用于处理离开井场的回流流体的方法和系统与流程

发明领域.本发明涉及一种用于处理在刺激地下层之后离开井场（即单个井和丛式井）的回流流体的方法和系统。更具体而言，本发明涉及回收回流流体，并且将它分离成富二氧化碳产品流和贫二氧化碳流，并且继续分离直到在回流流中的二氧化碳浓度减小至50-80mol%的范围。其后，较低浓度二氧化碳的回流流继续被分离成富二氧化碳流和富烃产品流。所述系统包括若干生产单元，其可以单独和组合放置在一个或多个可移动装置上。相关技术描述使用水、二氧化碳和其他载体流体的各种地下层的压裂已经实践了一段时间。本领域的那些技术人员将理解如本文使用的压裂流体、载体气体或简单气体(simplygas)是指液相、气相或它们的组合。用二氧化碳(CO2)载体流体刺激/压裂的井通常需要大量的液态CO2，其经常在离传统CO2源的显著距离处。液态CO2的运输成本与离CO2源的距离直接相关。通常，用CO2基压裂流体（其可以包括水或一些其他流体）刺激的井在任何固体、液体和/或油的分离之后排出初始粗流体（也称为回流流体），所述初始粗流体是压裂流体CO2和储层流体的混合物，并且在混合物中的压裂流体的浓度在某个时间段内逐渐下降至储层流体的典型值。因此，回流流体将含有天然气、其他烃和污染物，诸如硫化氢(H2S)、水(H2O)和CO2。因此，来自新压裂井的回流流体的CO2可以回收并且液化，其可以用于压裂附近的井并且减少提供大量液态CO2至常位于远端的井的后勤问题。来自用CO2基压裂流体刺激的井的回流流体的组合物是压裂流体与在压裂发生之前在地质层中的流体的共混物。压裂流体与来自地质层的流体的比率初始高，并且在一段时间后逐渐下降。在CO2基压裂和来自井的回流的初始化之后，在气体可被送至下游加工设备或管线之前，由于在回流气体中的CO2浓度高于来自储层的期望浓度，通常有5-30天的延迟（在一些情况下差不多90天）。下游加工设备或管线气体的CO2浓度需要通常在2-10mol%的范围内。通常，在回流流体中的CO2浓度以高浓度(>90%)开始并且逐渐下降，如图1中所示。直到来自井的流体低于最大规定CO2浓度，它不能作为产品送至下游加工设备或管线。因此，流体/气体通常被排出或燃烧直到它满足CO2浓度规格，在该点处它可以用作产品。当回流流体含有>70%CO2时，燃烧操作需要添加天然气以维持或使燃烧操作自身可持续。因此，在来自井的流体中含有的有价值的烃初始废弃，并且使用额外的天然气。在相关领域中，已经考虑脏的回流流体的净化。例如，Strahan的美国专利号6,955,704B1和7,252,700B1考虑净化来自新刺激井的脏的气体，其中将这类流体传送(routed)到可移动气体分离器，其中二氧化碳、硫化氢和水被除去，并且气态天然气（假定满足规格）经由管线送至顾客。尽管如此，相关技术未强调当在回流流体中的CO2的浓度高时，在刺激井之后立即加工和回收CO2，以及当在回流流体中的CO2的浓度下降低于某一水平时，切换至CO2排除(rejection)模式，以便于可以回收烃流体。此外，相关技术未强调使用膜，所述膜可以用于C2+烃浓度高的回流流体，并且允许这些高价值化合物以液体形式回收。为克服相关技术的缺点，本发明的目的分别是(a)降低提供用于井压裂的CO2的成本、(b)降低在燃烧操作期间的天然气消耗、和(c)回收气态和液态烃。本发明提供直接在井的压裂之后连续并且主要以两种模式的系统的操作。在第一模式中，在回流流体中的CO2的浓度比较高的地方分离并且回收CO2。在第二模式中，在回流流体中的CO2的浓度减小至预定水平的浓度的地方，系统继续分离送至废物或火炬(flare)的富集CO2的流，而一种或更多种富集烃的流作为产品回收。本发明的其他目的和方面对于本领域的普通技术人员在阅读说明书、附图和本文所附的权利要求书后会变得显而易见。技术实现要素：根据本发明的一个方面，提供处理在刺激地下层之后离开井场的回流流体的方法。所述方法包括：加工离开井场的回流流体，并且将回流流体分离成富二氧化碳流和贫二氧化碳流，其中所述富二氧化碳流进一步加工以形成二氧化碳液态产品，而贫二氧化碳流用于下游加工中以有助于形成二氧化碳液态产品；继续将回流流体分离成富二氧化碳流和贫二氧化碳流直到在回流气体中的二氧化碳浓度减小至在约50-80mol%二氧化碳浓度范围内选择的点，在这之后较低浓度的二氧化碳回流流继续被分离成传送到废物或火炬的富二氧化碳流，并且形成富烃产品流。根据本发明的另一方面，提供在以双模式操作的同时加工来自井场的回流流体的方法。所述方法包括：加工离开井场的回流气体，其中在第一模式中将回流气体分离成富二氧化碳流和贫二氧化碳流，并且进一步加工富二氧化碳流以形成二氧化碳液态产品，而贫二氧化碳流任选地用于工艺的另一部分中或者燃烧直到在离开井场的回流流体中的二氧化碳浓度水平已下降至约50-80摩尔%范围内的点；并且随后切换到第二模式，其中将回流流体分离成富二氧化碳流，并且将富二氧化碳流传送到废物或燃烧，而回收富烃的贫二氧化碳流作为气态和液态烃产品。根据本发明的另一方面，提供一种用于加工在刺激地下层之后来自井场的回流流体的系统。所述系统包括：预处理单元，其接收并且加工来自井场的回流流体，并且除去水、固体颗粒、液态烃、硫化氢中的任何一种或它们的组合；预处理单元下游的膜单元，其从预处理单元接收经预处理的回流流体并且将经预处理的回流流体分离成富二氧化碳渗透物流和贫二氧化碳渗余物流；渗透物冷却单元，其接收富二氧化碳渗透物流并且降低流的温度至约-40至20℉范围内的温度；和相分离器，其接收来自渗透物冷却单元的较低温度富二氧化碳渗透物流，并且将流分离成二氧化碳为主的第一液态流和富集甲烷的第一气态流。附图简述本发明的目的和优点将由其优选实施方案的以下详述并结合附图更好地理解，其中通篇相同标号表示相同特征，并且其中：图1示出CO2浓度对来自CO2-压裂井的回流气体的时间的图表；图2是以CO2回收模式操作的用于处理离开井场的回流流体的系统和相关方法的示意图；图3是以CO2排除模式操作的用于处理离开井场的回流流体的系统和相关方法的示意图；图4是图2中所示的系统的详细图示；图5示出具有替换分离系统的图2的另一实施方案；图6示出具有另一分离系统的图2的另一系统；图7描述本发明的另一示例性系统实施方案；图8描述分布在若干可移动单元之间的图4的工艺的装置。图9示出当以CO2排除模式操作时，图8的可移动单元之一的用途。发明详述本发明提供用于处理直接在刺激地下层之后离开井场的回流流体直到浓度接近储层中的天然CO2浓度（不管层的类型）的系统。如以下解释，方法直接在刺激之后开始，但假使系统被设计最终切换至CO2排除模式，系统可在井场使用若干月，其中回收烃产品并且送至天然气管线或加工厂。本发明的系统和方法如下文详细说明地以两种模式（CO2回收和CO2排除）操作。在回流的第一部分期间，当CO2浓度相对高时，方法以CO2回收模式操作，并且产生主要包含液态CO2和较小量的烃和氮的液态产品，适用于后续的CO2压裂操作或其它用途。该模式还产生含有贫量CO2的烃废物流，其在已经用于生产液态CO2产品的下游工艺之后通常将送到火炬。CO2回收方法包括若干单元操作，包括预处理、本体气体分离(bulkgasseparation)、冷却、和相分离/CO2富集。在一个示例性实施方案中，膜用于在预处理之后的分离。膜优选渗透CO2于甲烷、C2+烃和氮，并且产生富集CO2的渗透物流。冷却和部分冷凝之后为相分离器实现从CO2富集的渗透物额外分离甲烷和氮以产生富CO2产品。在回流的第二部分期间，当在回流流体中的CO2浓度下降低于某一水平（即在50-80mol%范围内选择的点）时，方法被重新配置以执行CO2排除。继续该操作模式直到在回流流体中的CO2浓度稳定至适用于运输至集中气体加工厂或直接添加至天然气管线的水平（例如2-10mol%）。在CO2排除模式中的产品是气态和液态烃流，其中CO2浓度控制至特定水平（通常2-10mol%）以满足加工厂或管线的下游要求。液态烃流的产量取决于在回流流体中的C3+烃的存在。在该操作模式期间，产生包括CO2和烃的混合物的低压废物流，并且通常将送到火炬。CO2因为其低压和低CO2浓度而不易从废物流回收。在CO2排除模式中，可以使用与用于CO2回收的相同的系统，但某些装置脱机(takenoffline)。例如，对于CO2排除不需要冷却和液态CO2相分离单元操作。因此，整个系统是模块式并且以其整体或仅其部件可移动，并且可以易于从一个井位移动到另一个。存在CO2浓度范围（50-80mol%），其中方法可以以CO2回收模式或CO2排除模式操作。两个操作模式（CO2回收和CO2排除）将始终按序进行。因此，从CO2回收切换到CO2排除可以在50-75mol%CO2浓度范围中的任何点处发生，取决于回收液态CO2产品对回收烃产品流的相对经济驱动力(drivers)。参照图2，示出用于处理离开井场的回流流体的系统。在刺激特定层之后离开井场的回流流体10进入预处理单元100或备选地绕过预处理单元100的干燥组件(未示出)，并且然后传送到分离单元200。井口下游的回流流体通常处于在约1000-2000psig范围内的压力下和80-130℉范围内的温度下。预处理单元100包括用于从回流流体10中除去水（即干燥器）和任选地H2S、固体颗粒和/或液态烃的已知工艺。流11表示通过预处理段除去的所有污染物。然而，超过一个这种流可以取决于预处理单元100的配置存在。预处理单元100还可以包括用于控制至下游操作单元的回流流体的压力和/或流速的阀和检测仪表。在诸如控制阀的任何减压装置之后可能需要液/气相分离。在500psig以上的回流气体压力足够实现CO2和烃之间的分离。当回流气体压力高于1000psig时，在分离单元的进料和渗透侧之间的压力差被设置满足使用的膜的容限（例如通常至多1000psi）。在图2的示例性实施方案中，经预处理的回流流体15进入膜分离单元200，其中经预处理的回流流体15被分离成富二氧化碳流20和贫二氧化碳流22。本领域的那些技术人员将认识到可以使用其它气体分离技术，诸如吸附或吸收，尽管基于膜的系统是优选的。如果回流流体具有95mol%或更高的CO2浓度，回流流体可以绕过分离单元200传送到以下讨论的冷却单元。渗透物20的CO2浓度（即100-83%）比经预处理的回流流体15（即100–50%）高，并且渗余物22的CO2浓度（即35-40%）比经预处理的回流流体15低。液态烃可以由于当它穿过膜壁时由气体压力降低造成的焦耳-汤姆逊冷却而在膜的渗余侧上形成。形成液态烃的趋势由流条件、经预处理的回流流体15的组成、渗透物20和渗余物22的压力、以及渗透物20和渗余物22的相对流速决定。用于在无液态烃与膜接触时的情况的合适的膜分离器可从NatcoGroup,Inc.、UOP,L.L.C.和KvaerrnerProcessSystemsUS,Inc这类市售获得。对于其中液态烃可接触膜的情况，用于该应用的流体分离器可以是具有聚醚醚酮(PEEK)膜的分离单元。用以处理大级分的C2+组分的合适的膜分离器可从PorogenCorporation市售获得。贫二氧化碳流（即渗余物）22的压力会通常比经预处理的回流流体15的进料压力小0.5-5psi，并且富二氧化碳流的压力会通常在约300-600psig的范围内。在膜的情况下，流20和流22两者由于与跨膜渗透物的压力下降有关的焦耳-汤姆逊冷却而通常会以比进料温度低的温度离开膜。渗透物20（或富二氧化碳流）被传送到渗透物冷却单元300中，其中渗透物通过与来自制冷单元400的流42和冷却工艺流80的共混物间接热交换冷却。离开冷却单元300的渗透物30通常冷却至-40至20℉的温度。工艺流90的共混物离开渗透物冷却单元300，并且通常被送至火炬。使用的换热器和焦耳-汤姆逊阀自然为本领域已知，并且本文未以任何水平的细节描述。制冷器400通过与冷冻剂或第二热传递流体42热交换来冷却渗透物20。冷冻剂或第二热传递流体44返回到制冷器400，其中它通过已知方法冷却并且然后作为流42再循环。制冷器的典型配置是使用再循环冷冻剂的Carnot-循环类型（或衍生物）机械冷冻单元。这种装置使用冷冻剂压缩机，所述冷冻剂压缩机可以由电动机或优选地通常由天然气、丙烷、汽油或柴油燃料提供燃料的发动机驱动。如果需要，用于驱动冷冻剂压缩机的发动机可以是具有动力输出机械装置的车用发动机。可以使用备选的冷冻工艺，包括热驱动吸收工艺。来自渗透物冷却单元的工艺流90可以燃烧以提供至少一部分为热驱动吸收工艺所需的热量。冷却的渗透物30传送通过减压阀901，其中压力减小至60-500psig的范围，其进一步冷却渗透物（富二氧化碳流）32至约-70至20℉的温度。压力减小的渗透物32进入第一相分离器500，其中它被分离成富集在流32中含有的更挥发性化合物（诸如甲烷和氮）的气态流52和第一液态CO2流50，其由占主要的CO2和较小量的甲烷、C2+烃和氮组成。第一相分离器通常在60-500psig，并且优选地265-340psig范围内的压力下操作。在一些情况下，第一液态CO2流50可以比液态CO2接收槽或运输槽的最小可容许工作温度（MAWT，通常是-20℉）冷。如果是这种情况，第一液态CO2流50在换热器600中升温至可接受的温度，通常比约-20℉热。升温的液态CO260被送到第二相分离器700，其中它被分离成第二气流72和第二液态CO2流70。第二液态CO2流70是来自工艺的期望产品，并且被送到存储和/或运输。升温液态CO2并且将其送到第二相分离器的过程引起来自第二相分离器的液态CO2具有比来自第一相分离器的液态CO2低的甲烷浓度。这导致较低的甲烷浓度出现在LCO2储槽的顶部空间，并且减少顶部空间气体形成当与空气混合时会易燃的气体混合物的趋势。任选地，液态CO2泵可用于流50或流70上。渗余物（贫二氧化碳流）22和相分离器气流52和72分别被传送通过减压阀902、903和904。压力减小的流24、54和74共混到流80中，并且如以上所讨论用于通过在渗透物冷却单元300中的间接热交换冷却。虽然特定系统和工艺配置在该图2中示出，其中渗余物和相分离器气体在被传送至渗透物冷却单元300前共混，但是考虑其它。例如，在另一实施方案中，这些流不共混或仅一部分的渗余物和/或相分离器气体用于工艺冷却单元300中。同样地，可以使用工艺配置（在其中所有冷却由制冷器400提供）或者可以使用在其中膜进料和/或渗余物通过制冷器400和/或通过共混流80冷却的工艺配置。备选的工艺配置将使用吹扫气体90以冷却膜进料15和/或回流流体10或者使用机械制冷器和/或冷却工艺流冷却膜进料。冷却膜进料具有降低膜材料的温度并且增加膜对于CO2的选择性的益处。在膜之前冷却的另一潜在益处是通过相分离分离烃液体的潜力。一旦在回流流体10中的二氧化碳浓度减小至约50-80mol%的范围，较低浓度的回流流体10继续被分离，但系统切换到CO2排除模式。参照图3，显示从回收自用高压CO2压裂的井的回流流体中排除CO2的过程。回流流体10进入预处理单元100。当以CO2排除模式操作时，可以绕过一些或所有预处理步骤。仅使用为保护膜或者为产生富烃产品流（即为管线准备好的天然气）所需的那些预处理步骤。例如，可以不需要在预处理工艺单元100中完成水去除，因为富烃产品流22的充分干燥将可能通过膜单元20执行。在预处理单元100中除去的污染物和/或其它组分作为流11离开。取决于预处理单元100如何配置，可以有超过一个这种流。经预处理的回流流体15进入膜单元200，其产生渗透物20和渗余物22，如果需要，其被送到相分离器800。如果液态烃存在于渗余物22中，液态烃流16与气态流28分开地回收。液态烃流与由井产生的油混合或者进一步加工并且单独作为天然气液体出售。渗余气体28的CO2浓度降低至规定浓度，并且渗余气体28作为产品被送到下游加工厂或管线。在渗余物中的CO2的浓度一般在2-10mol%范围内。渗透物20含有占主要的CO2和一些烃，并且通常作为废气94被送至火炬。渗透物流通常设置在5-50psig范围内的低压下。膜进料压力通常控制至压力以使得在进料和渗透物之间的压力差不引起膜材料破裂，但压力差足够高以将渗余物28作为产品运送而不需要渗余物压缩机。同时，当以CO2排除模式操作时不需要渗透物冷却单元300、制冷器400、相分离器500和700以及液态CO2加热器600。如以上所讨论，系统的这些元件是模块式的并且可移动。因此，它们可以除去并且在其中正在或者将要刺激地下层的下一个井场处使用。图4，描述在图2中具体化的系统的特定布置。该布置，提供系统在渗透物冷却工艺300之内的细节。如以上所讨论地，该系统能够以CO2回收模式或CO2排除模式操作。来自膜的渗透物20任选地分成第一渗透物流21a（其进入第一渗透物冷却器310）和第二渗透物流21b（其进入LCO2加热器600）。来自第一渗透物冷却器310的冷却的渗透物23与来自LCO2加热器600的冷却的渗透物27共混以形成进入第二渗透物冷却器320并且通过与来自制冷器400的冷冻剂42热交换进一步冷却的冷却的渗透物25的共混流。冷冻剂44从第二渗透物冷却器320返回到制冷器400。进一步冷却的渗透物26在第三渗透物冷却器330中由工艺流54、74、和24的共混物额外冷却以形成流80。另外，冷却的渗透物30离开渗透物冷却工艺300，并且被送到J-T阀901。流82离开第三渗透物冷却器330，经过J-T阀905，所述J-T阀905降低工艺气体84的共混物的压力和温度。低压工艺流84提供冷却至第一渗透物冷却器310。来自渗透物冷却器310的废气90被送到火炬。在渗透物冷却工艺300之内的流温度将随回流气体10的组成和流条件随时间的推移改变而变化。在约400psig的渗透物压力下，以下温度范围将发生：渗透物流20、21a和21b一般会在10至100℉的范围内。来自第一渗透物冷却器310的冷却渗透物23一般会是0-25℉。来自第二渗透物冷却器的渗透物26的温度一般会是-40至+5℉。来自第三渗透物冷却器330的渗透物30的温度一般会比来自第二渗透物冷却器的渗透物26的温度冷1-10℉。其它装置项目（包括预处理单元100、膜单元200、制冷器400、第一相分离器500、LCO2加热器600、第二相分离器700、和J-T阀901、902、903和904）与上文关于图2讨论的那些类似，并且渗余物相分离器800与在图3中描述的那种类似。图4的渗透物冷却换热器的布置提供若干额外益处。工艺流22、52和72是通常含有高浓度CO2的加压流体。这些流的最终目的地是具有在大气压力下的出口的火炬。如果将这些流减压并且直接送至火炬而不加热，会发生若干不利状况。排出流的温度可以变得低于碳钢的最小可容许工作温度，并且导致需要待用于废气管道和火炬烟囱的更昂贵的构造材料，诸如300系列不锈钢。固体CO2可以形成，从而导致可能的阻塞。烃组分的浓缩也可以发生，导致液态烃在火炬烟囱之内的可能的汇集(pooling)。为对付这些不利的状况，第一渗透物冷却器310使低压废气升温至大于碳钢的最小可容许工作温度的温度。渗透物冷却器310还引起在流84中的任何冷凝的烃汽化。固体CO2的形成一般可以通过在比纯CO2的三相点(-69.7℉）热的温度下操作所有含有显著量的CO2的流来阻止。这在图4中通过多级减压和使流80升温来完成。在低压废物流84和90中的固体CO2的形成通过小心选择流80的压力来阻止。流80压力一般在15-165psig的范围内，并且被设置以使得流80比CO2三相点温度(-69.7℉）更热，却足够冷以使显著热转移在第三渗透物冷却器330中发生并且阻止固体CO2在流84中形成。在图2和图4中示出的示例性系统中，接收槽或运输槽可以用作相分离器700。在这类配置中，流60将从工艺送到接收槽或运输槽。流72将蒸汽从接收槽或运输槽返回到工艺。流70将在接收槽或运输槽中聚集。这类配置的优点是消除了在CO2回收工艺中对第二相分离器和相关液面控制阀的需要。参照图4，用于LCO2加热器600的优选热源是流21b，其是流20的一部分。可以使用其他热源，包括环境热、冷冻剂、发动机冷却剂或油、或者压缩机油。可用于加热流50的备选工艺流可以包括流10、15、20、22、23、26和30。在图4的示例性系统中，来自LCO2加热器600的流27通过与在第一渗透物冷却器310的出口处的流23混合返回到工艺。流27的备选返回位置是流26（第二渗透物冷却器的出口）、流30（第三渗透物冷却器的出口）或流32（阀901的出口）。LCO2加热器和第二相分离器的目的是提供液态CO2产品，其不比接收器的最小可容许工作温度冷。通常，接收容器会具有-20℉的MAWT，并且因此来自工艺的液态CO2产品的温度需要在接收器压力下热于-20℉。一种备选的配置不包括使用LCO2加热器和第二相分离器。而是，一旦液态产品温度变得冷于-20℉时，可以停止工艺。该配置利用事实，即从第一相分离器回收的LCO2在回流开始时可以热于-20℉，并且随回流进行一般变得更冷。然而，备选的配置通常将导致比包括两个相分离器和液态CO2加热器的工艺更小的CO2回收率。在另一备选的实施方案中，并且如图5中所例示地，连同重沸器650一起使用蒸馏柱500以调节液态CO2产品的温度。这类蒸馏柱可以以多种方式配置，包括使用塔盘或填料、内部或外部重沸器、和内部或外部或无塔顶冷凝器。蒸馏柱可以作为两个压力容器（相分离器）的替代，并且分离的众多蒸馏级产生较高浓度CO2的流50（和70）。在本发明的一种配置中，并且如在图6中所示地，蒸馏柱500是具有塔盘和内部加热器的相分离器。在本发明的另一示例性实施方案中，并且参照图7，膨胀装置（诸如燃气轮机110）可以布置在预处理单元100的下游，但是在膜单元200的上游。当使用这种膨胀装置时产生的冷冻可以通过使压缩机与膨胀机结合来增加。该系统具有不需要驱动冷冻剂压缩机的效用并且需要更小的工艺设备空间的益处。经预处理的回流流体9被传送至压缩机/膨胀机110，在其中它被压缩至1300-2000psia的压力。压缩的回流流体12在换热器120中冷却，此处示出为空气冷却式换热器。现在冷却并且压力升高的回流流体13被送到减压阀900。所得回流流体15被送到膜单元200，其产生渗透物20和渗余物22。渗透物20比渗余物22的CO2浓度高。渗透物20在换热器300中冷却，此处示出为多流换热器。换热器300的功能也可以通过如先前实施方案中所示的多个双流换热器执行。冷却的渗透物30进入减压阀901。压力减小的渗透物32包含液体和蒸气两者，并且被送到相分离器500，在其中它被分离成富集甲烷的气态流52和由主要的液态CO2和较小量的甲烷、C2+烃和氮组成的液态流50。液态流50可以作为产品送到存储，或者可以通过如先前实施方案所示的加热和额外的相分离进一步加工。渗余物22和相分离的气流52和72分别进入J-T阀902、903和904。压力减小的流24、54和74共混到流80中，并且用于通过在换热器300中的间接热交换冷却。所得共混气流81被送到压缩机/膨胀机110，在其中它压力降低并且为压缩机提供驱动能量。来自膨胀机的共混气流82在换热器300中提供冷却，经过减压阀905，并且再次送到换热器300以提供冷却。所得废气流90被送至火炬或排出。如图8中所例示地，在图2的实施方案中示出的工艺设备的示例性分布系统在多个可移动单元之间显示。当工艺设备的覆盖区(footprint)和/或重量大于在单个可移动单元上可实际支撑时，这些多个可移动单元是有用的。在该实施例中，干燥器100A安装在一个可移动单元上。预处理设备100B的剩余部分、膜单元200、和渗余物相分离器800安装于另一个可移动单元。渗透物冷却工艺设备300、制冷器400、第一和第二CO2相分离器500和700、和液态CO2加热器600安装在第三可移动单元上。图9描述图8设备分布，但是消除了当以CO2回收模式操作时所需要，而当以CO2排除模式操作时不需要的可移动单元。在该实施例中，可移动单元A和C未显示，因为以CO2排除模式操作需要的所有设备安装在可移动单元B上。工艺设备的这种分布使一旦CO2回收模式结束可移动单元A和C能够与不同的可移动单元B不连接，并且在不同位置处使用。本发明通过以下实施例进一步解释，所述实施例基于系统的各种实施方案，但决不应被理解为限制本发明。实施例工艺的性能通过模拟图4的实施方案中示出的系统来评估。假定回流气体的工艺条件在表1中示出，并且假定在回流工艺操作时是恒定的。表1，回流气体工艺条件流速，MMSCFD5温度，℉120压力，psia1215CO2回收工艺的操作条件在表2中示出。表2，CO2回收操作条件渗透物压力，psia415制冷器出口温度，℉0LCO2产品压力，psia265LCO2产品温度，℉-20CO2回收工艺的性能总结在下表3中。工艺的目的是回收并且液化来自回流气体的CO2。标题为“运行时间(elapsedtime)”的第一列，以近似相等的时间段表明从回流气体流动开始的时间。第2列-第8列表明回流气体的假定干基组成。在表中还示出在回流气体中含有的CO2的量、作为液体回收的CO2的量、和回收的液态CO2的纯度。在表3中示出的时间段内，在回流中的CO2浓度合计从95.60%降低至54.92%。在回流气体中含有的CO2的质量流率(massrate)与CO2浓度成比例，并且随时间下降。最初，CO2回收工艺的效率（即作为液体回收的在回流气体中的CO2的级分）为约93%。然而，回收效率随CO2浓度下降，以使得在第10时间段中，当在回流气体中的CO2浓度是54.9%时，仅回收约23%的含有的CO2。表3，CO2回收工艺性能表3还表明液态CO2产品纯度随回流气体的组成变化而发生变化。经若干步骤将CO2分离并且纯化。预处理单元100除去诸如水、固态颗粒、液态烃、或硫化氢的污染物。膜单元200除去一些甲烷以及大部分的N2和较重质烃。闪蒸罐500和700除去额外的甲烷。渗透物中含有的大部分C2+烃将在液态CO2产品中积聚。因此，随着在回流气体中的C2+烃浓度随时间的推移的增加，液态CO2产品的纯度由于在渗透物中的C2+浓度的相应增加而降低。CO2纯度降低的趋势的例外是当进料超过95%CO2时。当这发生时，CO2浓度足够高使得不需要膜单元。因此，它被绕过。第1时间段的CO2纯度低于第2时间段，因为在第1时间段时，烃未由膜除去。虽然表3表明回流CO2浓度降至54%的CO2回收工艺的性能，关于何时CO2回收工艺可以结束和何时CO2排除工艺开始存在相当大的工艺的灵活性。如果希望以生产天然气和天然气液为代价生产更多液态CO2，CO2回收工艺可以延长。如果希望生产更多天然气和烃冷凝物以及更少液态CO2产品，CO2回收工艺可以在较早点处结束。一般而言，当回流的CO2浓度在50-80mol%的范围内时，操作模式将发生变化。CO2排除工艺（其由回流气体产生天然气和烃冷凝物）的操作参数基于在图3示出的实施方案模拟，并且在下表4中示出。回流气体对膜的压力控制在915psia下，并且渗透物压力设置在30psia下。天然气液在预处理单元100中的减压步骤和在渗余物流22两者中产生。相分离器在这两个位置处用于分离烃冷凝物。表4，CO2排除操作条件膜进料压力，psia915渗透物压力，psia30渗余物CO2浓度，mol%5%CO2排除工艺的性能在下表5中示出。该CO2排除工艺使用相同的预处理单元和膜单元作为CO2重获单元。渗透物冷却工艺300、制冷器400、相分离器500和700、和LCO2加热器600不被CO2排除工艺使用，并且可以除去并在另一位置处使用（一旦CO2重获工艺已结束并且CO2排除工艺已经开始）。表5的第一列类似于表3，表明相同的从回流开始的运行时间和相同的回流气体的组成。在表5中的时间段是从第5时间段至第28时间段，而在表3中的时间段是从第1时间段至第10时间段。示出时间段的重叠以例示当CO2回收仍为一个选项时，可使用工艺排除CO2以生产产品天然气流。在进料中的77.5%CO2的情况下，来自CO2排除工艺的产品速率是0.23MMSCFD的天然气和8200gpd的烃冷凝物。在进料中的8.2%CO2的情况下，产品速率已经增加到3.52MMSCFD的天然气和13400gpd的烃冷凝物。表5，CO2排除工艺性能虽然本发明已经参照其特定实施方案详细描述，但对于本领域技术人员将变得显而易见的是在不背离附录的权利要求书的范围情况下可以进行各种变化和修改，并且使用等同物。当前第1页1 2 3