用于从低温烃类组合物中去除氮气的方法和装置制造方法
【专利摘要】氮气从低温烃类组合物中去除。将低温烃类组合物的至少第一部分作为第一氮气汽提器进料流进料至氮气汽提塔。从氮气汽提塔提取经氮气汽提的液体。至少包括将所述经氮气汽提的液体减压至闪蒸压力的步骤，从而产生液体烃类产品流和过程蒸气。压缩过程蒸气，并将其选择性地分成汽提部分和非汽提部分。将包含至少所述汽提部分的汽提蒸气流传递至氮气汽提塔中。蒸气馏分作为废气排放，所述蒸气馏分包含来自氮气汽提塔的顶部蒸气的排放馏分，并包含来自压缩蒸气的非汽提部分的至少旁通部分，所述旁通部分绕过设置于氮气汽提塔中的汽提部段。
【专利说明】用于从低温烃类组合物中去除氮气的方法和装置
【技术领域】
[0001 ] 本发明涉及一种用于从低温烃类组合物中分离氮气的方法和装置。
【背景技术】
[0002]液化天然气(LNG)形成这种低温烃类组合物的经济上重要的例子。天然气为可用的燃料来源，以及各种烃类化合物的来源。由于多种原因，通常希望在天然气流的来源处或接近天然气流的来源，在液化天然气厂中液化天然气。例如，相比于气体形式，天然气更易于作为液体储存并在长距离内输送，因为其占据更小的体积，且无需在高压下储存。
[0003]WO 2011/009832描述了一种用于处理由天然气产生的多相烃类流的方法，其中将更低沸点的组分(如氮气)从所述多相烃类流中分离，以产生具有更低含量的这种更低沸点的组分的液化天然气流。其利用在不同压力下操作的两个连续的气体/液体分离器。将多相烃类流进料至第一压力下的第一气体/液体分离器。将所述第一气体/液体分离器的底部流传递至第二气体/液体分离器，所述第二气体/液体分离器提供在低于所述第一压力下的第二压力下的蒸气。蒸气在顶部流压缩机中压缩，并作为汽提蒸气流返回至所述第一气体/液体分离器。
[0004]可将来自低温储罐的压缩挥发气添加至所述汽提蒸气流。所述第一液体/气体分离器包括具有接触增强装置(如塔盘或填充物)的接触区，所述接触区在用于多相烃类流进入第一气体/液体分离器的入口与用于汽提蒸气流的入口之间重力设置。
[0005]低压燃料气流由从所述第一气体/液体分离器排出的顶部蒸气流制得，将所述低压燃料气流传递至燃烧装置。
[0006]如WO 2011/009832中所述的方法和装置的一个缺点在于，如果汽提蒸气的量显著改变(当工厂在保持模式与装载模式操作之间变换时可为这种情况)，则在第一气体/液体分离器中的平衡可能被扰动。
【发明内容】
[0007]本发明提供了一种从低温烃类组合物中去除氮气的方法，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相，所述方法包括:
[0008]-提供包含含氮气和甲烷的液相的低温烃类组合物；
[0009]-将在汽提压力下的第一氮气汽提器进料流进料至氮气汽提塔，所述氮气汽提塔包括设置于氮气汽提塔内的至少一个内部汽提部段，所述第一氮气汽提器进料流包含低温烃类组合物的第一部分；
[0010]-从所述汽提部段下方的氮气汽提塔的储液空间提取经氮气汽提的液体；
[0011]-由所述经氮气汽提的液体制备至少液体烃类产品流和过程蒸气，至少包括将所述经氮气汽提的液体减压至闪蒸压力的步骤；
[0012]-将所述过程蒸气压缩至至少汽提压力，由此获得压缩蒸气；
[0013]-将所述压缩蒸气选择性地分离成汽提部分和不包含汽提部分的非汽提部分，所述非汽提部分包含所述压缩蒸气的旁通部分；
[0014]-在所述汽提部段重力下方的水平处将汽提蒸气流传递至氮气汽提塔中，所述汽提蒸气流至少包含所述压缩蒸气的汽提部分；
[0015]-将中间蒸气传递通过冷凝器，从而使所述中间蒸气与辅助制冷剂流间接热交换，并部分冷凝所述中间蒸气，其中所述中间蒸气至少包含所述压缩蒸气的非汽提部分，且其中所述热交换包括将热量以一定冷却负荷从所述中间蒸气传递至辅助制冷剂流，由此过量液体由所述中间蒸气形成，且由此来自所述压缩蒸气的至少所述旁通部分保持在气相中；
[0016]-排出作为废气的蒸气馏分，所述蒸气馏分包含获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气的排出馏分，并至少包含所述旁通部分；以及
[0017]-将液体再循环部分的至少部分返回至所述液体烃类产品流，其中所述液体再循环部分包含所述过量液体的至少部分；
[0018]其中从所述选择性分离至所述废气的蒸气馏分中的旁通部分的排出，所述旁通部分绕过至少一个内部汽提部段。
[0019]在另一方面，本发明提供了一种用于从低温烃类组合物中去除氮气的装置，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相，所述装置包括:用于从低温烃类组合物中去除氮气，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相，所述装置包括:
[0020]-连接至低温烃类组合物的来源的低温进料管线，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相；
[0021]-与所述低温进料管线流体连通的氮气汽提塔，所述氮气汽提塔包括设置于氮气汽提塔内的至少一个内部汽提部段和在所述汽提部段重力下方限定的储液空间；
[0022]-包括中间减压器的经氮气汽提的液体的排放管线，所述经氮气汽提的液体的排放管线与所述氮气汽提塔的储液空间流体连通，并设置用以从所述储液空间接收经氮气汽提的液体并将经氮气汽提的液体减压，所述中间减压器位于包括氮气汽提塔的汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的界面上；
[0023]-与所述中间减压器连通的设置于闪蒸压力侧上的液体烃类产品管线，以排出由所述经氮气汽提的液体产生的液体烃类产品流；
[0024]-与所述中间减压器连通的设置于闪蒸压力侧上的过程蒸气管线，以接收由所述经氮气汽提的液体产生的过程蒸气；
[0025]-设置于所述过程蒸气管线中的过程压缩机，其设置用以接收所述过程蒸气并压缩所述过程蒸气，以在所述过程压缩机的过程压缩机排放口处提供压缩蒸气，所述过程压缩机在汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的所述界面上；
[0026]-旁通分流器，由此其上游侧与所述过程压缩机的排放口流体连通以接收压缩蒸气，所述旁通分流器的第一排放侧经由汽提蒸气管线和第二入口系统而与所述氮气汽提塔流体连通，所述第二入口系统设置于所述汽提部段的重力下方的水平处，并设置用以接收来自所述过程压缩机的所述压缩蒸气的至少汽提部分，所述旁通分流器的第二排放侧与含有所述压缩蒸气的非汽提部分的蒸气旁通管线流体连通；
[0027]-与所述蒸气旁通管线流体连通设置的冷凝器以带来至少包含来自所述蒸气旁通管线的非汽提部分的中间蒸气，所述冷凝器包括热交换表面，所述热交换表面提供所述中间蒸气与辅助制冷剂流之间的间接热交换接触；[0028]-与所述冷凝器和所述氮气汽提塔的顶部空间连通的排放管线，其设置用以排放作为废气的蒸气馏分，所述蒸气馏分包含获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气和包含非冷凝蒸气的旁通部分，所述非冷凝蒸气来自已通过所述冷凝器的中间蒸气；以及
[0029]-液体再循环管线，所述液体再循环管线在其上游侧与所述冷凝器流体连通，且在其下游侧与所述液体烃类产品管线液体连通；
[0030]其中旁通路径在所述旁通分流器与所述排放管线之间延伸，其中所述旁通路径绕过所述至少一个内部汽提部段。
【专利附图】
【附图说明】
[0031]使用实施例并参照附图，在下文进一步说明本发明，在附图中:
[0032]图1示意性地表示工艺流程图，其表示引入本发明的一个实施方案的方法和装置；和
[0033]图2示意性地表示工艺流程图，其表示引入本发明的另一实施方案的方法和装置。
[0034]在这些图中，相同的附图标记将用于指代相同或类似的部件。此外，单个附图标记将用于确定管道或管线以及由该管线传送的流。
【具体实施方式】
[0035]本说明书涉及从包含含氮气和甲烷的液相的低温烃类组合物中去除氮气。将低温烃类组合物的至少第一部分作为第一氮气汽提器进料流进料至氮气汽提塔。从氮气汽提塔提取经氮气汽提的液体。至少包括将所述经氮气汽提的液体减压至闪蒸压力的步骤，从而产生液体烃类产品流和过程蒸气。压缩过程蒸气，并将其选择性地分离成汽提部分和非汽提部分。在设置于氮气汽提塔中的汽提部段的重力下方将至少包含汽提部分的汽提蒸气流传递至氮气汽提塔中。将至少包含压缩过程蒸气的非汽提部分的中间蒸气传递通过冷凝器，由此从所述中间蒸气形成过量液体，且由此来自压缩蒸气的至少旁通部分保持在气相中。蒸气馏分作为废气排放，所述蒸气馏分包含来自氮气汽提塔的顶部蒸气的排放馏分，并包含来自压缩蒸气的至少旁通部分，所述旁通部分绕过设置于氮气汽提塔中的汽提部段。液体再循环部分包含所述过量液体的至少部分。将液体再循环部分的至少部分返回至液体烃类产品流。
[0036]分离含有来自压缩过程蒸气的旁通部分的非汽提部分，并将至少旁通部分传递至废气，由此绕过设置于氮气汽提塔内的汽提部段的一个优点在于，氮气汽提塔可免于流动通过汽提部段的汽提蒸气的过量流动。这种过量流动可导致平衡条件的扰动。由于将非汽提部分传递通过冷凝器，因此避免了分离在非汽提部分中的过程蒸气的有价值的部分(如通常蒸气甲烷)通过废气损失，而是可被再冷凝并添加至过量液体，所述过量液体最终被返回至液体烃类产品流。
[0037]废气中的蒸气馏分通常具有热值。优选地，调节冷凝器的冷却负荷，以调控排放的蒸气馏分的热值。调控热值的能力是有利的，其允许对抗来自压缩过程蒸气的旁通部分的流量和/或组成相比于来自氮气汽提塔的顶部蒸气的流量和/或组成的变化或波动而稳定废气中的蒸气馏分的热值。当LNG工厂由保持模式操作变换至装载模式操作时，可预期LNG设备中流量和组成的变化。在装载模式过程中，不仅蒸气流量更高，而且组成也更贫乏(特别地含有更多的氮气)。调节旁通部分以及冷凝器中的冷却负荷两者的能力有助于在装载模式过程中处理另外的蒸气装载的能力。
[0038]过程蒸气可包含蒸气甲烷，所述蒸气甲烷已在之前形成粗液化产品的部分。由于多种原因，已在之前形成粗液化产品的部分的蒸气甲烷可在LNG液化厂中形成。在天然气液化设施的正常操作过程中，含甲烷的蒸气以如下形式由(粗)液化产品形成:
[0039]-闪蒸气，其得自在减压过程中粗液化产品的闪蒸；以及
[0040]-挥发气(boil-offgas)，其得自由于添加至液化产品的热量而导致的热蒸发，所述热量例如为进入储罐、LNG管道中的热渗透，以及来自工厂LNG泵的热量输入的形式。在所述操作模式(称为保持模式操作)过程中，储罐在液化烃类产品离开设备时由液化烃类产品填充，而同时不进行任何输送机装载操作。当在保持模式中，含甲烷的蒸气在储罐的设备侧广生。
[0041]在存在持续的输送机装载操作(通常船舶装载操作)时的LNG设备的操作模式称为装载模式操作。在装载模式操作过程中，例如由于船舶罐的初始冷却、通过连接储罐和船舶的管道和容器的热渗透，以及来自LNG装载泵的热输入，挥发气在储罐的船舶侧另外产生。
[0042]提出的解决方法可在保持模式和装载模式操作过程中处理这些蒸气。其组合了从低温烃类组合物中去除氮气以及过量的蒸气甲烷的再冷凝。在需要少量工厂燃料的情况中(如使用来自外部电网的电力的电驱动工厂的情况)，这形成了优良的解决方法。
[0043]当过程蒸气可包含闪蒸气和挥发气中的一者或两者时，其特别适用于挥发气。挥发气的流量最受制于典型LNG工厂的变化。由于所提出的解决方法允许将压缩蒸气选择性地汽提成汽提部分和非汽提部分，因此其允许选择性地使超过作为汽提蒸气所需的任何过程蒸气绕过氮气汽提塔中的汽提部段。这使得所提出的解决方法特别适于使挥发气容纳(accommodate)于过程蒸气中。
[0044]图1示出了一种包括本发明的一个实施方案的装置。低温进料管线8经由第一入口系统21与氮气汽提塔20流体连通。第一进料管线10任选地经由初始流分流器9连接低温进料管线8与氮气汽提塔20的第一入口系统21，所述初始流分流器9设置于低温进料管线8与第一进料管线10之间。
[0045]液化系统100可设置于低温进料管线8的上游。液化系统100用作低温烃类组合物的来源。液化系统100经由主减压系统5与低温进料管线8流体连通，所述主减压系统5经由粗液化产品管线I与液化系统100连通。在所示实施方案中，主减压系统5由动态单元(如膨胀机涡轮机6)和静态单元(如焦耳汤姆逊阀6)组成，但其他变体是可能的。优选地但不必须地，形成液化系统中的烃类液化过程的部分的任何压缩机，特别是任何制冷剂压缩机由一个或多个电动机驱动，而不由任何蒸汽轮机和/或燃气轮机机械驱动。这种压缩机可仅仅由一个或多个电动机驱动。
[0046]氮气汽提塔20包括设置于氮气汽提塔20内的内部汽提部段24。顶部蒸气排放管线30经由氮气汽提塔20内的顶部空间26与氮气汽提塔20连通。
[0047]经氮气汽提的液体的排放管线40经由氮气汽提塔20内的储液空间28与氮气汽提塔20连通，所述储液空间28在汽提部段24的重力下方。[0048]氮气汽提塔20可包括蒸气/液体接触增强装置，以提高组分分离和脱氮。取决于氮气汽提液体中的氮气的容忍量和低温进料管线8中的氮气量，可通常总共需要2至8个之间的理论级。在一个特定实施方案中，需要4个理论级。这种接触增强装置可以以塔盘和/或填充物的形式，以结构化或非结构化填充物的形式提供。蒸气/液体接触增强装置的至少部分适当地形成内部汽提部段24的部分。
[0049]中间减压器45设置于经氮气汽提的液体的排放管线40中，并由此流体连接至氮气汽提塔20。中间减压器45功能上联接至液面控制器LC，所述液面控制器LC与氮气汽提塔20的储液空间28协作。
[0050]中间减压器45设置于包括氮气汽提塔20的汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的界面上。闪蒸压力侧包括液体烃类产品管线90和过程蒸气管线60，所述液体烃类产品管线90设置用以排放由经氮气汽提的液体40产生的液体烃类产品流，所述过程蒸气管线60设置用以接收由经氮气汽提的液体40产生的过程蒸气。在所示的实施方案中，闪蒸压力侧还包括用于储存液体烃类产品流的连接至液体烃类产品管线90的低温储罐210、任选的挥发气供应管线230和任选的端部闪蒸分离器50。
[0051]如果提供这种端部闪蒸分离器50(如在图1的实施方案中的情况)，其可构造为经由中间减压器45和经氮气汽提的液体的排放管线40与氮气汽提塔20流体连通。端部闪蒸分离器50可随后经由液体烃类产品管线90连接至低温储罐210。低温泵95可存在于液体烃类产品管线90中，以协助将液体烃类产品输送至低温储罐210。
[0052]如果提供初始流分流器9，则低温进料管线8也连接至如下中的至少一者:经氮气汽提的液体的排放管线40、液体烃类产品管线90和过程蒸气管线60。为此目的，第二进料管线11在其上游侧连接至任选的初始分流器9。所述第二进料管线11绕过氮气汽提塔20。旁通流流动控制阀15设置于第二进料管线11中。旁通流流动控制阀功能连接至设置于第一进料管线10中的流动控制器FC。适当地，第二进料管线11进料至任选的端部闪蒸分离器50。
[0053]任选的第二进料管线11和任选的初始分流器9的一个益处在于，氮气汽提塔20的尺寸可比如下情况中更小:低温进料管线8和第一进料管线10直接连接而无分流器，使得全部低温烃类组合物经由第一入口系统21进入氮气汽提塔20。
[0054]如图1的实施方案中所示，过程蒸气管线60可经由闪蒸气管线64和闪蒸气流动控制阀65连接至任选的端部闪蒸分离器50，以及经由任选的挥发气供应管线230连接至低温储罐210。后一连接的一个优点在于，其允许通过冷凝器而再冷凝来自低温储罐210的挥发气中的至少部分，这在下文中进一步讨论。
[0055]也将过程压缩机260配置于汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的界面上。优选地，过程压缩机260由电动机驱动。过程压缩机260设置于过程蒸气管线60中，以接收过程蒸气并压缩过程蒸气。压缩蒸气排放管线70与过程压缩机260的过程压缩机排放出口 261流体连接。适当地，过程压缩机260设置有防喘振控制和再循环冷却器，当过程压缩机处于再循环时以及在启动过程中(在图中未显示)使用所述再循环冷却器。
[0056]汽提蒸气管线71经由第二入口系统23与氮气汽提塔20流体连通，所述第二入口系统23配置在汽提部段24的重力下方的水平处，并优选在储液空间28上方。汽提蒸气管线71经由旁通分流器79连接至压缩蒸气排放管线70。汽提蒸气阀75设置于汽提蒸气管线71中。
[0057]任选地，外部汽提蒸气供应管线74设置为与氮气汽提塔20的第二入口系统23流体连通。在一个实施方案中，如图1所示，任选的外部汽提蒸气供应管线74连接至压缩蒸气排放管线70。外部汽提蒸气流动控制阀73设置于任选的外部汽提蒸气供应管线74中。在一个实施方案中，任选的外部汽提蒸气供应管线74适当地连接至液化系统100中或液化系统100上游的烃类蒸气管线。
[0058]旁通分流器79也经由至少蒸气旁通管线76与冷凝器流体连通。蒸气旁通控制阀77优选设置于蒸气旁通管线76中。蒸气旁通管线76含有来自压缩蒸气排放管线70的压缩蒸气的非汽提部分。冷凝器可为经由蒸气旁通管线76与旁通分流器79流体连通的任何类型的间接热交换器。这种冷凝器有利地用于再冷凝来自压缩蒸气排放管线70的压缩过程蒸气中的至少部分。
[0059]图1显示了便利的实施方案，其中冷凝器以在氮气汽提塔20外部的顶部冷凝器35的形式设置。顶部冷凝器35设置为与顶部蒸气排放管线30和蒸气旁通管线76两者流体连通，以部分冷凝中间蒸气流，所述中间蒸气流除了含有从氮气汽提塔20排放的任何顶部蒸气之外，还含有来自蒸气旁通管线76的非汽提部分。冷凝器包括提供中间蒸气与辅助制冷剂流132之间的间接热交换接触的热交换表面，由此热量可以以一定冷却负荷从中间蒸气传递至辅助制冷剂流132。辅助制冷剂流流动控制阀135设置于辅助制冷剂管线132中。
[0060]在图1的实施方案中，蒸气旁通管线76适当地沿着旁通路径延伸，所述旁通路径在旁通分流器79与在顶部冷凝器35的上游侧的顶部蒸气排放管线30之间延伸。旁通路径在旁通分流器79与顶部蒸气排放管线30和/或蒸气馏分排放管线80之间延伸。旁通路径不经过氮气汽提塔20中的内部汽提部段24。通过此方式，可避免非汽提部分经过内部汽提部段24，这有助于避免扰动氮气汽提塔20中的平衡。
[0061]仍然参照图1，顶部分离器33设置于顶部蒸气排放管线30的下游侧上。顶部蒸气排放管线30排放至顶部分离器33中。顶部分离器33设置用以从顶部蒸气的任何冷凝馏分中分离任何非冷凝的蒸气馏分。
[0062]蒸气馏分排放管线80设置用以排放上述蒸气馏分。蒸气馏分排放管线80与冷凝器和氮气汽提塔20的顶部空间26两者流体连通。在其中中间蒸气含有顶部蒸气和非汽提蒸气的实施方案(如图1的实施方案)中，蒸气馏分排放管线80固有地与冷凝器和氮气汽提塔20的顶部空间26两者流体连通。在此实施方案中旁通路径延伸至蒸气馏分排放管线80。
[0063]蒸气旁通管线76的一个益处在于，当存在过量的过程蒸气时，其可与废气一起在蒸气馏分排放管线80中处理，而不会扰乱氮气汽提塔20中的材料平衡。
[0064]冷凝器也与液体再循环管线13流体连通。液体再循环管线13与液体烃类产品管线90液体连通。液体连通意指液体再循环管线13连接至任何合适的位置，液体再循环部分的至少一部分可从所述位置流动至液体烃类产品管线90，且同时保持在液相中。因此，液体再循环管线13可例如直接连接至如下的一种或多种:氮气汽提塔20、低温进料管线8、第一进料管线10、任选的第二进料管线11、经氮气汽提的液体的排放管线40、任选的端部闪蒸分离器50和液体烃类产品管线90。将再循环阀14配置于液体再循环管线13中。
[0065]任选地，氮气汽提塔20除了包括内部汽提部段24之外，还包括内部精馏部段22。内部精馏部段22设置于氮气汽提塔20内，且重力高于汽提部段24。顶部空间26优选限定为在精馏部段22的重力上方。第一入口系统21重力设置于内部精馏部段22与内部汽提部段24之间。顶部空间26在精馏部段22的重力上方。
[0066]任选的内部精馏部段22可包括类似于内部汽提部段24的蒸气/液体接触增强装置，以进一步提高组分分离和脱氮。
[0067]可设置回流系统以允许冷凝馏分的至少回流部分36在精馏部段22上方的水平处进入氮气汽提塔20。在图1的实施方案中，回流系统包括冷凝馏分排放管线37、任选的回流泵38和冷凝馏分分流器39，所述冷凝馏分排放管线37流体连接至顶部分离器33的下部，所述任选的回流泵38设置于冷凝馏分排放管线37中。冷凝馏分分流器39经由回流部分管线36和回流入口系统25而流体连接冷凝馏分排放管线37与氮气汽提塔20，并流体连接冷凝馏分排放管线37与液体再循环管线13。由回流流动控制器(未显示)功能控制的任选的回流流动阀32可优选地设置于回流部分管线36中。
[0068]在其中氮气汽提塔20包括任选的内部精馏部段22的实施方案中，液体再循环管线13优选经由不经过精馏部段22的再循环路径(如果设置再循环路径的话)而与液体烃类产品管线90液体连通。以此方式，液体再循环管线13协助避免将过多的液体进料至精馏部段22，并避免将再循环液体经过精馏部段22。这有利于避免扰动氮气汽提塔20中的平衡。
[0069]可设置冷却负荷控制器34以控制冷却负荷，所述冷却负荷为热量从中间蒸气传递至辅助制冷剂流的速率。适当地，冷却负荷控制器34构造为相对于发热功率的需要响应废气热值指示器而控制冷却负荷。在所示的实施方案中，冷却负荷控制器34以压力控制器PC和辅助制冷剂流流动控制阀135的形式呈现，所述压力控制器PC和辅助制冷剂流流动控制阀135功能上彼此联接。
[0070]燃烧装置220适当地设置于蒸气馏分排放管线80的下游端上，以接收蒸气馏分排放管线80中的蒸气馏分的至少燃料部分。燃烧装置可包括多个燃烧单元，和/或其可包括如下中的一种或多种:例如炉子、锅炉、焚烧炉、双燃料柴油机或它们的组合。锅炉和双燃料柴油机可联接至发电机。
[0071]可控制废气中甲烷的量以满足对甲烷的具体要求。这使得废气适合用作优选在不高于汽提压力的燃料气压力下的燃料气流，甚至在对热值的需要可变的情况中。
[0072]蒸气再循环管线87任选地构造为接收来自顶部排放管线30的蒸气的至少蒸气再循环部分。蒸气再循环管线87绕过氮气汽提塔20，并进料回到如下中的至少一者:液体烃类产品管线90和过程蒸气管线60。蒸气再循环流动控制阀88优选设置于蒸气再循环管线87中。所提出的蒸气再循环管线87的一个益处在于，其允许选择性地增加液体烃类产品流90中的氮气含量。如果设置任选的端部闪蒸分离器50，则蒸气再循环管线87适当地进料至端部闪蒸分离器50。
[0073]适当地，任选的蒸气再循环管线87的构造包括任选的蒸气馏分分流器89，所述蒸气馏分分流器89可设置于蒸气馏分管线80中，从而允许蒸气馏分管线80与蒸气再循环管线87之间的受控流体连通。
[0074]冷回收热交换器85可设置于蒸气馏分排放管线80中，以在将蒸气馏分80进料至任何燃烧装置之前通过与冷回收流86热交换而保持蒸气馏分80所具有的冷。[0075]在一个实施方案中，冷回收流86可包含源自液化系统100的烃类进料管线110中的烃类进料流的侧流，或者可由所述侧流组成。所得的经冷却的侧流可例如与低温进料管线8中的低温烃类组合物组合。因此，在冷回收热交换器85中的冷回收热交换补充了低温烃类组合物的生产率。在另一实施方案中，冷回收流86可包含顶部蒸气排放管线30中(优选在顶部蒸气排放管线30的部分中，顶部蒸气从氮气汽提塔20通过所述部分传递至顶部冷凝器35)的顶部蒸气，或者可由所述顶部蒸气组成。由此降低了所需的来自顶部冷凝器35中的辅助制冷剂流132的功率。
[0076]本说明书中的液化系统100到目前为止已极示意性地描述。其可表示任何合适的烃类液化系统和/或过程，特别是制备液化天然气的任何天然气液化过程，且本发明不受限于液化系统的具体选择。合适的液化系统的例子使用单一制冷剂循环过程(通常为单一混合的制冷剂-SMR过程，如描述于在1998年Gastech (迪拜)提出的K R Johnsen和PChristiansen 的文章“LNG Production on floating platforms”中的 PRIC0,但也有可能为单一组分制冷剂，例如也描述于Johnsen和Christiansen的前述文章中的BHP-cLNG过程);双制冷剂循环过程(例如常用的通常缩写为C3MR的丙烷-混合-制冷剂过程，如例如描述于美国专利4，404, 008中，或者例如双混合制冷剂-DMR -过程(其一个例子描述于美国专利6，658，891中)，或者例如其中每个制冷剂循环含有单一组分制冷剂的双循环过程)；和基于用于三个或更多个制冷循环(其一个例子描述于美国专利7，114，351中)的三个或更多个压缩机组的过程。
[0077]合适的液化系统的其他例子描述于:美国专利5，832，745 (ShellSMR)、美国专利6，295，833、美国专利5，657，643 (两者均为Black和Veatch SMR的变体)、美国专利
6,370, 910 (Shell DMR)。DMR的另一合适的例子为所谓的Axens LIQUEFIN过程，如例如描述于日本东京的第22届World Gas Conference (2003)提出的P-Y Martin等人的题为“LIQUEFIN:AN INNOVATIVE PROCESS TO REDUCE LNG COSTS” 的文章中。其他合适的三循环过程包括例如美国专利6，962，060、TO2008/020044、美国专利7，127，914、DE3521060A1、美国专利5，669，234(商业上称为优化级联过程)、美国专利6，253，574(商业上称为混合流体级联过程)、美国专利6，308，531、美国申请公布2008/0141711、Mark J.Roberts等人“Large capacity single train AP-X (TM) Hybrid LNG Process”，卡塔尔多哈，Gastech,2002(2002年10月13-16日)。提供这些建议以说明本发明的广泛的适用性，而不旨在为排他的和/或可能性的穷举列表。
[0078]优选地但不必须地，形成液化系统中的烃类液化过程的部分的任何压缩机，特别是任何制冷剂压缩机由一个或多个电动机驱动，而不由任何蒸汽轮机和/或燃气轮机机械驱动。这种压缩机可仅仅由一个或多个电动机驱动。并非如上所列的所有例子使用电动机作为制冷剂压缩机驱动器。明显的是可使用除了电动机之外的任何驱动器代替电动机以最大受益于本发明。
[0079]一个例子(其中液化系统100基于例如C3MR或Shell DMR)简要示于图2中。其使用低温热交换器180，其在此情况中为绕线式热交换器的形式，所述绕线式热交换器包括下部和上部烃类产品管束(分别为181和182)、下部和上部LMR管束(分别为183和184)和HMR管束185。
[0080]下部和上部烃类产品管束181和182流体连接粗液化产品管线I与烃类进料管线110。至少一个冷冻烃类预冷却热交换器115可设置于低温热交换器180的上游的烃类进料管线110中。
[0081]混合制冷剂形式的主制冷剂在主制冷剂回路101中提供。主制冷剂回路101包括被消耗制冷剂管线150和经压缩制冷剂管线120，所述被消耗制冷剂管线150连接低温热交换器180 (在此情况中为低温热交换器180的壳侧186)与主制冷剂压缩机160的主抽吸端，所述经压缩制冷剂管线120连接主制冷剂压缩机160排放出口与MR分离器128。一个或多个热交换器设置于经压缩制冷剂管线120中，在本实施例中包括至少一个环境热交换器124和至少一个冷冻主制冷剂预冷却热交换器125。MR分离器128经由轻制冷剂馏分管线121与下部LMR管束183流体连接，并经由重制冷剂馏分管线122与HMR管束连接。
[0082]所述至少一个冷冻烃类预冷却热交换器115和所述至少一个冷冻主制冷剂预冷却热交换器125通过预冷却制冷剂冷冻(分别经由管线127和126)。相同的预冷却制冷剂可由相同的预冷却制冷剂循环共享。此外，所述至少一个冷冻烃类预冷却热交换器115和所述至少一个冷冻主制冷剂预冷却热交换器125可组合成一个预冷却热交换器单元(未显示)。参照美国专利6，370，910作为非限制性的例子。
[0083]任选的外部汽提蒸气供应管线74 (如果设置的话)可适当地在所述至少一个冷冻烃类预冷却热交换器115的上游的点、所述至少一个冷冻烃类预冷却热交换器115的下游的点，或(例如可能地，如果提供两个或更多个冷冻烃类预冷却热交换器)两个连续的冷冻烃类预冷却热交换器之间的点处连接至烃类进料管线110，以获得来自烃类进料管线110的烃类进料流的一部分。
[0084]在上部(182、184)和下部(181、183)管束之间的过渡点处，HMR管束185与HMR管线141流体连接，在所述HMR管线141中配置HMR控制阀144。HMR管线141与低温热交换器180的壳侧186流体连通，并经由壳侧186且以与下部烃类产品管束181和下部LMR管束183和HMR管束185中的每一个的热交换设置而与被消耗制冷剂管线150流体连通。
[0085]在上部管束182和184的上方，接近低温热交换器180的顶部，LMR管束184与LMR管线131流体连接。第一 LMR返回管线133在LMR管线131与低温热交换器180的壳侧186之间建立流体连通。将LMR控制阀134配置于第一 LMR返回管线133中。第一 LMR返回管线133经由所述壳侧186且以与上部和下部烃类产品管束182和181中的每一个和LMR管束183和184中的每一个和HMR管束185的热交换设置而与被消耗制冷剂管线150流体连通。
[0086]图2显示了辅助制冷剂的一个可能的来源。LMR管线131分成辅助制冷剂管线132和第一 LMR返回管线133。第二 LMR返回管线138在其上游端经由顶部冷凝器(例如图1的顶部冷凝器35，或如图2所示的一体内部顶部冷凝器235)与辅助冷却剂管线132流体连接，并在下游端所述第二 LMR返回管线138适当地经由第一 HMR管线141最终与被消耗制冷剂管线150连接。
[0087]在图2中围绕氮气汽提塔20的管线与图1所示的管线类似，并不再详细陈述。可提供任选的管线(包括任选的第二进料管线11、任选的外部汽提蒸气供应管线74和任选的蒸气再循环管线87)，但为了清晰而不在图2中再现。
[0088]然而，应注意，图2的实施方案与图1的实施方案的一个差异在于，顶部冷凝器35、顶部分离器33和回流系统以一体内部顶部冷凝器235的形式实施，所述一体内部顶部冷凝器235内部配置于氮气汽提塔20中的顶部空间26内。这种内部顶部冷凝器235本身是本领域已知的。液体再循环管线13设置为与部分液体泄流塔盘27液体连通，所述部分液体泄流塔盘27设置于在精馏部段22的重力上方和内部顶部冷凝器235的重力下方的氮气汽提塔20的内部。部分液体泄流塔盘27与图1的冷凝馏分分流器39的功能等同。
[0089]无论是否为(外部)顶部冷凝器35或内部顶部冷凝器235的形式，冷凝器优选设置为与蒸气旁通管线76和氮气汽提塔20的顶部空间26两者流体连通，由此经过冷凝器的中间蒸气优选含有来自蒸气旁通管线76的非汽提部分和获自氮气汽提塔20的顶部空间26的顶部蒸气。
[0090]用于从包含含氮气和甲烷的液相的低温烃类组合物中去除氮气的装置和方法可如下操作:
[0091]提供包含含氮气和甲烷的液相的低温烃类组合物8，所述低温烃类组合物8优选在2至15绝压巴(bara)的初始压力下且优选在低于_130°C的温度下。
[0092]低温烃类组合物8可获自天然气或石油储集层或煤床。作为一种选择，低温烃类组合物8也可获自另一来源,包括例如合成来源,如Fischer-Tropsch过程。优选地,低温烃类组合物8包含至少50mol %的甲烧,更优选至少80mol %的甲烧。
[0093]在典型的实施方案中，可通过使烃类进料流110经过液化系统100而实现低于_130°C的温度。在这种液化系统100中，包含含烃类的进料蒸气的烃类进料流110可例如在低温热交换器180中与主制冷剂流热交换，由此液化进料流的进料蒸气以提供粗液化产品管线I内的粗液化流。所需的低温烃类组合物8可随后获自粗液化流I。
[0094]主制冷剂流可通过循环主制冷剂回路101中的主制冷剂而产生，由此被消耗的制冷剂150在主制冷剂压缩机160中被压缩，从而由被消耗的制冷剂150形成经压缩的制冷剂120。经由设置于经压缩制冷剂管线120中的一个或多个热交换器，从自主制冷剂压缩机160中排放的经压缩的制冷剂中除热。这产生部分冷凝的经压缩的制冷剂，其在MR分离器128中相分离成轻制冷剂馏分121和重制冷剂馏分122，所述轻制冷剂馏分121由部分冷凝的经压缩的制冷剂的蒸气成分组成，所述重制冷剂馏分122由部分冷凝的经压缩的制冷剂的液体成分组成。
[0095]轻制冷剂馏分121连续经由下部LMR束183和上部LMR束184而经过低温热交换器180，而重制冷剂馏分122经由HMR束185经过低温热交换器180直至过渡点。在经过这些分别的管束时，分别的轻和重制冷剂馏分由在壳侧186中再次蒸发(从而产生被消耗的制冷剂150)的轻和重制冷剂馏分冷却，这完成了循环。同时，烃类进料流110连续经由下部烃类束181和上部烃类束182而经过低温热交换器180，并由相同的蒸发的轻和重制冷剂馏分液化和过冷。
[0096]取决于来源，烃类进料流110可含有除了甲烷和氮气之外的不同量的组分，包括除了水之外的一种或多种非烃类组分(如C02、Hg、H2S和其他硫化合物)；和比甲烷更重的一种或多种烃类(例如特别地乙烷、丙烷和丁烷，以及可能的更少量的戊烷和芳族烃类)。分子量至少为丙烷的分子量的烃类在本文可称为C3+烃类，分子量至少为乙烷的分子量的烃类在本文可称为C2+烃类。
[0097]如果需要，烃类进料流110可已经预处理以降低和/或去除一种或多种不希望的组分，如CO2和H2S,或者已经历其他步骤，如预加压等。这种步骤是本领域技术人员公知的，且它们的机理在本文不进一步讨论。因此，烃类进料流110的组成取决于气体的类型和位置以及所应用的一个或多个预处理而变化。
[0098]粗液化流I可包含在-165 V至-120 V之间的原始温度下和通常15bara至120bara之间的液化压力下的Imol %至5mol %之间的氮气。在许多情况中，原始温度可为-155°C至_140°C之间。在所述更窄的范围内，液化系统100中所需的冷却负荷低于在更低温度下所需的冷却负荷，而在高于15bara的压力下的过冷量足够高以避免减压至I至2bara之间的闪蒸气的过量产生。
[0099]可通过将粗液化流I由液化压力主要减压至初始压力，而由粗液化流I获得低温烃类组合物8。第一氮气汽提器进料流10衍生自低温烃类组合物8，并经由第一入口系统21进料至在汽提压力下的氮气汽提塔20。
[0100]汽提压力通常等于或低于初始压力。在优选实施方案中，汽提压力选择为在2至15绝压巴之间。优选地，汽提压力为至少4bara，因为使用略微更高的汽提压力，则在汽提蒸气管线71中的汽提蒸气可受益于在过程压缩机260中添加至过程流60的一些另外的焓(压缩热的形式)。
[0101]优选地，汽提压力为至多8bara，以有利于氮气汽提塔20中的分离效率。此外，如果汽提压力在4至Sbara之间的范围内，则蒸气馏分管线80中的废气可易于用作所谓的低压燃气流而无需进一步压缩。
[0102]在一个实施例中，粗液化流I的原始温度为_161°C，而液化压力为55bara。主减压可在两个阶段中完成:首先使用膨胀涡轮机6的动态阶段，以将压力从55bara降低至约IObara,接着使用Joule Thomson阀7在静态阶段中进一步减压至7bara的压力。在此情况中，汽提压力假设为6bara。
[0103]顶部蒸汽流30获自氮气汽提塔20的顶部空间26。获自顶部蒸汽流30并包含顶部蒸气30的排放馏分的蒸气馏分80作为废气排放。适当地，将蒸气馏分80的至少燃料部分传递至在不高于汽提压力的燃料气压力下的燃烧装置220。
[0104]从氮气汽提塔20的储液空间26提取经氮气汽提的液体40。经氮气汽提的液体40的温度通常高于第一氮气汽提器进料流10的温度。通常，预期经氮气汽提的液体40的温度高于第一氮气汽提器进料流10的温度，并为_140°C至_80°C之间，优选为-140°C至_120°C之间。
[0105]然后优选使用中间减压器45将经氮气汽提的液体40减压至闪蒸压力，所述闪蒸压力低于汽提压力，并适当地在I至2绝压巴之间的范围内。优选地，闪蒸压力在L O至
1.4bara之间的范围内。在略微更高的闪蒸压力与汽提压力之间的差异下，汽提蒸气管线71中的汽提蒸气可受益于在过程压缩机260中添加至过程流60的一些另外的压缩热。
[0106]中间减压器45可由液面控制器LC控制，所述液面控制器LC设定为:如果氮气汽提塔20的储液空间26中累积的液体水平增加到目标水平以上，则所述液面控制器LC增加通过中间减压器的流量。作为减压的结果，温度通常降低至_160°C以下。由此制得的液体烃类产品流90可通常在开放绝缘的低温储罐中保持在大气压下。
[0107]也产生过程蒸气60。过程蒸气60可包含由经氮气汽提的液体40的减压和/或旁通进料流11的减压(之后在下文进一步讨论)所产生的闪蒸气64。
[0108]第一氮气汽提器进料流10包含低温烃类组合物8的第一部分。其可含有全部低温烃类组合物8，但在实践中，优选的是将低温烃类组合物8分成第一部分10和具有与第一部分10相同的组成和相的第二部分11。所述第二部分优选以旁通进料流的形式从汽提压力侧转向至闪蒸压力侧上的合适的位置。
[0109]可使用旁通流流动控制阀15控制分流比，所述分流比定义为相对于低温烃类组合物管线8中的低温烃类组合物的流量的第二部分的流量。所述旁通流流动控制阀15可通过流动控制器FC控制，以保持第一氮气汽提器进料流10进入氮气汽提塔20中的预定目标流量。如果存在超过目标流量的过剩的流量，则流动控制器FC将增加旁通流流动控制阀15的打开部分，如果相比于目标流量存在流量不足，则流动控制器FC将减小打开部分。
[0110]作为通用的原则，分流比可有利地选择为50%至95%之间。对于低温烃类组合物中更高的氮气含量，通常推荐更低的值，而对于更低的氮气含量，优选更高的值。在一个实施例中，低温烃类组合物8中的氮气含量为3.0mol %，由此所选的分流比为75%。
[0111]在随后将源自初始流分流器9的第二部分进料至经氮气汽提的液体的排放管线40、液体烃类产品管线90和过程蒸气管线60中的至少一者中，并同时绕过氮气汽提塔20之前，也将所述第二部分减压至所述闪蒸压力。适当地，将任选的第二部分传递至任选的端部闪蒸分离器50中。
[0112]过程蒸气60可包含挥发气。挥发气230通常源于将热量添加至液体烃类产品流90，由此液体烃类产品流90的一部分蒸发而形成挥发气。在典型的LNG工厂中，挥发气的产生可超过闪蒸气的流量数倍，特别是在以所谓的装载模式操作工程的过程中，因此，如果存在不足的对发热功率的现场需要以使用包含于挥发气中的全部甲烷，则重要的有利的是不仅再冷凝闪蒸气，还再冷凝挥发气。
[0113]为了促进挥发气传递至过程蒸气流60，优选地，任选的挥发气供应管线230连接低温储管210中的蒸气空间与过程蒸气管线60。为了促进闪蒸气64传递至过程蒸汽流60，并进一步将液体烃类产品流90除氮，优选地，在经氮气汽提的液体减压之后，将经氮气汽提的液体进料至任选的端部闪蒸分离器中，在所述任选的端部闪蒸分离器中，经氮气汽提的液体在闪蒸分离压力下相分离成液体烃类产品流90和闪蒸气64。闪蒸分离压力等于或低于闪蒸压力，并适当地为I至2绝压巴之间的范围内，分离成液体烃类产品流90和闪蒸气64。在一个实施方案中，闪蒸分离压力预期为1.05bara。
[0114]将过程蒸气60压缩至至少汽提压力，由此获得压缩蒸汽流70。汽提蒸气流71获自压缩蒸汽流70，并经由第二入口系统23传递至氮气汽提塔20。所述汽提蒸气可以以与向下渗滤通过汽提部段23的液体接触逆流而向上渗滤通过汽提部段23。
[0115]如果外部汽提蒸气供应管线74与第二入口系统23流体连通设置，则外部汽提蒸气可选择性地经由第二入口系统23进料至氮气汽提塔20。由此可避免氮气汽提塔20的主要破坏，例如在过程压缩机260不起到提供足够量的压缩蒸汽流70的作用的情况中。
[0116]由压缩蒸汽流70获得汽提蒸气流71涉及将压缩蒸汽流70选择性地分流成汽提部分和非汽提部分。非汽提部分包含压缩蒸气的旁通部分，所述旁通部分也可在下文称为蒸气旁通部分。其不含汽提部分。汽提蒸气流71至少含有汽提部分。
[0117]可使用蒸气旁通控制阀77来控制选择性注入。适当地，蒸气旁通控制阀77由压缩蒸气管线70上的压力控制器控制，所述压力控制器设置为响应压缩蒸汽管线70中增加的压力而增加蒸气旁通控制阀77的打开部分。预期允许流动通过蒸气旁通管线76而进入顶部蒸汽流30中的蒸气旁通部分的流量在所谓的装载模式过程中特别高，在所述装载模式时的挥发气的量通常比在所谓的保持模式过程中高得多。优选地，蒸气旁通控制阀77在保持模式下正常操作过程中完全关闭。
[0118]通过将中间蒸气传递通过冷凝器而由中间蒸气形成部分冷凝的中间流。中间蒸气包含压缩蒸气的至少非汽提部分。在优选实施方案中，如图1所示，中间蒸气也含有顶部蒸气30。这可通过将压缩蒸气的非汽提部分选择性地注入顶部蒸汽流30中而实现，由此形成中间蒸气。部分冷凝的中间蒸气的形成适当地涉及使中间蒸气与辅助制冷剂流132间接热交换，并部分冷凝中间蒸气，由此热量以选定冷却负荷从中间蒸气传递至辅助制冷剂流132。所得部分冷凝的中间流包含含过量液体的冷凝馏分和蒸气馏分。蒸气馏分含有来自压缩蒸气的旁通部分，所述旁通部分在整个部分冷凝中保持在蒸气相中。
[0119]冷凝馏分在分离压力下在顶部分离器33中与蒸气馏分分离，所述分离压力可低于汽提压力，并优选在2至15绝压巴之间的范围内。蒸气馏分作为废气经由蒸气馏分排放管线80排放。其含有获自氮气汽提塔20的顶部空间26的顶部蒸气的排放馏分以及至少蒸气旁通部分。冷凝馏分例如经由冷凝馏分排放管线37从顶部分离器33排放至回流系统中。
[0120]以此方式，从将压缩蒸气选择性分流成汽提部分和非汽提部分一直到废气的蒸气馏分中的旁通部分的排放，旁通部分绕过至少一个内部汽提部段24。换言之，在由旁通分流器79至顶部蒸气排放管线30和/或蒸气馏分排放管线80的路径上，旁通部分不经过至少一个内部汽提部段24。由此实现的是，超过在平衡下的氮气汽提塔20的正常操作过程中所消耗的汽提蒸气的量的在压缩蒸汽管线70中的任何压缩蒸气在汽提部段24周围转向，从而不扰动氮气汽提塔20内的汽提平衡。在优选实施方案中，旁通部分不仅绕过汽提部段24，还绕过整个氮气汽提塔20，如图1的实施方案中所示。
[0121]将从顶部分离器33排放的冷凝馏分的至少部分引导至液体再循环管线13中，以形成液体再循环部分。可使用设置于冷凝馏分排放管线37中的流动控制器和/或设置于顶部分离器33上的液面控制器来适当地控制再循环阀14。液体再循环部分含有过量液体的的至少部分。将液体再循环部分的至少部分返回至液体烃类产品流，并同时使所述至少部分保持在液相中。这可通过将液体再循环部分进料至如下的至少一者中而完成:氮气汽提塔20、低温烃类组合物8、第一氮气汽提器进料管线10、任选的旁通进料管线11、经氮气汽提的液体40、任选的端部闪蒸分离器50和液体烃类产品流90。
[0122]因此，冷凝器(其在图1的实施方案中以顶部冷凝器35的形式实施)允许通过将任何这种蒸气含甲烷的流添加至(压缩)过程蒸汽流，从而再冷凝之前形成粗液化产品I (或低温烃类组合物8)的部分的蒸气甲烷。优选地，甲烷冷凝至超过排放蒸气馏分80中的甲烷的目标量的程度。一旦形成过程蒸气60或压缩过程蒸气70的部分，蒸气甲烷可设法与辅助制冷剂132热交换，由此，蒸气甲烷从来自氮气汽提塔20的顶部蒸气30中冷凝出来，并同时允许氮气的大部分与废气一起排放。因此，有可能从低温烃类组合物8中去除足够的氮气，以产生在氮气含量的所需最大指标内的液体烃类产品流90，并同时不在废气中产生比所需更多的热容量。
[0123]废气中的蒸气馏分80通常具有热值。通过调节顶部冷凝器35中的冷却负荷而适当地调节被排放的蒸气馏分80的热值。这可通过冷却负荷控制器34完成。通过调节热量从顶部蒸气传递至辅助制冷剂流的冷却负荷，可调节废气中甲烷的相对量。作为结果，可调节排放蒸气馏分的热值以与发热功率的具体需要匹配。这使得废气适合用作燃料气流，即使在热值的需要可变的情况中。
[0124]当蒸气馏分80作为燃料传递至燃烧装置220，并由燃烧装置220消耗时，可调节热值，以与燃烧装置220的发热功率的实际需要匹配。
[0125]可根据废气作为燃料气的预期用途的适当情况而选择所调节的热值。可根据DIN51857标准确定热值。对于许多应用，所调节的热值可与低热值(LHV ;有时称为净热值)成比例，所述低热值可定义为通过燃烧指定量(最初在25°C下)并使燃烧产物的温度返回至150 °C而释放的热量。这假设不回收反应产物中的水的蒸发潜热。
[0126]然而，为了本公开的上下文中调节热值的目的，无需在绝对值基础上确定被排放的蒸气馏分的实际热值。通常，为了使所递送的发热功率的任何缺乏或过量达到最小，相对于发热功率的实际需要而调节热值即足够。
[0127]在本说明书的上下文中，冷却负荷反映了热量在冷凝器中交换的速率，其可以以功率单位(例如瓦特或兆瓦)表示。冷却负荷与经受与顶部蒸气的热交换的辅助制冷剂的
流量相关。
[0128]优选地，响应因此与所调节的热值相关的信号而自动调节冷却负荷。在其中将蒸气馏分传递至一个或多个甲烷的选择性消耗者(例如图1所示的燃烧装置220)的实施方案中，可响应所需的发热功率而完成控制，由此控制甲烷的部分流量以获得匹配需要的热值。
[0129]适当地，辅助制冷剂流流动控制阀135可通过压力控制器PC控制，以保持辅助制冷剂流132通过顶部冷凝器35的预定目标流量。在蒸气馏分排放管线80中的实际压力因此与所调节的热值相关。当压力下降至预定目标水平以下时(其表示甲烷的消耗速度高于蒸气馏分80的供应速率)，压力控制器PC设定为减小辅助制冷剂流流动控制阀135的打开部分。相反，当压力超过预定目标水平时，压力控制器PC设定为增加辅助制冷剂流流动控制阀135的打开部分。
[0130]预期蒸气懼分80含有50mol %至95mol %之间的氮气，优选70mol %至95mol %之间的氮气或50mol %至90mol %之间的氮气,更优选70mol %至90mol %之间的氮气,还更优选7511101%至95mol %之间的氮气,最优选7511101%至90mol %之间的氮气。预期冷凝懼分37含有少于35mol%的氮气。
[0131]辅助制冷剂132流在标准条件下在低于顶部蒸汽流30的起泡点的温度下在标准条件下优选具有起泡点(IS013443标准:在1.0大气压下15°C )。这有利于再冷凝相对更高量的存在于顶部蒸汽流30中的甲烷，从而进而促进蒸气馏分80中的甲烷含量的可控性。例如，辅助制冷剂可含有5mol%至75mol%之间的氮气。在一个优选实施方案中，辅助制冷剂流由主制冷剂流的滑流形成，更优选地由轻制冷剂馏分的滑流形成。后一情况示于图2中，但也可适用于图1的实施方案。这种滑流可经由低温热交换器180的壳侧186而便利地传递回主制冷剂回路中，其中所述滑流可仍然协助从上部和/或下部束中的流中提取热量。
[0132]在一个实施例中，辅助制冷剂的一个预期组合物含有25mol%至40mol%之间的氮气、3011101%至6011101%之间的甲烧和至多3011101%的C2 (乙烧和/或乙烯)，由此,辅助制冷剂含有至少95%的这些成分和/或氮气和甲烷总共为至少65mol %。如果使用混合制冷剂用于液化烃类流的过冷，则在这些范围内的组合物可易于得自主制冷剂回路。
[0133]也可能使用分开的制冷循环以为了部分冷凝顶部蒸汽流30的目的。然而，使用来自主制冷剂流的滑流具有如下优点:安装的另外的设备的量最小。例如，不需要另外的辅助制冷剂压缩机和辅助制冷剂冷凝器。
[0134]如果氮气汽提塔20配备如上所述的任选的内部精馏部段22，则顶部蒸汽流30优选获自精馏部段22上方的氮气汽提塔20的顶部空间。
[0135]起始于在精馏部段22上方的水平处，使冷凝馏分的至少回流部分36到达在氮气汽提塔20中的精馏部段22。所述回流部分可由此处向下渗滤通过精馏部段22，并与向上上升通过精馏部段22的蒸气接触。在图1的实施方案的情况中，冷凝馏分可经由回流入口系统25传递通过至氮气汽提塔20中。回流部分适当地获自冷凝馏分，并经由任选的回流泵38(和/或其可在重力影响下流动)和回流部分管线36而装入氮气汽提塔20中。在图2的实施方案的情况中，冷凝馏分在氮气汽提塔20的顶部空间内部分离，并因此已在精馏部段22上方可得。
[0136]回流部分可含有全部 冷凝馏分，但任选地，冷凝馏分在任选设置的冷凝馏分分流器39中分成液体再循环部分和回流部分，所述液体再循环部分经由液体再循环管线13排放至例如第一进料流10中，所述回流部分经由回流入口系统25和回流部分管线36排放至氮气汽提塔20中。
[0137]将冷凝馏分分成回流部分36和液体再循环部分13的能力有利于使冷凝馏分的任何过量液体在精馏部段22周围作为液体再循环转向，例如以不干扰精馏部段22的操作。在其中将液体再循环部分再循环至氮气汽提塔20的实施方案中，可通过在精馏部段22重力下方的点处将液体再循环部分进料至氮气汽提塔22中，从而完成绕过内部精馏部段22。
[0138]部分冷凝也可涉及与在其他连续设置的顶部热交换器中的其他流的直接和/或间接热交换。例如，冷回收热交换器85可为一种顶部热交换器，通过所述顶部热交换器，顶部流的部分冷凝还包括与蒸气馏分80间接热交换。
[0139]可适当地通过选择性地打开蒸汽再循环控制阀88而选择性地使用任选的蒸气再循环管线87，以增加保持于液体烃类产品流90中的氮气量。这可通过如下完成:从蒸气馏分中提取蒸气再循环部分，将蒸气再循环部分减压至闪蒸压力，并随后将蒸气再循环部分注入经氮气汽提的液体40中。未传递至蒸气再循环管线87中的蒸气馏分80的剩余部分可形成燃料部分，所述燃料部分可传送至燃烧装置220。
[0140]在一些实施方案中，溶解于液体烃类产品流90中的氮气的目标量为0.5至Imol^之间，优选接近1.0mol^，然而尽可能不超过1.1mol%。蒸气再循环流动控制阀88调节进料返回至例如端部闪蒸分离器50中且同时绕过氮气汽提塔20的蒸气馏分流80的量。因此，可影响液体烃类产品流90中的氮气量。为了进一步有助于满足目标氮气含量，可响应来自任选地设置于液体烃类产品管线90中的质量测量仪QMI的信号而控制蒸气再循环流动控制阀88。
[0141]所提出的方法和装置特别地适于结合烃类液化系统(如天然气液化系统)应用，以从粗液化产品中去除氮气。已发现，即使当粗液化产品或低温烃类组合物含有Imol^(或约Imol% )直至5mol% (或直至约5mol% )的相当高的量的氮气时,所得液体烃类产品可满足0.5至Imol^之间的氮气的指标内的氮气含量。
[0142]氮气的剩余部分作为废气中的蒸气馏分的部分与受控量的甲烷一起排放。
[0143]据建议，当粗液化产品或低温烃类组合物含有1.5m0l% (优选1.Smol %)直至5mol%的氮气时，本文提出的方法和装置最有利。当氮气含量低于约1.8mol%和/或低于约1.5mol%时,现有的可选择的方法也足以起作用。
[0144]对于保持模式(表1)和装载模式(表2)两者，在图1所示的实施方案进行静态模拟。假设低温烃类组合物8包括超过90mol %的氮气与甲烷的混合物(98.204mol % )。在实施例中，氮气(1.654mol% )和甲烷(98.204mol% )的量超过99.8mol %，0.142mol%的余量由二氧化碳(0.005mOl%)组成。二氧化碳经由经氮气汽提的液体40和液体烃类产品流90离开所述过程。在两种情况中，初始蒸气分流器9的分流比均为约75%。
[0145]可以看出，在保持模式和装载模式中，尽管过程蒸气的量具有大的差异，但排放蒸气懼分80中的甲烧的量可保持在约8011101%下并适当地在IOmol1^至2511101%之间的范围内，且同时液体烃类产品流90中的氮气含量保持在接近1.0mol^且不超过1.1mol^的目标内。
[0146]在保持模式中，将约2.0kg/s的由约17mol%的氮气和83mol%的甲烷组成的挥发气经由挥发气供应 管线230添 加至过程，而在装载模式中所述挥发气为约4.4kg/s。
[0147]在保持模式中，不将蒸气引导通过蒸气旁通管线76，而在装载模式中，将压缩蒸气70中的30%引导通过蒸气旁通管线76，以容纳由另外的挥发气流入而带来的另外的蒸气。在装载模式中，液体再循环13也由冷凝馏分排放管线37中的冷凝馏分的约8%增加至所述冷凝馏分的约41%。另外的冷凝馏分的流动由另外的再冷凝甲烷所导致。
【权利要求】
1.从低温烃类组合物中去除氮气的方法，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相，所述方法包括: -提供包含含氮气和甲烷的液相的低温烃类组合物； -将在汽提压力下的第一氮气汽提器进料流进料至氮气汽提塔，所述氮气汽提塔包括设置于氮气汽提塔内的至少一个内部汽提部段，所述第一氮气汽提器进料流包含低温烃类组合物的第一部分； -从所述汽提部段下方的氮气汽提塔的储液空间提取经氮气汽提的液体； -由所述经氮气汽提的液体制备至少液体烃类产品流和过程蒸气，至少包括将所述经氮气汽提的液体减压至闪蒸压力的步骤； -将所述过程蒸气压缩至至少汽提压力，由此获得压缩蒸气； -将所述压缩蒸气选择性地分成汽提部分和不包含汽提部分的非汽提部分，所述非汽提部分包含所述压缩蒸气的旁通部分； -将汽提蒸气流传递至在所述汽提部段重力下方的水平处的氮气汽提塔中，所述汽提蒸气流至少包含所述压缩蒸气的汽提部分； -将中间蒸气传递通过冷凝器，从而使所述中间蒸气与辅助制冷剂流间接热交换，并部分冷凝所述中间蒸气，其中所述中间蒸气至少包含所述压缩蒸气的非汽提部分，且其中所述热交换包括将热量以一定冷却负荷从所述中间蒸气传递至辅助制冷剂流，由此过量液体由所述中间蒸气形成，且由此来自所述压缩蒸气的至少所述旁通部分保持在气相中； -排出作为废气的蒸气馏分，所述蒸气馏分包含获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气的排出馏分，并至少包含所述旁通部分；以及 -将液体再循环部分的至少部分返回至所述液体烃类产品流，其中所述液体再循环部分包含所述过量液体的至少部分； 其中从所述选择性分离至所述废气的蒸气馏分中的旁通部分的排出，所述旁通部分绕过至少一个内部汽提部段。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述的中间蒸气的部分冷凝产生包含冷凝馏分和所述蒸气馏分的部分冷凝的中间流，其中所述蒸气馏分包含所述旁通部分，且其中所述冷凝懼分包含所述过量液体，所述方法还包括: -将所述压缩蒸气的非汽提部分选择性注入获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气中，由此形成所述中间蒸气；以及 -在所述蒸气馏分作为废气排出之前，在分离压力下从所述蒸气馏分中分离所述冷凝馏分。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中在所述废气中的蒸气馏分具有热值，所述方法还包括: -调节所述冷却负荷以调节所排放的蒸气馏分的热值。
4.根据权利要求2或3所述的方法，其中所述氮气汽提塔还包括至少一个内部精馏部段，所述至少一个内部精馏部段重力高于所述氮气汽提塔内的所述汽提部段而设置于所述氮气汽提塔内，所 述方法还包括: -使所述冷凝馏分的至少回流部分从所述精馏部段上方的水平处进入所述氮气汽提塔中的精馏部段。
5.根据权利要求4所述的方法，其还包括: -将所述冷凝馏分分成所述回流部分和所述液体再循环部分，由此所述液体再循环部分不包含所述回流部分；且其中所述的使所述液体再循环部分的至少部分返回至所述液体烃类产品流包括: -使所述液体再循环部分在所述精馏部段周围转向。
6.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在所述选择性分流之后，所述汽提部分具有与所述非汽提部分相同的组成和相。
7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述汽提压力在2至15绝压巴之间的范围内和/或其中所述闪蒸压力为I至2绝压巴之间。
8.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其还包括将所述蒸气馏分的至少燃料部分传递至在不高于汽提压力的燃料气压力下的燃烧装置。
9.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述过程蒸气包括通过将热量添加至所述液体烃类产品流而获得的挥发气，由此液体烃类产品流的一部分蒸发而形成所述挥发气。
10.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在所述的将所述经氮气汽提的液体减压至所述闪蒸压力的过程中产生闪蒸气，且其中所述过程蒸气包含所述闪蒸气。
11.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述的提供所述低温烃类组合物包括: -使包含含烃类的进料蒸气的进料流在低温热交换器中与主制冷剂流热交换，由此液化所述进料流的进料蒸气以提供粗液化流；以及 -由所述粗液化流获得所述低温烃类组合物。
12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其还包括: -从所述蒸气馏分提取蒸气再循环部分； -将所述蒸气再循环部分减压至闪蒸压力； -将所述蒸气再循环部分注入如下的至少一者中:经氮气汽提的液体、液体烃类产品流和过程蒸气。
13.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述辅助制冷剂流含有5m0l%至75mol%之间的氮气。
14.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述蒸气馏分包含50mOl%至9511101%之间的氮气。
15.一种用于从低温烃类组合物中去除氮气的方法，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相，所述装置包括: -连接至低温烃类组合物的来源的低温进料管线，所述低温烃类组合物包含含氮气和甲烷的液相； -与所述低温进料管线流体连通的氮气汽提塔，所述氮气汽提塔包括设置于氮气汽提塔内的至少一个内部汽提部段和在所述汽提部段重力下方限定的储液空间； -包括中间减压器的经氮气汽提的液体的排放管线，所述经氮气汽提的液体的排放管线与所述氮气汽提塔的储液空间流体连通，并设置用以从所述储液空间接收经氮气汽提的液体并将经氮气汽提的液体减压，所述中间减压器位于包括氮气汽提塔的汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的界面上； -与所述中间减压器连通的设置于闪蒸压力侧上的液体烃类产品管线，以排出由所述经氮气汽提的液体产生的液体烃类产品流； -与所述中间减压器连通的设置于闪蒸压力侧上的过程蒸气管线，以接收由所述经氮气汽提的液体产生的过程蒸气； -设置于所述过程蒸气管线中的过程压缩机，其设置用以接收所述过程蒸气并压缩所述过程蒸气，以在所述过程压缩机的过程压缩机排放口处提供压缩蒸气，所述过程压缩机在汽提压力侧与闪蒸压力侧之间的所述界面上； -旁通分流器，由此其上游侧与所述过程压缩机的排放口流体连通以接收压缩蒸气，所述旁通分流器的第一排放侧经由汽提蒸气管线和第二入口系统而与所述氮气汽提塔流体连通，所述第二入口系统设置于所述汽提部段的重力下方的水平处，并设置用以接收来自所述过程压缩机的所述压缩蒸气的至少汽提部分，所述旁通分流器的第二排放侧与含有所述压缩蒸气的非汽提部分的蒸气旁通管线流体连通； -与所述蒸气旁通管线流体连通设置的冷凝器以带来至少包含来自所述蒸气旁通管线的非汽提部分的中间蒸气，所述冷凝器包括热交换表面，所述热交换表面提供所述中间蒸气与辅助制冷剂流之间的间接热交换接触； -与所述冷凝器和所述氮气汽提塔的顶部空间连通的排放管线，其设置用以排放作为废气的蒸气馏分，所述蒸气馏分包含获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气和包含非冷凝蒸气的旁通部分，所述非冷凝蒸气来自已通过所述冷凝器的中间蒸气；以及 -液体再循环管线，所述液体再循环管线在其上游侧与所述冷凝器流体连通，且在其下游侧与所述液体烃类产品管线液体连通； 其中旁通路径在所述旁通分流器与所述排放管线之间延伸，其中所述旁通路径绕过所述至少一个内部汽提部段，且其中所述蒸气旁通管线沿着所述旁通路径延伸。
16.根据权利要求15所述的装置，其中所述冷凝器也与所述氮气汽提塔的顶部空间流体连通设置，由此所述中间蒸气包含来自所述蒸气旁通管线的非汽提部分和获自所述氮气汽提塔的顶部空间的顶部蒸气。
17.根据权利要求16所述的装置，其中所述氮气汽提塔还包括至少一个内部精馏部段，所述至少一个内部精馏部段重力高于所述氮气汽提塔内的所述汽提部段而设置于所述氮气汽提塔内，所述装置还包括回流系统和冷凝馏分分流器，所述回流系统设置用以使来自冷凝器的冷凝馏分的至少回流部分从所述精馏部段上方的水平处进入所述氮气汽提塔中的精馏部段，所述冷凝馏分分流器设置用以接收来自冷凝器的冷凝馏分，其中所述液体再循环管线经由所述冷凝馏分分流器与冷凝器流体连通，并经由绕过所述精馏部段的再循环路径与所述液体烃类产品管线液体连通。
【文档编号】F25J1/02GK103988035SQ201280061161
【公开日】2014年8月13日 申请日期:2012年12月10日 优先权日:2011年12月12日
【发明者】A·M·C·R·桑托斯 申请人:国际壳牌研究有限公司