用于分离较宽变化的甲烷和氮的系统和方法与流程

本发明涉及从天然气流股中的甲烷和其他组分中分离氮的系统和方法。本发明还涉及用于将天然气液体(naturalgasliquid)(ngl)提取与除氮结合的系统和方法。本发明还涉及用于从氮气排放流股(nitrogenventstream)中除去过量的烃并可选地回收氦气的系统和方法。本发明的所述系统和方法特别适用于取决于所述进料流股中氮的浓度，回收和处理通常超过50mmscfd至最高达300mmscfd的进料流股。

背景技术：

氮污染是从地下储层生产天然气中经常遇到的问题。所述氮气可能是天然存在的，或可能注入储层作为增强回收操作的一部分。运输管道通常不接受含有超过4摩尔百分比的惰性气体如氮气的天然气。因此，所述天然气进料流股通常要进行加工处理以除去这种惰性气体，才能进行所述经过处理的天然气的销售和运输。

从天然气中去除氮气的一种方法是通过脱氮装置(nitrogenrejectionunit)或nru加工处理含有氮气和甲烷的流股。所述nru可以如美国专利号4,451,275和4,609,390中的描述由两个低温分馏塔(cryogenicfractionatingcolumn)组成。这些双塔系统具有在氮气排放流股(nitrogenventstream)中获得高氮气纯度的优点，但需要更高的资本支出用于包括所述第二塔在内的附加工厂设备，并且可能需要用于所述获得的甲烷流股的制冷马力和压缩马力的更高运行支出。

所述nru也可以由单一的分馏塔组成，如美国专利no.5,141,544、5,257,505和5,375,422中所述。这些单塔系统具有减少设备资本支出的优点，包括消除了所述第二塔，并减少了操作支出，因为不需要外部制冷设备。除了资本和运营支出之外，许多以前的nru系统具有与加工处理含有高浓度二氧化碳的nru进料流股相关的限制。脱氮过程(nitrogenrejectionprocess)涉及低温，这可能导致二氧化碳在所述过程的某些节点中冷冻，导致过程流动(processflow)阻塞和过程中断。通常通过常规方法将二氧化碳从所述nru进料流股中去除至最大约35份每百万份(ppm)的二氧化碳，才能避免这些问题。

另一个实例可以查阅英国专利申请gb2,208,699。所述'699申请通过与所述第二塔中的底部液体交叉热交换(cross-exchange)而冷却所述进料流股，以在进料所述第一塔的所述塔顶之前为部分所述第二塔提供再沸器工作负荷(duty)，从而有效地向所述第一塔提供回流。所述'699申请也通过与所述第二塔中的底部液体交叉热交换冷却来自所述第一塔的所述塔顶馏出物流股而为所述第二塔提供部分再沸器工作负荷，以连接所述第一塔和所述第二塔。这个概念通常被称为“热泵(heatpump)”构造设计(configuration)。由于根据定义，两种不同应用的热需求或工作负荷是匹配的，则每种工作负荷要求的变化是受限的。这种限制转化为(translate)设计点(designpoint)任一侧上的可容许进入这种形式的nru约6％～12％范围的入口氮气的受限范围。如果所述进入的氮含量超出所述设计范围，则其中一个所述连接的热交换器具有的热的数量不足，而另一个连接的热交换器缺少所需的工作负荷要求。所述结果则是，所述销售气体流股中剩余的氮气的量太高而不能满足规格要求或连同所述脱除的氮气(rejectednitrogen)排放到大气中的甲烷的量高于所期望的量，导致过量的温室气体排放。此外，正如所述′699专利所述，所述第一塔的进料温度太低会降低所述系统的所述二氧化碳耐受性，以至于在加工处理之前必须除去二氧化碳。所述第二塔进料太热会增加所述第二塔中回流所需的工作负荷。此外，通过将所述第一塔流股连接到所述第二塔的再沸器工作负荷，并由于所述'699专利的所述系统不能耐受所述进料流股中氮含量的较宽变化，则所述'699专利对于升高的氮水平将具有更高的功率要求。与许多现有技术系统一样，所述'699专利也通过使用开放式热泵循环将所述第二塔冷凝器和再沸器的工作负荷连接起来，其中一部分所述底部液体流股用于向多个中间冷凝器和所述第二塔内的塔顶馏出物(overhead)冷凝器提供所述回流负荷。连接这些工作负荷降低了所述塔的成本，但在处理比原始系统设计更高氮浓度中也大大降低了灵活性。

技术实现要素：

本文公开的所述系统和方法有利于经济有效地从甲烷中除去氮。所述系统和方法特别适用于超过50mmscfd的进料气体流速，并且能够处理进料气体流速最高达约300mmscfd，这取决于所述进料流股中氮的浓度。所述系统和方法对于典型氮水平5％～50％还能够处理含有最高达约100ppm的二氧化碳浓度的进料气体。

根据本发明的一个优选实施方式，公开了一种用于通过两个分馏塔处理主要包含氮气和甲烷的进料气体流股而生产适合输送管道销售的处理的天然气流股的系统和方法。所述第一个塔节点设计成从氮气中去除甲烷和较重的烃组分，而同时所述第二个塔节点设计成从剩余的甲烷中去除氮气。来自第一塔节点的所述塔顶馏出物流股进料至所述第二塔节点。作为所述第一塔节点塔顶馏出物流股的所述nru进料气体未被冷却至-200～-245℉的传统目标温度。来自所述第一和第二分馏塔的塔底流股在进一步处理之后处于变化的压力下并分别进料于一系列压缩机以获得具有足够压力进行销售的处理的气体产物流股，通常至少为615psia(磅/平方英寸(绝对压强))。所述分馏塔的所述进料中的较高温度使得大部分所述甲烷从所述nru进料流股中分离出来，而同时与传统的nru方法相比，所述工艺方法所需的整体压缩降低最高达40％。另外，所述第一塔流股不与所述第二塔的再沸器工作负荷连接(tie)，这允许更好地控制进入所述第一塔的进料流股和进入所述第二塔(第一塔顶馏出物流股)的进料流股的温度。这允许本发明的所述系统和方法在比现有技术系统更高的温度下进料所述第一塔，这提高了所述进料流股中的co2耐受性。通过与较冷的过程流股交叉热交换，而不是受限于其中所述第一塔塔顶馏出物流股提供部分第二塔再沸器工作负荷的现有技术系统中所述第二塔底部的所述液体的温度，这就容许所述第二塔的进料更冷。具有较冷的第二塔进料会降低所述第二塔中的回流工作负荷。

根据本发明的另一实施方式，公开了一种用于整合到所述第一塔节点下游的双塔nru过程中的ngl提取的系统和方法。在传统的氮气分离系统中，在含氮量超过5％的流股中由于氮气具有汽提效应(strippingeffect)，会吸收乙烷和较重的组分，则更难以分离ngl组分。根据本发明的这个实施方式，从所述第一塔中的氮中除去大部分甲烷和较重组分，使含有少于4％氮的塔底流股经过进一步处理而提取ngl。另外，已知为“重”烃的输入烃在该本体去除(bulkremoval)步骤中被浓缩，而使该流股理想地适合于如同可能需要满足下游天然气管道规格的这些组分的有效去除。

根据另一个优选的实施方式，用于第一塔氮浓缩器的再沸器处于所述第一塔的外部，并且一部分所述系统进料流股通过与所述再沸器中的所述第一塔底流股进行热交换而被冷却。外部再沸器容许灵活进入所述第一塔中的进料平台位置(feedstagelocation)(更高的塔板或更低的塔板)。根据另一个优选的实施方式，所述第二塔冷凝器和第二塔再沸器的工作负荷是彼此独立的，而并不相连接，这就增加了所述系统在各种各样的进口氮浓度下的操作范围，如果这些工作负荷是相连接的，这将不可能的。根据另一个优选的实施方式，提供第三塔是为了在排放之前从氮气排放流股中除去过量的甲烷而符合所述排放流股中的超低甲烷含量。根据另一个优选实施方式，所述第三塔也可以用来回收氦气。

本文中公开的所述系统和方法具有的多个优点，是本领域普通技术人员以前无法使用现有技术实现的。这些优点包括，例如，能够加工处理从约50mmscfd至最高达约300mmscfd的较高流速nru进料流股，包含最高达100ppm二氧化碳的nru进料流股，整体压缩要求的降低以及ngl提取的整合。尽管本发明的系统和方法具有与额外设备相关的较高资金成本的缺点，但与现有的单塔nru工艺方法相比，这样的成本足以被诸如来自所述降低的压缩需求的运行支出的节约和有效生产合适的处理的天然气流股和有价值的ngl流股的能力所抵消。

本领域普通技术人员在阅读本公开后将认识到，本文所用的称为氮气和甲烷的分离是指对nru进料气体进行加工处理而产生含有大量具体所需组分的各种多组分产物流股，但是并非任何具体组分的纯流股。这些产品流股之一是氮气排放流股，其主要由氮组成，但可能具有少量的其他组分，例如，甲烷和乙烷。另一种产物流股是处理的气体流股，其主要由甲烷组成，但可能具有少量的其它组分，例如，氮气，乙烷和丙烷。根据本发明的一个实施方式，第三可选的产物流股是ngl产物流股，其主要由乙烷、丙烷和丁烷组成，但也可能含有一定量的其它组分，例如，己烷和戊烷。

本领域的普通技术人员在阅读本公开内容后也将认识到，用于去除存在于所述nru进料流股中的二氧化碳、水蒸气以及可能的其他组分或污染物的附加处理部分(section)也能够包括于本发明的所述系统和方法中，这取决于诸如例如产物流股的来源和预期处置以及所述nru进料流股中存在的这种其它气体、杂质或污染物的含量等因素。

附图说明

结合以下附图进一步描述和解释本发明的所述系统和方法，其中：

图1是图示说明用于分离氮气和甲烷的系统和方法的一个优选实施方式的主要处理阶段(processingstage)的简化工艺流程图；

图1a是图示说明图1的简化工艺流程图的甲烷和重质烃分离部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图1b是图示说明图1的简化工艺流程图的从甲烷部分中分离氮气的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图1c是图示说明图1的简化工艺流程图的压缩部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图2是图示说明包括ngl提取的用于分离氮气和甲烷的系统和方法的另一优选实施方式的主要处理阶段的简化工艺流程图；

图2a是图示说明图2的简化工艺流程图的甲烷和重质烃分离部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图2b是图示说明图2的简化工艺流程图的从甲烷部分中分离氮的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图2c是图示说明图2的简化工艺流程图的压缩部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图2d是图示说明图2的简化工艺流程图的ngl提取部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图3是图示说明包括氮气排放纯化或氦气提取的用于分离氮气和甲烷的系统和方法的另一优选实施方式的主要处理阶段的简化工艺流程图；

图3a是图示说明图3的简化工艺流程图的甲烷和重质烃分离部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图3b是图示说明图3的简化工艺流程图的从甲烷部分中分离氮的优选实施方式的更详细的工艺流程图；

图3c是图示说明图3的简化工艺流程图的压缩部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图；和

图3d是图示说明图3的简化工艺流程图的排放纯化或氦气提取部分的优选实施方式的更详细的工艺流程图。

具体实施方式

参照图1和图1a-图1c，描绘了根据本发明的一个优选实施方式的用于从甲烷中分离氮的系统10。系统10包括用于加工处理nru进料气体流股101而产生氮气排放流股155和处理的气体流股185的处理阶段103、104和105。所述处理阶段103包括第一分馏塔，来自其的所述塔顶馏出物流股121用作包括第二分馏塔的处理阶段104的进料。来自处理阶段104的所述塔顶馏出物流股是氮气排放流股155。来自处理阶段103和104的塔底流股进料处理阶段105中的一系列压缩机而产生适合销售的足够压力和甲烷组成的处理的气体185。

在存在的情况下，对于本发明的目的通常优选在分离氮气和甲烷之前，当存在合理地可能性时，尽可能多地从所述nru进料气体101或201中除去所述水蒸汽和其他污染物。在分离氮气和甲烷之前除去过量的二氧化碳也是合乎需要的；然而，所述方法和系统能够处理包含最高达约100ppm二氧化碳的nru进料流股，而不会遇到与现有系统和方法相关的冻结(freeze-out)问题。去除水蒸气、二氧化碳和其他污染物的方法通常是本领域普通技术人员所知，在此不再描述。

系统10的处理阶段103、104和105的优选实施方式更详细地描述于图1a-图1c中。参考图1a，在115℉和865psia下将含有约25％氮气和70％甲烷的250mmscfdnru进料流股101通过优选包括板翅式热交换器(plate-finheatexchanger)的第一热交换器节点1000。所述进料流股从所述热交换器出来(emerge)并作为流股102进入已经被冷却至-75℉的分离节点1001(在这个实施例中是分流器(splitter))。这个冷却是与其他工艺流股107、110、116和117进行热交换的结果，如下所述。然后，将经冷却的所述流股102分成两个独立的流股107和106。流股107再次进入所述节点1000，在其中进一步冷却至约-185℉。再次通过与流股110、116和117交叉交换而完成冷却。这种冷却的进料流股通过膨胀阀并稍微冷却，并且在作为所述第一分馏塔节点1002的进料流股109进入之前具有约315psia(至550psia)的压力降低。流股109在约-185℉下操作，并且优选进料至所述塔塔顶的塔板1上的塔节点1002中。塔节点1002在塔顶的约-156℉至塔底的-116℉和565psia下操作，它处于比传统的双塔nru系统中的目标值更高的温度和压力下。

来自所述第一分馏塔节点1002底部的流股111优选引导至从离开所述分离节点1001作为流股106的所述第二流股接收热量的第二热交换节点1004(q-2，参见下面的表3)。第二热交换器节点1004优选是用作第一分馏塔节点1002的再沸器的外部管壳式热交换器。流股111处于约-123℉和570psia下，并且包含约2％的氮气和90％的甲烷。塔底流股111进入第二热交换节点1004以产生蒸汽流112(部分蒸发)和节点1004内部的液体流股113。在约-116℉下的部分蒸发的流股112作为从通过所述塔向下流动的所述烃中汽提氮气的所述上升汽提蒸气而返回到所述第一分馏塔节点1002中。所述液体流股113被分成两股流股114和116。所述第一液体分流流股(firstliquidsplitstream)是流股114。在本文中描述的具体实例和操作条件的参数下，这个分流器被设置成使60％的所述液体流股113引导至流股114。流股114在进入第一热交换器节点1000之前由可选的lng泵(q-1)从约570psia的压力泵到约1065psia(流股117)。该泵的益处是使节点1011中所需的整体压缩马力最小化。流股117进入所述热交换节点1000，并作为流股122在近110℉的温度和约1060psia的压力下离开。所述第二液体分流流股(secondliquidsplitstream)送到减压控制阀，并作为流股116排出，其中它引导到所述第一热交换器节点1000，并在近75℉的温度和120psia的压力下作为流股120离开。这种设计配置的一个主要益处在于流股120中的所有再汽化产物都能够在没有典型销售气体压缩的情况下被直接引导至销售气体管线(参见图1c)。所述结果与其他典型工艺方法相比在整体压缩需求上大幅降低。

流股119是流股106的延续，并在约-118℉的降低的温度下离开所述第二热交换器节点1004。在此，它会膨胀横过(across)另一个jt阀并以温度约-127℉和在所述塔中比进料流股109更低的策略点处进入分馏塔节点1002。在所述第一分馏塔节点1002外部具有第二热交换器节点1004会对进料流股119的进料阶段位置(feedstagelocation)(更高的塔板或更低的塔板)提供更大的灵活性。最优选流股119进料到第一分馏塔节点1002标称(nominally)塔板5而不是如所述再沸器处于所述塔内部的现有技术的系统和方法典型作法那样围绕底部塔板。这个进料位置基于所述第一分馏塔节点进料流股109和119之间典型地为约60℉的温差。在本文的模拟实施例中，所述差值约为60℉。如果所述差值较小，约5～10℉，则流股119将在塔板3附近进料到塔节点1002中。所述温差越高，在越低的塔板处的进料流股119的益处越大。另外，当所述系统进料流股101中的氮浓度增加时，流股119的所述进料位置通常进料至更低的塔板。来自较暖的流股119进料的所述蒸气充当塔节点1002内的加热介质，在所述塔内提供二次再沸腾(secondaryreboil)。至少部分通过降低进料到处理阶段104的气体量，这个二次再沸腾会提高系统10的整体效率约10％，这最终会降低处理阶段105的压缩功率要求。与将所述进料流股分成第一分馏塔节点1002的两个流股以及将这些流股之一通过所述第二热交换节点1004中的外部再沸器以使其(作为物料119)进入比其他第一塔进料(流股109)温度更高的塔相关的所述改进的效率，在只有单一进料进入具有内部再沸器的所述第一级分馏塔(firststagefractionationcolumn)的典型现有技术系统中并未发现。

在这个实施例中，所述nru进料流股101不含二氧化碳。然而，系统10能够处理含有最高达100ppm二氧化碳的nru进料流股。二氧化碳的物理分离特性类似于乙烷和丙烷的平均值。利用这些参数，所述二氧化碳将在所述第一分馏塔节点1002中与甲烷、乙烷、丙烷和其它烃一起被分离成所述塔底流股。所述第一分馏塔节点1000的所述塔底流股111(和随后的工艺流股)并不进料所述第二分馏塔节点1006，因此所述含二氧化碳的流股并不进入所述工艺过程的低温段(cryogenicsection)(处理阶段104)。这就消除了现有系统的冻结问题，并将根据本发明的系统10的二氧化碳耐受性从现有系统中的约10ppm提高到100ppm。

在-156℉下含有约38％的氮和60％的甲烷的塔顶馏出物流股110离开所述第一分馏塔节点1002。在根据本发明的所述第一分馏塔节点1002中不需要使用回流流股，并且塔顶馏出物流股110优选在进入第三热交换节点1005(作为流股121)之前不通过交换节点1000进行冷凝。节点1002中的所述分馏塔的操作参数允许不使用回流而充分分离氮气和甲烷；然而，如果需要，回流流股和相关设备能够与系统10的所述第一塔一起使用。塔顶馏出物流股110加热到约110℉，并在通过图1b所示的所述第三热交换节点1005之前作为流股121离开节点1000。流股121然后穿过优选包括板翅和至少一个管壳式热交换器的第三热交换节点1005，并在约-210℉离开，在此处将其分成重新回到所述第三热交换器节点1005的流股123和进入所述第四热交换器节点1007的流股124的两股流股。这些流股中的所述第一流股再循环返回通过第三热交换节点1005，并随后进入jt阀(节点1010)将所述压力降低到近350psia，温度为约-211℉之后作为流股127进料第二分馏塔节点1006。这个冷却是与其它工艺流股142、143、136和149进行热交换的结果。所述初级jt阀(primaryjtvalve)能够通过众所周知的焦耳-汤姆逊效应进行冷却，但是在启动后(post-startup)的稳态操作中，所述阀门会提供不太实际的热冷却，但确实会对在-211℉和350psia下进料所述第二分馏塔节点1006的流股127提供必要的压力降低。这些流股中的所述第二流股，流股124，会流过作为所述第二分馏塔节点1006的外部再沸器的第四热交换节点1007，作为流股135出现，其也进料所述第二分馏塔节点1006。所述第四热交换节点1007优选由壳管式热交换器构成，充当塔节点1006的再沸器。塔节点1006的所述再沸器节点1007安装于所述塔的外部，并具有常规设计。这种设计的一个优点是，该热交换器的位置不仅为所述塔节点1006“再沸器”提供必要的热量或能量，而且还降低了节点1005中的板翅式交换器上的温差。

通过将所述第一塔塔顶馏出物流股121通过所述第三热交换器节点1005，并随后在向所述第二塔节点1006进料之前将所述进料流股分成流股124和127，系统10相比于现有技术的系统能够实现塔节点1006的所述主进料(流股127)更加低的温度。随后利用流股124为所述第二塔节点1006塔底再沸器(第四热交换器节点1007)提供热源。来自节点1007的所述流出的热介质流股(流股135)随后进入塔节点1006。该流股比所述相对的塔进料流股127固有地更暖。流股127通常在-211℉的温度下操作，而流股135通常在温度-182℉下操作。这种温度差异允许通过策略性地将这两个流股的入口分隔开而优化所述塔节点1006的操作。流股127将在比流股135更高的进料点进入所述塔内。现有技术的系统在进料所述第二塔之前利用所述第一塔塔顶馏出物流股向所述第二塔提供再沸器工作负荷，这就限制了向所述第二塔进料之前将所述第一塔顶馏出物流股冷却至所述第二塔底部的所述液体的温度。具有根据本发明优选实施方式的更冷第二塔进料流股127会降低所述第二塔的回流工作负荷，这就提高了效率并降低了总马力要求。

流股131作为温度接近-168℉，压力274psia的液体离开所述第二塔节点1006底部。流股131随后进入第四热交换器节点1007(从离开所述第三热交换节点1005的流股124接收热量(q-4)的外部再沸器)，它在此处被加热并部分分成流股132。流股132作为部分蒸气和部分液体流股重新进入所述塔节点1006。流股132具有-166℉的温度和274psia的压力。流股131的剩余部分离开第四热交换器节点1007，并分成作为来自塔节点1006的底部液体流股的流股142、143和144。流股142、143和144与进入第五热交换节点1008的流股144和进入第三热交换节点1005的流股142和143一起从第四热交换器节点1007离开。

第五热交换节点1008包括一个壳管型热交换器。所述热交换器位于所述第二分馏塔节点1006的内部，作为内部降膜式热交换器(internalfallingfilmtypeexchanger)(安装于所述塔节点1006内部且在工业上被称为垂直管，降膜式交换器或如美国专利申请出版物2007/0180855中公开的类型的内部“防逆流(knockback)”冷凝器”的内部回流冷凝器，该专利申请结合于本文中作为参考)。节点1009是用于将所述制冷剂进料流股过冷至所述内部回流冷凝器中的外部常规壳管式交换器。内部流股128，含有在约-246℉下的约95％的氮气和5％的甲烷，进料所述第二分馏塔节点10066中的所述内部回流冷凝器(热交换节点1008的部件)。所述液体流股129离开所述热交换节点1008从而向所述第二分馏塔节点1006提供回流。

由所述第二分馏塔节点1006的底部产生的所述液体流出并分成流股142、143和144。流股144从所述第二分馏塔节点1006通过并进入第五热交换器节点1008的所述过冷却器(subcooler，再冷却器)部分。在此所述流股从约-166℉冷却到-245℉。从热交换节点1008的所述过冷却器部分，所述流股进料另一jt阀(次级jt(secondaryjt))，在此处由于所述jt效应，所述温度再次下降到接近-255℉。该流股是热交换器节点1008的内部回流冷凝器中使用的所述制冷剂。所述制冷剂流股作为流股148离开所述第五热交换器节点1008，并以接近-254.8℉的温度进入所述第七热交换器节点1009，其中它被加热到-190℉。流股149进入所述第三热交换节点1005并作为流股150加热至100℉离开。

流股143的压力和温度稍低于流股142，并接近-189℉，压力为165psia，而流股142的温度为-201℉，压力为115psia。允许一部分所述塔底部液体作为此减压和温度的流股离开的益处在于优化节点1005中的所述整个系统热交换。通过优化节点1005中的所述热交换，进入典型销售气体管道所需的压缩量再次降低。流股143进入所述热交换节点1005并作为约100℉的流股151离开。流股142进入所述热交换节点1005并作为约100℉的流股152离开。

第二分馏塔节点1006塔顶馏出物蒸气流股作为温度-250℉和压力275psia的流股136离开热交换器节点1008，并穿过背压控制阀(backpressurecontrolvalve)，在所述背压控制阀处压力降低至接近大气压。然后，该流股进入所述第10热交换器节点1010从而从-250℉加热至约-185℉，作为流股137离开之后进入第三热交换器节点1005。流股137在节点1005中加热至100℉并作为氮气排出流股155离开。排出流股155含有在温度约100℉和压力265psia下的约98％的氮气、2.0％的甲烷和痕量乙烷。排出流股155可再循环用于提供增强的油气回收工作(oilandgasrecoveryeffort)，因为它是超干燥的且含有98％～99％的氮。如果需要，该流股也适合于液化。

在处理步骤103和104中会产生多个富含甲烷的流股。来自处理阶段103的这些流股是120和122。如上所述，流股120和122基本上是来自第一分馏塔节点1002的塔底流股，并含有约1％的氮气、86％的甲烷和8％的乙烷。流股120仅处于约120psia的压力下，因此有必要在处理阶段105中压缩流股120，以便将该流股的压力增加到经过处理的销售气体的合适水平。流股122是从节点1000离开的压力约1060psia的高压富甲烷流股。这就没有必要进一步压缩该流股。来自处理阶段104的所述富含甲烷的流股是流股150、151和152，其基本上是来自所述第二分馏塔节点1006的塔底流股。流股150、151和152各自具有不同的压力，从所述低压流股150(15psia)升高至高压流股152(271psia)。参考图1c，流股120、150、151和152全部进料至压缩机节点1011中，在此处它们通过压缩阶段。作为最低压力流股，流股150首先进入节点1011，作为压力和温度适于管道运输的流股167出现。在节点1011的阶段间内，引入附加的侧流股120、151和152，并与上游流股组合，如图1c所示，在此情况下阶段间压力是理想的。已经处于约1060psia的流股122与压缩机节点1011下游的流股167组合从而形成最终产物销售流股185。压缩将由本领域普通技术人员进一步理解。

本发明可以令人满意地操作的可接受入口组成列于下表1中：

表1

入口流股组成

结合与图1、图1a、图1b和图1c相关的本发明的所述系统和方法的讨论所提及的各个流动流股的流量、温度和压力都基于具有包含25％氮气和70％甲烷和25ppm二氧化碳的250mmscfd的进料气体流量的系统10的计算机模拟，如下表2中所示。结合与图1a，图1b和图1c相关的本发明的所述系统和方法的讨论所提及的能量流股的所述值，如下表3中所示。正如本领域普通技术人员将会理解的是，所述温度、压力、流量和组成都将根据所述进料流股的性质和其他操作参数而变化。

表2

流动流股特性-最小再压缩情况

表3

能量流股报告—最小再压缩情况

本领域普通技术人员将会理解的是，这些值都基于上述实施例中的所述进料流股的所述具体参数和组成。这些值将根据所述nru进料流股101的参数和组成而不同。

参照图2和图2a-图2d，描绘了根据本发明的另一个优选实施方式用于从甲烷中分离氮气以及提取ngl的系统20。与系统10类似，系统20优选包括用于处理nru进料气体流股101而产生氮气排出流股255和处理的气体流股285的处理阶段103、104和105。系统20还包括用于提取ngl产物流股266的处理阶段200。处理阶段103、104和105以及其中的各个组件基本上与以上关于系统10所讨论的相同；然而，如下所述，所述工艺条件可能稍有不同，并且流股标识为200系列流股编号。处理阶段103包括第一分馏塔，来自它的所述塔顶馏出物流股用作包括第二分馏塔的处理阶段104的所述进料。来自所述处理阶段104的所述塔顶馏出物流股是氮气排出流股155。来自处理阶段103和104的所述塔底流股进料处理阶段105中的一系列压缩机以产生处理的气体(具有适合销售的足够压力和组成)。来自处理阶段103的所述塔底流股也进料包括ngl分馏塔的处理阶段200，来自所述ngl分馏塔的塔顶馏出物流股用作处理阶段103的附加进料。来自所述处理阶段200的所述塔底流股是所述ngl产物流股266。

参考图2a，115℉和865psia的含有25％氮气、70％甲烷、3％乙烷、1％丙烷、1％丁烷和较重组分以及25ppm二氧化碳的250mmscfdnru进料流股101进入分流器(splitter)，在其中一个流股201被进料到所述第一热交换器节点1000中而所述第二流股261进料至所述ngl提取处理阶段200中的所述第六热交换器节点2001中，如图2d所示并将在下面进行讨论。所述第一热交换器块1000优选是板翅式(plate-fin)热交换器，流股201从其中作为冷却至-50℉的流股202流出。所述冷却的进料流股202进料到分离节点1001中，在其中连同流股265(来自处理阶段200)一起也发生相分离，在此处它们发生混合，并随后分流成流股205、206和207。流股205是流股265和202合并的所述液体部分，并引导至所述ngl分压塔节点2000进行进一步的处理。流股206作为所述第二热交换器节点1004的所述单一热源以气相离开所述分离节点1001。通过向节点1004供热，流股206被冷却至约-111℉，并随后通过jt阀减压。这种与减少来自节点1004的热量结合的减压会产生温度-121℉和压力615psia的流股219，其随后在所述塔中低于所述进料流股209的策略点处进料到所述第一分馏塔节点1002中，类似于如上所述的流股109和199。

流股207在气相中离开所述分离节点1001并重新进入所述第一热交换器节点1000中，在此它被冷却到接近-183℉。然后将相同的流股引导至jt减压阀，并以温度接近-183℉且压力接近615psia的流股209出来。然后流股209作为塔顶进料流股进料到所述第一分馏塔节点1002中。塔节点1002在约-110～-150℉和615psia下操作，并使所述氮气从所述甲烷中分离出来而作为蒸气向上流过所述塔。所述甲烷和其它烃组分通过重力驱动到所述塔的底部，在那里它们作为流股211离开。塔底流股211进入第二热交换节点1004，在此添加热(表7中的q-2)而产生蒸气流股212(部分蒸发)和液体流股213(至节点1004)。然后将蒸气流股212引导回到所述第一分馏塔中。

所述液体流213从第二热交换节点1004出来并分流成两股流股。所述第一液体分流流股是流股214。本文中描述的所述具体实例和操作条件的参数下，该分流器经过设置而使约25％的所述液体流股213引导至流股214。流股214通过lng泵节点1003泵送，压力从约570psia至约1065psia(流股217)之后进入第一热交换器节点1000。所述lng泵是可选的，但具有节省节点1011中的压缩马力要求的潜力。流股217进入处于约-101℉的所述热交换节点1000，并作为温度近103℉和压力约1060psia的流股222离开。所述第二液体分流流股引导流向减压控制阀(jt阀)并作为流股216离开，具有温度-188℉和压力125psia。流股216然后进入第一热交换器节点1000，作为约103℉和120psia的流股220离开。

含有约36％氮气和61％甲烷的-156℉塔顶馏出物流股210离开所述第一分馏塔节点1002。根据本发明，在所述第一分馏塔节点1002中不需要使用回流流股。塔顶馏出物流股210在第一热交换器节点1000中被加热到约103℉并作为流股221离开节点1000。在根据本发明的所述第一分馏塔节点1002中不需要使用回流流股并且塔顶馏出物流股210优选在进入第三热交换节点1005(作为流股221)之前不通过热交换节点1000进行冷凝。节点1002中的所述分馏塔的操作参数允许无回流地将氮气和甲烷充分分离；然而，如果需要，回流流股和相关设备可以与系统20的所述第一塔一起使用。

正如图2b所示，流股221然后穿过处理阶段104中的第三热交换节点1005。图2b和图2c所示的处理阶段104和105中的所述各种组分、处理阶段和流股流动除了下面讨论的所添加的流股264之外与以上关于图1b和图1c中的处理阶段104和105的描述相同。系统20的处理阶段104和105中的流股进行编号而对应于系统10(例如，流股136是在系统10中变成氮气排出流股155的所述第二塔塔顶馏出物流股而流股236是系统20中变成氮气排出流股255的所述第二塔塔顶馏出物流股)。在这个实施例中的系统20中的所述流股的具体参数提供于以下表中，但为了简洁起见，图2b和图2c中的阶段104和105的具体处理阶段在此处不再重复，而是参考以上系统10中对处理阶段104和105的描述。

参考图2d，显示了ngl处理阶段200的优选实施方式。从系统20进料流股101分流的流股261在约115℉下进入所述第六热交换器节点2001，并被冷却到约-31℉，作为流股265出来。流股265随后返回到处理阶段103中的分离器节点1001，如上所述。第六热交换器节点2001优选包括最多达三个壳管式(shellandtubestyle)热交换器。这些热交换器通常称为所述ngl稳定器底部再沸器，所述ngl稳定器侧塔板再沸器，以及可选的辅助气体冷却器，并处于所述塔的外部。值得注意的是，所述第六台热交换器节点2001中的辅助气体冷却器需要补充制冷，才能从所述nru进料气体中提取ngl。

流股205是来自分离器节点1001的流股265和202的所述组合的液体部分，并用作所述ngl分馏塔节点2000的进料流股。塔底流股262在253psia的压力和约-19℉的温度下离开ngl分馏塔节点2000，并进入第六热交换器节点2001。为了降低所述最终ngl产品(流股266)的杂质，向所述流股中加入热量(表7中的q-4)，因为所述供给热源来自所述流股261。在将热量添加到流股262之后，所述蒸汽部分作为流股263返回到所述ngl分馏塔节点2000，在其中蒸气与液体的分离发生于所述分馏塔底部区段中。所述稳定的液体部分，或满足目标ngl规格的液体，随后作为流股266离开节点2001(作为所述ngl销售气体流股)。塔顶馏出物蒸气流股264从ngl分馏塔节点2000离开(约-75℉的温度和285psia的压力)。然后该流股与所述高压流股243(从第二分馏塔1006底部分流的所述流股之一)合并之后进入所述第三热交换器节点1005，在其中再次加热至接近110℉并作为流股252离开所述热交换器。

在这个实施例中，所述nru进料流股201含有25ppm的二氧化碳。然而，如前所述，系统20能够处理包含最高达100ppm二氧化碳的nru进料流股。所述第一分馏塔节点1002的所述第一塔底流股211(和从流股211分流的流股214和216)并不进料所述第二分馏塔节点1006，因此所述含二氧化碳的流股不进入所述工艺过程的低温段(cryogenicsection)(处理阶段104)。仅包含6ppm二氧化碳的所述第一塔塔顶馏出物流股210(其在离开节点1000时变成流股221)进料所述第二分馏塔节点1006；然而，这少量的二氧化碳不会造成严重的冻结(freeze-out)问题。根据本发明的系统20的所述二氧化碳耐受性从现有技术的系统中的最大约35ppm提高到对于所述nru进料流股中典型氮水平的约100ppm最大值。

下表4中列出了本发明可以令人满意地操作的可接受的入口组成：

表4

进口流股组成—ngl回收

结合关于图2a、图2b、图2c和图2d对本发明的系统20和所述方法的讨论而提到的各种流动流股的流量、温度和压力，都基于系统20的计算机模拟，系统20具有包含20％氮、61％甲烷、11％乙烷、5％丙烷、3％丁烷和较重组分以及25ppm二氧化碳的250mmscfd的进料气体流量，所有这些都出现于下表5和表6中。结合关于图2a，图2b，图2c和图2d对本发明的系统20和所述方法的讨论所提及的所述能量流股的所述值出现于表7中。正如本领域普通技术人员将理解的是，所述温度、压力、流量和组成将根据所述进料流股的性质和其它操作参数而变化。

表5

流动流股性质—ngl回收

表6

流动流股性质—ngl回收

表7

能量流股报告—ngl回收

参照图3和图3a-图3d，描绘了根据本发明的另一个优选实施方式的用于从甲烷中分离氮气以及可选的氮气排放净化或氦气回收阶段的系统30。系统30优选包括用于处理nru进料气流股101而产生氮排放流股355和处理的气体流股385的处理阶段103、104和105，类似于系统10和20。处理阶段103、104和105以及其中的各种组件基本上与以上关于系统10所讨论的相同；然而，如下面所讨论的，所述工艺条件可能稍有不同，并且流股都标识为与系统10流股不同的对应300系列流股编号。系统30还包括用于在排放或回收氦气之前从所述氮气排出流股中除去过量的烃的可选的处理阶段300。

处理阶段300是可选的附加(add-on)阶段，优选包括如图3d所示的第四分馏塔节点3001(或净化器(purifier))和第八热交换器节点3000。当来自处理阶段104中的所述第二分馏塔节点1006的塔顶馏出物流股(其变成氮气排出流股)包含比当地法规(甚至1％～2％在某些环境法规下可能太高)允许排放到大气中所允许的更多烃时，处理阶段300就特别有用。在排放的甲烷量要受限的情况下，优选使用所述处理阶段300降低来自所述第二分馏塔节点1006的所述塔顶馏出物流股中的甲烷量。在这种情况下，来自处理阶段104中的所述第二分馏塔节点1006的所述塔顶馏出物流股进料到处理阶段300中而在排出流股355之前去除过量的烃。处理阶段300可以用于实现来自所述第二分馏塔的所述塔顶馏出物流股中的烃量10:1的改进或降低，而使所述氮气可以以非常少的烃含量排出。如果所述进料流股中的氦气水平足以使氦气回收有益，则处理阶段300也可以用于回收氦气。进料流股氦气水平为0.05mol％或更高可能足以值得步骤300的处理。在处理阶段300的扩展选项中，其也能够进行配置以提供超低甲烷排放和氦气回收。

参考图3a，以与上面关于系统10所述相同的方式，通过处理阶段103处理115℉和865psia的含有约25％氮气和70％甲烷的250mmscfd进料流股101。为了提高系统30处理具有45％或更低氮浓度的更大体积进料气体101的灵活性，则通过使用多个分馏塔(多个第一分馏塔节点1002)而倍增(multiply)阶段103的所述流动处理能力。处理阶段103中的一系列“堆积(stacked)”分馏系统可以用于进料处理阶段104中的单一分馏塔(第二分馏塔节点1006)。例如，处理阶段103中的四个分馏塔可以用于加工处理约1000mmscfd的总进料流股101，每个塔顶馏出物流股进料处理阶段104中的单个25～75mmscfd分馏塔(节点1006)。堆叠过程103处理更大体积的进料气体的能力优于现有技术，因为现有技术的系统基于成本、材料的可用性以及由于道路或运输能力所致的运输重负荷的能力而在其物理扩展(scale-up)能力方面受到限制。另外，在所述再沸器与所述上游塔和下游塔的所述冷凝器之间存在物理联系(tie)或连接的现有技术系统中，为了处理更大的进料流股体积，就不可能堆叠多个所述上游塔。由于在处理阶段103和处理阶段104中的所述分馏塔之间没有如现有技术系统那样的能量联系，因此系统30就可以进行这种堆叠。类似的堆叠可以随着系统10用于处理阶段103中而处理更大体积的进料。

与系统10相似，系统30也具有更大的灵活性，因为第二塔节点1006的冷凝器和再沸器工作负荷没有联系。系统30应该能够成功地处理所述入口氮浓度大于设计规格10％或更多的流股。断开系统30中的两个热需求会允许独立控制，这就提供了更宽的入口氮容许范围。具有现有技术系统中相关联的工作负荷可以降低所述第二塔的初始成本，但是以不由关联系统30中所述工作负荷所提供的所述灵活性实现的所述操作受益超过了与关联相关的初始成本节省。

处理阶段104的优选实施方式如图3b中所示。处理阶段104优选包括第三热交换节点1005，第四热交换节点1007，第五热交换节点1008和第二分馏塔节点1006。所述第二分馏塔节点1006在该实施例中是18理论塔板塔(stagecolumn)。所述第三热交换节点1005包括板翅式热交换器。所述板翅式热交换器为所述工艺过程提供了主要传热要求。所述氮气(n2)预热器是位于节点1010内的管壳式热交换器。该热交换器是非常重要的，因为它提供了两个重要的功能：(1)对节点1005热保护。所述预热器将所述氮气从约-300℉(流股136)温热至约-200℉的温度。所述铝热交换器对所述最终温度具有最大50℉的梯度限制。如果所述提取的氮气直接进入所述铝质热交换器，则在所述交换器制造商容许限度之外会出现100℉的端差(terminusdifferential)。(2)在设施的启动和操作期间，降低所述氮气预热器交叉交换流股127的温度对于整个系统的有效操作是至关重要的。将所述氮气流股从-300℉加热到-200℉所需的能量是从进料于所述nru分馏塔的所述工艺流股中提取的，这间接地降低了操作所需的压缩马力的量。

所述第四热交换节点1007优选由壳管式热交换器组成，该热交换器充当塔节点1006的再沸器。塔节点1006的再沸器(能量表9中的节点1007，q-3)安装于所述塔的外部并属于传统的设计。这种设计的一个优点是该热交换器的设置不仅为塔节点1006“再沸器”提供必要的热量或能量，而且还降低了节点1005中板翅式热交换器中的温差，正如下面进一步的讨论。所述第五热交换节点1008优选包括两个壳管式交换器。首先是物理安装于所述塔节点1006内部的“回流冷凝器”，而在工业上被称为垂直管，降膜式热交换器。该热交换器优选是美国专利申请公开2007/0180855中公开的所述类型的内部“防逆流(knockback)”式冷凝器，该专利申请结合于本文中作为参考。所述第二种是用于将所述制冷剂进料流股过冷(subcool)到所述回流冷凝器中的外部常规壳管式交换器。

与系统10一样，所述第一分馏塔节点塔顶馏出物流股110穿过第一热交换器节点1000，以温度110℉和压力近560psia的流股121出来。流股121然后穿过所述第三热交换器节点并进入分离节点1012，分流成两股流股，流股123回流到所述第三热交换器节点1005中，而流股124流入所述第四热交换器节点1007中。这些流股中的第一流股是穿过第四热交换器节点1007并作为所述塔节点1006再沸器的加热介质的温度接近-75℉和压力557psia的流股124。所述第二流股再循环通过热交换器节点1005，在其中进一步冷却，然后穿过jt减压控制阀(节点1010)，并作为温度211℉和压力274psia的流股127离开。流股127是进入第二分馏塔节点1006的两个进料流股中的第一流股，以274psia和近-209℉进入所述塔中。流股124继续通过所述第四热交换器节点1007，进入第二jt减压阀，并随后作为温度-182℉和压力近274psia的流股135离开。流股135是进入第二分馏塔系统1006的所述第二进料流股(steam)。

流股131作为温度近-168℉和压力274psia的液体离开所述第二塔节点1006底部。流股131然后进入第四热交换器节点1007(外部再沸器)，在此处被加热并部分分流成流股132。流股132作为部分蒸气和部分液体流股再次进入所述塔节点1006。流股132具有-166℉的温度和274psia的压力。流股131的剩余部分离开第四热交换器节点1007，并分流成作为来自塔节点1006的所述底部液体流股的流股142、143和144。全部三个流股的组成都同样是0.95％氮和99.05％甲烷和更较重的烃。为了简单起见，在图3b中描绘了流股142、143和144，从第四热交换器节点1007离开，其中流股144与流股339混合之后进入第五热交换器节点1008，而流股142和143进入第三热交换节点1005。

流股144引导到所述第五热交换器节点1008(过冷却器部分)，其被过冷到接近-245℉的温度之后通过第三jt膨胀阀膨胀至约-254℉的温度。利用该流股作为第五热交换节点1008中的所述回流冷凝器所需的所述制冷剂会令人满意地操作。流股142是从所述分馏塔底部离开节点1007中的再沸器的100％液体流股并进入所述第三热交换器节点1005。流股142的温度为-166℉，压力接近273psia。流股142作为流股152离开所述热交换器节点1005，在此处其随后引导至所述压缩节点1011。流股143为以接近-196℉的温度和接近132psia的压力存在的中间压力流股，并作为流股151离开所述热交换器节点。该流股的目的是改进位于节点1005中的板翅式热交换器的热效率。所述更高的效率会导致所需的压缩能量显著降低。

所述第二分馏塔节点1006的回流在所述第五热交换器节点1008内完成。内部流股128离开所述塔的分馏区并进入所述回流冷凝器，温度为-234℉和压力为274psia。在这一点上，所述组成为约87％的氮，13％的甲烷和100％的蒸气。流股128被分离成部分冷凝流股129和蒸气流股330(其是来自第二分馏塔节点1006的所述塔顶馏出物流股)。流股129以约-246℉的温度和274psia的压力离开冷凝器1008，其组成为82％氮和18％甲烷。具有接近95％的氮气和5％的甲烷的组成的流股330然后被引导至处理阶段300中的所述第八热交换器节点3000从而去除过量的烃。第二塔节点1006的所述冷凝器(节点1008)和再沸器(节点1007)的工作负荷未连接，从而允许系统30具有更大的灵活性。

参考图3c，富含甲烷的流股350、120、151和152全部进料至压缩机节点1011中，在此处它们通过压缩阶段。作为最低压力流股，流股350首先进入节点1011，作为在适于管道输送的压力和温度下的流股367出现。在节点1011的阶段间(interstage)内，引入了附加的侧流股120、151和152，并与上游流股组合，如图3c所示，其中阶段间压力是理想的。已经在约1060psia下的流股122与压缩机节点1011下游的流股367结合从而形成最终产物销售流股385。压缩将由本领域普通技术人员进一步理解。

流股330作为塔顶馏出物流股以接近-246℉的温度和274psia的压力离开所述第二分馏塔节点1006(实际上从第五热交换器节点1008的所述冷凝器部分离开)。流股330的组成为约95％的氮和5％的甲烷。因为甲烷的量通常太高而不能随着氮气排出流股排出，所以所述第二分馏塔节点塔顶馏出物流股330通过处理阶段300进行处理。

参考图3d中，处理阶段300优选包括第八热交换器节点3000和第三分馏塔节点3001。第八热交换器节点3000优选包括板翅式交换器以在进入第三分馏塔节点3001之前冷却所述进料流股。流股330进入所述第八热交换器节点3000的所述板翅片部分，随后穿过第四jt减压阀作为流股356离开。流股356的温度约为-305℉，压力为35psia。该流股是进一步分离甲烷和氮气的所述第三分馏塔节点3001的所述进料。流股359作为来自节点3001的所述塔顶馏出物流股离开，并以100％蒸气状态重新进入所述第八热交换器节点3000的板翅片部分。流股359作为流股338离开所述热交换器节点3000，在此处其随后在温度约-275℉和压力23psia下进入处理阶段104的所述第三热交换器节点1005。该流股然后作为氮气排放流股355在100℉的温度和大气压力下离开节点1005。流股355的组成为约99.64％的氮和0.36％的甲烷。流股355中的超低甲烷含量代表了比其他已知的现有技术可获得的显著更低的甲烷排放。

所述塔节点3001中的所述冷凝液体然后作为流股358引导至所述第九热交换器节点3002的所述再沸器部分中，在那里热按需要被吸收而产生所述氮气纯度。在将热添加到流股358中之后，其作为流股360离开所述热交换器并且重新进入所述第三分馏塔节点3001。交换器节点3000的热源来自入口流股330，并设计成为所述热交换器节点3000中的独立通道(separatepass)(未示出)。纯度约90％的所述回收的甲烷离开所述塔节点3001(来自所述第九热交换节点3002的所述再沸器部分作为所述塔底流股339并随后引导至所述第五热交换器节点1008，在那里将其添加到流股144之前进行如上所述的过冷和通过jt阀。然后，所述合并的流股通过所述冷凝器部分并返回通过第五热交换器节点1008的过冷却器部分，作为在温度-190℉和压力16.4psia下的流股349离开。流股349然后进入所述第三热交换器节点1005，作为温热至近73℉的流股350离开。

结合对关于图3a，图3b，图3c和图3d的本发明的所述系统和方法的讨论提及的各种流动流股的流量、温度和压力都基于具有含有约25％氮气和70％甲烷的115℉和865psia的250mmscfd进料流股101的系统30的计算机模拟，并如下表8中所示。结合关于图3、图3a，图3b，图3c和图3d的本发明的所述系统和方法的讨论提及的所述能量流股的值提呈于下表9中。正如本领域普通技术人员将理解的是，所述温度、压力、流量(flowrate)和组成将根据所述进料流股101的性质和其它操作参数而变化。

表8

流动流股性质

表9

能源流股报告

nru进料气体101或201的来源对于本发明的系统和方法并不重要；然而，流量为50mmscfd或更高的天然气钻井和加工位点(site)是特别适合的。用作系统10、20或30的入口气体流股的nru进料气体101或201通常将含有大量的氮气和甲烷以及其他烃如乙烷和丙烷，并可能含有其它污染物，如水蒸气和二氧化碳。在存在的情况下，为了本发明的目的通常优选在分离所述氮气和甲烷之前尽可能多地合理地从所述nru进料气体101或201中除去水蒸汽和其他污染物。在分离所述氮气和甲烷之前除去过量的二氧化碳也是合乎需要的；然而，所述方法和系统能够处理含有最高达约100ppm二氧化碳的nru进料流股，而不会遇到与现有技术的系统和方法相关的冻结问题。去除水蒸气、二氧化碳和其他污染物的方法通常是本领域普通技术人员所知的，在此不再描述。

在本文中描述的具体操作参数是基于上述具体的计算机建模和以上陈述的进料流股参数。正如本领域普通技术人员理解的是，这些参数和上述的各种组成、压力和温度值将根据所述进料流股参数而变化。参照附图阅读本说明书时，本发明的其它变更和修改对于本领域的普通技术人员而言也将变得显而易见，并且本文公开的本发明的范围预想仅受到本发明人在法律上赋予的所附权利要求书的最宽泛的诠释的限制。