气流的流体温度降至远高于水合物形成温度(100巴下约 29°C )。在第二热交换器16上游，经第一回流管25注入液化的H2S，其中部分H2S可能蒸 发。剩余的H^液体会吸收仍然存在于天然气中的大部分水蒸汽，从而将含水量由100巴、 29"下约1500卯m/v(基于体积的百万分率)降至100巴、29"下约900卯m/v，从而起干燥剂的作用。第二热交换器16和位于第二热交换器16下游的进料管19中的入口制冷器18 会将流体温度进一步降至-16C至-22(]，通常为-18C。在将冷却的天然气流21进料至旋风 分离器1中之前，来自第二热交换器16的主要含有H^的液体在入口分离器20中被分离。 将外侧出口 6排出的富集H2S的液体馏分经由管道22进料至分馏塔8。在100巴和-18°C 下，进料至旋风分离器1的冷却的天然气流21含有约20摩尔％的H2S。
在图1描述的本发明方法的实施方案中，将被硫化氢污染的天然气流13通过进料 管19进料至旋风分离器1中，在旋风分离器1中原料气体以系数为3至5的膨胀率膨胀， 导致在33巴和20巴下的温度分别为-7(TC和_90C。此时，H^蒸气馏分为约4摩尔％至7 摩尔％。如果证实分离效率为92%至95%，则能够确定旋风分离器1的中心出口 5排出的 产品气流含有5摩尔％至8摩尔％的1125。在约-2(TC下离开旋风分离器l的中心出口 5的 含少量H^的主流体(总流体的约70% )被用于预先冷却第一热交换器14中的进料管19 中的天然气流。在约_301:下离开旋风分离器1的外侧出口 6的富集H2S的第二流体(总 流体的约30% )在进料至分馏塔8之前被用于预先冷却第二热交换器16中的原料气体。 旋风分离器1的外侧出口 6排出的第二富集H2S的流体馏分的气态组分(主要为甲烷)会 与H2S蒸气通过分馏塔8的下塔盘。自分馏塔8上端排出的含有甲烷和H2S的塔顶气在回 流致冷器23中被冷却至-251:至_35°C ，通常为约_30°C 。回流致冷器排出的冷却的回流流 体在回流分离器24中被分离，并且自回流致冷器底部排出的液体的第一主要馏分经由第 一回流管25返回第二热交换器16入口附近的进料管19，次要部分通过第二回流管26回流 至分馏塔8。回流分数能够为70% /30%至100% /0%，通常为95% /5%。
对于给定的塔顶气的塔顶温度，回流致冷器23的冷却功率主要由离开回流分离 器24的所产生气体的期望H2S蒸气馏分确定，其次由第二热交换器16的期望功率确定，以 便获得离开旋风分离器1的所产生气流的期望H2S蒸气馏分。分馏塔8的再沸器功率决定 了所产生的作为塔底产物27的液流H2S中剩余的甲烷馏分。塔底产物中溶解的甲烷馏分应 当尽可能低。然而，再沸器功率还决定了离开塔顶的H^蒸气流并因此决定了给定的冷却器 功率下液态H^回流的最大量。取决于塔的操作压力，再沸器温度被选择为4(TC至8(rC， 通常为60°C。 对于低温H2S回收方案，致冷器18和23的成本在总体经济可行性中是最主要的。 对于操作温度为-3(TC的回流冷却器，传统冷却方案所需要的冷却功率为约3丽/l(f(n)m3/ 日。实施效能系数COP实际二 Q冷却/W压缩机二约1.55，这将与约1.9丽/l(f(n)m3/日的丙烷压 縮机功率类似。假设环境温度T为25t:，并且冷凝器和蒸发器的趋近温度(AT)为1(TC， 则IFP方案的回流冷却器的理想COP(效能系数)或CarnotCOP将是
COP固。t = T蒸发器/(T冷凝器-T蒸发器)=233/(308-233) = 3. 1 — COPM= 1. 55
本发明方法的应用会导致输出气体中的H^馏分为13%，使得能够将总体冷却功 率降低至约1. 7MW/106(n)m3/日，其中入口冷却器需要约1. 2丽用于冷却，回流冷却器需要 约0. 5丽。 此外，入口冷却器在2°C的处理温度下工作，由此产生的CarnotCOP为
C0P固。t = T蒸发器/(T冷凝器-T蒸发器)=265/(308-265) = 6. 2 — COP鹏二 3. 1
因此，本发明中提及的冷却器的全部机械功率为
1. 2MW/3. 1+0. 5MW/1. 55 = 0. 71MW/106 (n)m3/日。
计算表明，通过应用图1所示的本发明的低温H^回收方案能够将整体冷却功率 降低48%，这相当于将用于类似的H2S回收的冷却器的机械功率降低60%。或者，对于相 同的冷却器功率，能够将H2S含量降低5摩尔％ 。 图2描述了本发明方法第二实施方案的流程图，其在很大程度上与图1所示的流 程图类似，并且其中类似的部件用类似的标号标记，但是其中自旋风分离器1的外侧出口 6 排出的富集H2S的流体馏分通过管道30直接排至分馏塔8中。 图3描述了本发明方法第三实施方案的流程图，其在很大程度上与图2所示的流 程图类似，并且其中类似的部件用类似的标号标记，但是其中第一回流管251被连接于第 二热交换器16的出口与致冷器18的入口之间的进料管19。 有利地，使来自分馏塔8的冷却塔顶的管道251的第一 H2S回流返回来自第二热 交换器16的冷却的原料流。这种相对干且相对冷的第一 H2S回流能够有利地用于在冷却 的部分原料气体中吸收水。 此外，回流管40作为再沸器与第二热交换器16入口之间的管道，用于将再沸器中 收集的液态H2S流的塔底产物27在约29t:下引入原料入口 。 有利地，使液态H2S流的塔底产物27作为第二额外的H2S回流在约29。C下自分馏 塔8的温暖塔底返回原料入口 。这种相对富含水且相对温暖的第二 H2S回流能够有利地用 于在温暖的部分原料气体中吸收水。 图4描述了本发明方法第四实施方案的流程图，其在很大程度上与图2或图3所 示的流程图类似，并且其中类似的部件用类似的标号标记，但是其中第二预冷却器包括第 二热交换器16、致冷器18和连续式气-液接触器45。连续式气-液接触器45位于第二热 交换器的出口，用于在气流入口处接受冷却的原料气体。接触器的气体出口与致冷器18的 原料入口相连。第一回流管252与连续式气-液接触器45的回流入口相连。连续式气-液 接触器45能够同向或逆向操作，优选逆向操作。 连续式气-液接触器被设置用于改善来自第二热交换器16的冷却的原料气体与 来自回流分离器24的液态H^回流间的接触以促进通过该回流自原料气体中吸收水。连续 式气_液接触器45的液体(含H2S)出口与分馏塔8的下部(处于相对高的温度)相连， 以便将连续式气_液接触器45的含H2S的液体进料至分馏塔。 在一实施方案中，连续式气_液接触器的液体出口与入口分离器20的液体出口管 线相连。 有利地，应用连续式气_液接触器45能够通过原料气体与液体回流间更有效的相 互作用降低原料气体的含水量。 此外，如上文参照图3描述的那样，第三回流管40作为再沸器与第二热交换器16
入口之间的管道，使再沸器中收集的塔底产物27在约29t:下返回原料入口。 应当注意，使用连续式气_液接触器的构想能够被扩展为通过用一个或多个连续
式气_液接触器取代分馏塔本身。 此外，可以在以上任一处理方案中使用另外的连续式气-液接触器，将H^回流作 为吸水流体在某个位置引入原料气流中。 应当理解，在图3和图4的描述中提出的另外的实施方案也适用于图1所示的流 程图。
权利要求
自包含甲烷和硫化氢的天然气流中除去硫化氢的方法，所述方法包括-在热交换器部件中冷却所述天然气流；-通过进料管将所述至少部分冷却的天然气流进料至旋流膨胀分离装置，其中所述冷却的天然气流在喷嘴中膨胀从而进一步冷却至硫化氢露点以下的温度和压力，并如下进行分离促使所述冷却的天然气流在管状分离室中旋动，从而导致离心力将所述冷却的天然气流分离成冷却的硫化氢大量减少且富集甲烷的低密度流体馏分，以及冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的高密度流体馏分；-将所述冷却的低密度流体馏分进料至气体产物管，所述气体产物管与用于冷却被进料至所述旋流膨胀分离装置的所述天然气流的所述热交换器部件相连；以及-将所述冷却的高密度流体馏分进料至分馏塔用于进一步分离，并且其中所述分馏塔被设置为将所述旋流膨胀分离装置所排出的所述高密度流体馏分分离成富集硫化氢且甲烷大量减少的底部馏分和硫化氢大量减少且富集甲烷的顶部馏分，所述顶部馏分由所述分馏塔的上部排至装有回流致冷器的回流管中，所述回流管将所述冷却的顶部馏分排至回流分离器中，在所述回流分离器中所述冷却的顶部馏分被分离成a)冷却的基本上为气态的硫化氢大量减少且富集甲烷的馏分，其与所述旋流膨胀分离装置排出的所述硫化氢大量减少且富集甲烷的流体馏分混合；和b)冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的基本上为液态的流体馏分，其被再循环至所述进料管中。
2. 如权利要求1所述的方法，其中所述进料管包括水分离器并且所述热交换器部件包 括入口致冷器，使得被进料至所述旋流膨胀分离装置的所述天然气流的含水量降低且温度 为5至-25摄氏度。
3. 如权利要求1所述的方法，其中被再循环至所述进料管的所述冷却的富集硫化氢且 甲烷大量减少的基本上为液态的流体馏分在流经所述进料管的所述冷却的天然气流中起 干燥剂的作用。
4. 如权利要求1所述的方法，其中所述分馏塔被设置用于产生塔底产物H2S液流，所述 H2S液流作为H2S回流被再循环至所述热交换器部件的入口 。
5. 如权利要求2所述的方法，其中所述热交换器部件还包括-第一热交换器，其中所述天然气流被流经所述气体产物管的所述冷却的低密度流体 馏分冷却至所述天然气流的露点以下的温度，所述冷却的天然气自所述第一热交换器进入 所述水分离器；以及_第二热交换器，其中由所述回流分离器排出的所述冷却的基本上为气态的硫化氢大 量减少且富集甲烷的馏分来冷却由所述水分离器排出的脱水的天然气流。
6. 如权利要求5所述的方法，其中所述冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的基本上为 液态的流体馏分被引入至所述第二热交换器出口处的所述进料管中。
7. 如权利要求5所述的方法，其中所述进料管还包括位于所述入口致冷器与所述旋流 膨胀分离装置的入口之间的气液分离器，所述冷却的天然气流在所述气液分离器中被分离 成富集甲烷且硫化氢大量减少的顶部馏分，其被进料至所述旋流膨胀分离装置中，以及富 集硫化氢且甲烷大量减少的底部馏分，其被进料至所述分馏塔中。
8. 如权利要求1所述的方法，其中所述热交换器部件还包括连续式气_液接触器，其中所述连续式气_液接触器用于在气流入口处自所述热交换器部件接受所述冷却的天然气 流，以及在回流入口处自所述回流分离器接受所述冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的基 本上为液态的流体馏分；所述连续式气_液接触器被设置用于使所述气流与所述基本上为 液态的流体馏分流接触，以使所述基本上为液态的流体馏分流自所述气流中吸收水。
9. 如权利要求1所述的方法，其中所述旋流膨胀分离装置包括a)用于使所述天然气流进行涡流运动的涡流传递叶片部件，所述叶片位于喷嘴的上 游，所述天然气流在所述喷嘴中被加速至基本上超音速并膨胀从而被进一步冷却，使得离 心力将位于所述喷嘴下游的所述管状分离室中的所述漩涡流体流分离成所述低密度流体 馏分和所述高密度流体馏分。
10. 如权利要求9所述的方法，其中所述旋流膨胀分离装置包括涡流传递叶片部件，其 自所述喷嘴上游的鱼雷状中心体至少部分径向突出，所述中心体的外径大于所述喷嘴的内 径。
11. 如权利要求10所述的方法，其中所述鱼雷状中心体、所述涡流传递叶部件和所述 喷嘴被设置为使所述喷嘴中的膨胀等熵效率为至少80%。
12. 自包含甲烷和硫化氢的天然气流中除去硫化氢的系统，所述系统包括 -热交换器部件，其用于冷却所述天然气流；-旋流膨胀分离装置，其经由进料管与所述热交换器的出口相连，所述装置包括喷嘴和 管状分离室，所述冷却的天然气流在所述喷嘴中膨胀从而进一步冷却至硫化氢露点以下的 温度和压力，以及所述冷却的天然气流在所述管状分离室中被促使进行旋动，从而导致离 心力将所述冷却的天然气流分离成冷却的硫化氢大量减少且富集甲烷的低密度流体馏分， 以及冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的高密度流体馏分；-气体产物管，将所述冷却的低密度流体馏分向其中进料，所述气体产物管与用于冷却 被进料至所述旋流膨胀分离装置的所述天然气流的所述热交换器相连；以及-分馏塔，将所述冷却的高密度流体馏分向其中进料用于进一步分离，并且其中所述分 馏塔被设置为将所述旋流膨胀分离装置所排出的所述高密度流体馏分分离成富集硫化氢 且甲烷大量减少的底部馏分和硫化氢大量减少且富集甲烷的顶部馏分，所述顶部馏分由所 述分馏塔的上部排至装有回流致冷器的回流管中，所述回流管将所述冷却的顶部馏分排至 回流分离器中，在所述回流分离器中所述冷却的顶部馏分被分离成a) 冷却的基本上为气态的硫化氢大量减少且富集甲烷的馏分，其与所述旋流膨胀分离 装置排出的所述硫化氢大量减少且富集甲烷的流体馏分混合；禾口b) 冷却的富集硫化氢且甲烷大量减少的基本上为液态的流体馏分，其被再循环至所述 进料管中。
13. 如权利要求12所述的系统，其中通过一个或多个连续式气_液接触器对所述旋流 膨胀分离装置所排出的所述高密度流体馏分进行分离。
全文摘要
自包含甲烷(CH4)和H2S的天然气流中除去硫化氢(H2S)的方法，所述方法包括在热交换器部件(13，16，18)中冷却天然气流；通过进料管(19，21)将至少部分冷却的天然气流进料至旋流膨胀分离装置(1)，其中冷却的天然气流在喷嘴(4)中膨胀从而进一步冷却至H2S露点以下的温度和压力，并如下进行分离促使冷却的天然气流在管状分离室(9)中旋动，从而导致离心力将冷却的天然气流分离成冷却的H2S大量减少且富集甲烷的低密度流体馏分，以及冷却的富集H2S且甲烷大量减少的高密度流体馏分；将冷却的低密度流体馏分进料至气体产物管(33)，所述气体产物管与用于冷却被进料至旋流膨胀分离装置(1)的天然气流的热交换器部件(14)相连；以及将冷却的高密度流体馏分进料至分馏塔(8)用于进一步分离。
文档编号B01D53/24GK101778931SQ200880022515
公开日2010年7月14日 申请日期2008年6月27日 优先权日2007年6月27日
发明者科尼里斯·安东尼耶·特金克韦灵克, 罗伯特·帕特鲁斯·万贝克尔, 马尔科·贝廷 申请人:缠绕机公司