利用具有至少两种制冷剂的混合物 的制冷循环回收乙烷的方法， 利用这种方法获得的气体，以及操作设备 【技术领域】
按照本发明的第一方面，本发明一般涉及气体工业，尤其涉及回收包含在包括甲烷和C2和高级烃的加压气体中的乙烷，操作多成分的制冷循环的方法。
背景技术
术语“多成分的制冷循环”应当理解为一种利用由至少两种制冷剂组成的制冷剂混合物的制冷循环。
更具体地说，按照本发明的第一方面，本发明涉及回收包含在包括甲烷和C2和高级烃的加压气体中的乙烷，操作一种制冷循环的方法，其中相对较少易挥发的第一制冷剂被压缩、冷却和膨胀，以便以后用于冷却所述的要被分离的加压气体或第一分离产品到一个相对高地第一温度，并且其中相对较多的易挥发的第二制冷剂被压缩、冷却和膨胀，以便以后用于冷却从所述加压气体获得的至少第二分离产品到相对低的第二温度。
这种类型的制冷方法是本领域技术人员熟知的，并且已经使用了许多年。
这些制冷方法具有关于操作成本的缺点，这是因为和这些制冷循环的低的热力学效率相关的能量消耗所致。
这种已知的方法还具有关于操作成本的缺点，这些缺点是由于维护困难，以及经常的干预工作，例如对压缩设备、泵或其它的测量和控制设备进行的干预工作产生的。
这些缺点本身便需要过多的花费，使得因为生产中断而延长对这种设备的资金投资的分期偿还的时间。
【发明内容】
由此看来，本发明的第一个目的在于提供一种方法，而且，按照在上面的前言中给出的一般性定义，所述方法的主要特征在于，所述第一和第二制冷剂当它们被压缩和冷却时作为一种混合物被使用，然后，这种混合物被分离成主要包含相对较少的易挥发的第一制冷剂的第一部分和包含相对较多的易挥发的第二制冷剂的第二部分，第一制冷剂以所述第一部分的形式使用，用于冷却到相对高的第一温度，所述第二制冷剂以所述第二部分的形式使用，用于冷却到相对低的第二温度。
这种方法由于具有较高的热力学效率，使得能够限制设备的操作成本，特别是能量消耗，此外，关于维护，通过把两个制冷管路合并成一个，减少了设备中的装置的数量。因而，简化了维护操作，缩短了确定设备故障的原因所需的时间，和使用利用现有技术的方法的设备相比，缩短了任何的生产中断时间。
按照本发明的方法的第一方面，第一部分可以在第一交换器中被冷却、被膨胀，从而产生第一膨胀的部分，然后，在被引入压缩机的低压级之前，在第一交换器中被加热。
按照本发明的方法的第一方面，第二部分可以在第一交换器中被冷却，然后在第二交换器中膨胀，然后在第二交换器中被加热，并和膨胀的第一部分混合。
按照本发明的方法的第一方面，第三部分可以在第一部分在第一热交换器中冷却之后从第一部分中抽出，并且第三部分可以在第一交换器中膨胀和加热，以便提供一个膨胀的和加热的第四部分，其可被引入压缩机的中压级。
按照本发明的方法的第一方面，气态的第五部分可以从在压缩机(K1)中以中压被压缩的制冷剂中抽出，略高于膨胀的和加热的第四部分，然后被冷却和膨胀到与所述第四部分相同的压力，然后和所述第四部分混合。
按照本发明的方法的第二方面，第一和第二制冷剂可以作为和第三制冷剂的混合物被使用。
按照本发明的方法的第二方面，所述制冷剂可以是甲烷、乙烯和丙烷。
按照本发明的方法的第三方面，本发明涉及一种通过本发明的方法获得的富集甲烷的气体和一种富集乙烷的产品，以及通过本发明的方法获得的富集C2和高级烃的产品。
按照本发明的方法的第四方面，本发明涉及一种设备，用于回收包含在包括甲烷和C2以及高级烃的加压气体中的乙烷，特别是以多成分制冷循环操作，所述设备使用制冷循环，并且包括用于压缩、冷却和膨胀相对少的易挥发的第一制冷剂的装置，用于借助于所述第一制冷剂冷却所述要被分离的加压气体或者第一分离产品到一个相对高的第一温度的装置，以及用于压缩、冷却和膨胀相对多的易挥发的第二制冷剂的装置，用于借助于所述第二制冷剂冷却从所述加压气体获得的至少第二分离的产品到一个相对低的第二温度的装置，其特征在于，第一和第二制冷剂当它们被压缩和冷却时被作为一种混合物使用，并且所述设备包括用于把所述混合物分离成主要含相对少的易挥发的第一制冷剂的第一部分和主要含相对多的易挥发的第二制冷剂的第二部分的装置，所述第一制冷剂以所述第一部分的形式被使用，用于冷却到相对高的第一温度，所述第二制冷剂以第二部分的形式被使用，用于冷却到相对低的第二温度。
【附图说明】
通过参照附图阅读下面的说明，将更加清楚地理解本发明以及本发明的其它的目的、特征、细节和优点，所述附图仅仅是以举例方式给出的，而不用于限制本发明，其中：
图1是按照现有技术的一个实施例的设备的功能方块图；以及
图2是按照本发明的优选实施例的设备的功能方块图。
【具体实施方式】
以下的符号可以从这两个图中读出：FC代表流量控制器，GT代表气体透平，LC代表液位控制器，PC代表压力控制器，SC代表速度控制器，TC代表温度控制器。
为了清楚和简明，图1和图2所示的设备中使用的管线将用和其中流动的气体部分相同的标号表示。
参见图1，所示的设备旨在用于处理干燥的裂解气体，尤其是，在一方面，用于分离主要由基本上没有C2的甲烷和高级烃组成的部分，在另一方面，用于分离主要由乙烷和其它的C2和基本上没有甲烷的高级烃组成的部分。
这种设备具有3个独立的管路。第一管路相应于由要被纯化的气体流经的路径，第二管路相应于制冷单元的冷却循环，所述制冷单元的制冷剂是乙烯，第三管路相应于其制冷剂是丙烷的制冷单元的冷却循环。
更精确地说，在第一管路中，裂解气体1，其是在15℃和18巴下得到的，流量为3903kmol/h，被在交换器E1中冷却，以便得到-17.52℃和17.8巴的冷却的气体302。后者在第二交换器E2中被进一步冷却，以便得到部分凝结的冷却的流体303，-30.00℃，17.6巴。流1由0.1％的二氧化碳，24.3％的甲烷，74.4％的乙烷和1.2％的丙烷组成。
然后流体303被引入容器V1，在那里其被进行其液态组分和气态组分的分离：
-气相的流304，其是在2219kmol/h的流量下得到的，在交换器E3中被冷却到-60℃，并被部分地凝结，以便得到17.4巴下的流体305。所述流体305被馈入分裂蒸馏塔T1的上部；
-液相流306，其是在1684kmol/h的流量下得到的，被泵P1带动流入包括被控阀321的管线，所述被控阀的开度取决于容器V1中的液位控制器，以便输出一个-29.8℃和19.6巴的流307。然后把所述的流引入分裂蒸馏塔T1的中部。
在蒸馏塔T1的顶部产生蒸汽308，-65.79℃，17.2巴，流量为1358kmol/h，其在交换器E4中被冷却，以便得到部分凝结的流体309，-90℃，17.0巴。所述流体然后在容器V2中被分成气体部分310和液体部分311，其中气体部分310数量为971kmol/h，由0.1％的二氧化碳、94.9％的甲烷和5.0％的乙烷组成，液体部分311数量为387kmol/h，由0.4％的二氧化碳、47.6％的甲烷和52.0％的乙烷组成，其由泵V2沿着管线312带动。所述管线312包括被控的开启阀322，所述阀门的开度取决于所述管线中的流量。
然后把在管线312中输送的液体部分引入到蒸馏塔T1的最后一级。
来自容器V2的气体部分310，其温度为-90.0℃，流经交换器E6以便提供一个-35.0℃的被加热的部分313，然后所述部分313流经热交换器E7，以便在通过被控开启阀317之前提供一个被加热的部分326，开启阀317的开度取决于管线326中的压力。在产品离开阀门317后，其在20℃下被收集在交付管线320，并离开设备。
在分裂蒸馏塔T1的下部具有几个托盘，它们通过加热管路成对连接，图中示出了其中的两个。它们是管路315，316和318，319。这些加热管路的每一个在管路315，316的情况下构成一个横向的重沸器，在管路318，319的情况下构成一个蒸馏塔底部重沸器。
在管线315中流动的流体，其流量为3000kmol/h，温度为-20.6℃，在热交换器E1中通过和裂解气体1进行热交换被加热，以便提供-16.61℃的加热的流体316，然后将其引入用于回收流体315的托盘下方的托盘上。在所述管路315，316内流动的流体的温度借助于置于管路315，316的支路中的被控开启阀323调节，其不通过交换器E1。所述阀门323的开度由和管线302相连的温度控制器控制。
类似地，在管线318中流动的流体，其流量为3341kmol/h，温度为-16.15℃，位于加热的流体316被引入的一级的下面的一级，在热交换器E5中通过和由丙烷构成的制冷剂进行热交换被加热，从而提供温度为-14.87℃的加热的流体319。这个流体被引入到用于回收流体318的托盘下方的托盘上。流经所述管路318，319的流体的温度借助于被控开启阀324被调节，所述阀门被设置在用于在管线220，221中输送的制冷剂的支线内，所述支线不通过交换器E5。所述阀门324的开度由和管线319相连的温度控制器控制。
最后，在蒸馏塔T1的底部获得的残留液体，其含有丰富的C2和高级烃，在-14.87℃，17.4巴，流量为2932kmol/h下通过管线314被回收。所述管线314具有阀门325，其开度由用于在蒸馏塔T1的底部的液体的液位控制器控制。
在第二管路中，其相应于其制冷剂是乙烯的制冷单元的冷却循环，液态乙烯流100，流量为2570kmol/h，温度为-30℃，压力为19.58巴，被从储存容器V5回收。所述流100被分成：
(a)第一流117，其流量为1993kmol/h，其膨胀成为6.79巴，通过使其经过阀门120而被冷却到-63℃，以便提供流101，其和流104混合，以便产生流102，其馈入具有制冷的乙烯的交换器E3。阀门120的开度由交换器E3中的液位控制器控制。
(b)第二流114，其流量为577kmol/h，膨胀成为18.58巴，并在交换器E6中被冷却到-80℃，以便产生一个加热流115。
流量为577kmol/h的流115被分成：
(a)第一流116，其流量为417kmol/h，膨胀到1.83巴，通过使其经过阀门121被冷却到-93℃，以便提供流106，其馈入具有制冷的乙烯的交换器E4。阀门121的开度被交换器E4内的液位控制器控制。此外，所述液位控制器由包含在单独的容器V2中的另一个液位控制器进行伺服控制；
(b)流量为160kmol/h的第二流，其在具有阀门122的管线中流动，所述阀门的开度取决于管线105中的流量，以便产生一个-79℃，6.79巴的流104。所述流104和流101混合，以便在其被引入交换器E3之前产生一个流102。
蒸发包含在交换器E4中的乙烯使得流8能够从蒸馏塔T1的顶部输出，以便进行冷却。这样获得-93℃，1.83巴的乙烯蒸汽流107，其通过吸入容器V3被送到压缩机K1的低压级。
蒸发包含在交换器E3中的乙烯使得来自容器V1的流4被冷却。因而获得一个-62.83℃，6.79巴的乙烯蒸汽流103，其通过吸入容器V4被送到压缩机K1的中压级。
在K1的出口获得的压缩的乙烯提供一个17.75℃，20.6巴，2570kmol/h的流体112，借助于使其接着通过交换器E8，被冷却和凝结，产生一个-7℃，20.1巴的部分118，然后通过交换器E9，从而在馈入具有液态乙烯的容器V5之前产生一个-30℃，19.6巴的部分119。
在第三管路中，其相应于制冷剂是丙烷的制冷单元的冷却循环，从42℃，18巴的存储容器V6取出流量为4340kmol/h的加压的液体丙烷流220。所述流220通过在交换器E5中和在管线18，19中流动的液体进行热交换而被冷却，从而提供一个33.64℃，17.5巴的冷却的流体221。在通过冷却管路的同时，使其通过交换器E5，具有阀门24的管线使得在E5内的能量交换能够被调节。
然后把4340kmol/h的冷的流体221分成两个流：
4030kmol/h的第一流200，使其通过阀门226而膨胀，以便提供3.46巴，-10℃的流201。阀门226的开度由交换器E8中的液位控制器控制。流201馈入到具有制冷的丙烷的交换器E8；
310kmol/h的第二流222，其在交换器E7中被冷却，以便产生-25℃的流223。
使流223通过阀门229而膨胀，所述阀门的开度由管线内的流量控制，从而产生1.48巴的膨胀流224。
被引入交换器E8的丙烷流201被部分地蒸发，以便产生1387kmol/h的气相203和2643kmol/h的液相204。所述流204被分成两个流：
1700kmol/h的流205，使其通过阀门227而膨胀，其开度取决于在交换器E9内保持的液位，以便提供一个被馈送到具有制冷的丙烷的交换器E9的1.48巴，-33℃的流206；
943kmol/h的流208，使其通过阀门228而膨胀，其开度取决于在交换器E2内保持的液位，以便提供一个被馈送到具有制冷的丙烷的交换器E2的1.48巴，-33℃的流225。
流225和224在被引入交换器E2之前被合并，从而形成流209。
蒸发在交换器E2中的丙烷使得流2被冷却并被局部地凝结。这样获得的-33℃，1.48巴的丙烷蒸汽流210和来自交换器E9的气体流207混合，从而形成流211，其首先被送入吸入容器V7，然后被送入压缩机K2的低压级。
蒸发在交换器E9中的丙烷使得流118被冷却，并被局部凝结。这样获得的-33℃，1.48巴的丙烷蒸汽流207和来自交换器E9的气体流210混合，从而形成流211，其首先被送入吸入容器V7，然后被送入压缩机K2的低压级。
蒸发在交换器E8中的丙烷使得流112被冷却，并被局部凝结。这样获得的-10℃，3.46巴的丙烷蒸汽流203首先被送入吸入容器V8，然后被送入压缩机K2的中压级。
压缩机K2提供78.02℃，18.6巴的热压缩的丙烷气体，其流量为4340kmol/h。这个流217在第一交换器E10中被冷却，从而提供一个52.36℃，18.3巴的冷却流218，然后在第二交换器E11中被冷却，以便提供42℃，18.0巴的液体流219。然后把后者存储在容器V6中。
现在参看图2，所示的设备旨在用于处理干燥的裂解气体，尤其是，在一方面，用于分离主要由基本上没有C2的甲烷和高级烃组成的部分，在另一方面，用于分离主要由乙烷和其它的C2和基本上没有甲烷的高级烃组成的部分。
这种设备具有2个独立的管路。第一管路相应于由要被纯化的气体流经的路径，第二管路相应于制冷单元的冷却循环，所述制冷单元的制冷剂是至少3种不同的产品的混合物，具体地说，它们是丙烷，乙烯和甲烷。
更精确地说，在第一管路中，裂解气体1，其是在15℃和18巴下得到的，流量为3903kmol/h，被在交换器E1中冷却到-60℃，17.7巴，所述交换器是一种平板交换器，以便得到冷却的气体303。后者被送到分裂蒸馏塔T1的上部。流1由0.1％的二氧化碳，24.3％的甲烷，74.4％的乙烷和1.2％的丙烷组成。
以和图1所述的处理相同的方式，在蒸馏塔T1的顶部产生蒸汽308，其温度为-66.21℃，压力为17.0巴，流量为1342kmol/h，其在交换器E2中被冷却，以便提供局部凝结的流体309。流308和309由0.16％的二氧化碳，81.8％的甲烷和18.0％的乙烷组成。然后流309在容器V2内被分离成气体部分310和液体部分311。所述液体部分311在重力作用下在包括被控开启阀322的管线中输送，所述阀门的开度取决于容器V1的液位。
然后，把液体部分311引入蒸馏塔T1的最后级。
来自容器V2的气体部分310由0.1％的二氧化碳，94.9％的甲烷和5.0％的乙烷组成。这个部分进入-90℃的热交换器E2，以便得到一个加热的-70℃的部分326，然后接着通过交换器E1，并通过被控阀门317，所述阀门的开度取决于管线326中的压力。在离开阀门317之后，产品在39℃下在交付管线320中被收集，并且离开设备。
在分裂蒸馏塔T1的下部，具有几个托盘，它们通过加热管路成对连接，图中示出了其中的两个。它们是管路315，316和318，319。这些加热管路的每一个在管路315，316的情况下构成一个横向的重沸器，在管路318，319的情况下构成一个蒸馏塔的底部重沸器。
在管线315中流动的流体，其流量为1000kmol/h，温度为-40.7℃，在热交换器E1中被加热，以便提供-19.4℃的加热的流体316，然后将其引入用于回收流体315的托盘下方的托盘上。在所述管路315，316内流动的流体的温度借助于置于管路15，16的支路中的被控开启阀323调节，所述支线不通过交换器E1。所述阀门323的开度由和管线316相连的位于在管线316中流动的流体和在具有阀门323的支线中流动的流体混合的位置的下游的温度控制器控制。
类似地，在管线318中流动的流体，其流量为3790kmol/h，温度为-17.36℃，在热交换器E1中被加热，以便提供一个-14.94℃的加热的流体319。这个流体被引入到用于回收流体318的托盘下方的托盘上。流经所述管路318，319的流体的温度借助于被控开启阀324被调节，所述阀门被设置在管线315，316的支线内，所述支线不通过交换器E1。所述阀门324的开度由和管线316相连的位于在管线319中流动的流体和在具有阀门324的支线中流动的流体混合的位置的下游的温度控制器控制。
最后，在蒸馏塔T1的底部获得的残留液体，其含有丰富的C2和高级烃，通过管线314被回收，所述管线314具有阀门325，其开度由用于在蒸馏塔T1的底部的液体的液位控制器控制。所述液体的温度是-14.94℃，压力是17.4巴，由0.1％的二氧化碳，1％的甲烷和97.4％的乙烷和1.5％的丙烷组成。
在第二管路中，其相应于其制冷剂是至少3种产品的混合物的制冷单元的冷却循环，制冷混合物13由5％的甲烷12，25％的乙烯3和70％的丙烷2构成，其温度是42℃，压力是27.79巴，流量为3970kmol/h，所述制冷混合物在容器V2内被分成第一部分4，其主要含有较少易挥发的第一制冷剂2的第一部分4，和主要含有较多易挥发的第二制冷剂3以及较多易挥发的第三制冷剂12的第二部分5。
构成分离容器V2的气相的流5，其由9.8％的甲烷，36.3％的乙烯和53.9％的丙烷构成，流量为1469kmol/h，被在热交换器E1中冷却和凝结，以便提供在-60℃下得到的流14。
然后使流14在交换器E2中冷却，以便提供在-90℃，27.1巴下得到的流15。流15通过阀门16而膨胀，从而提供压力为2.3巴，温度为-96℃的流17。阀门16的开度由在管线310中的温度控制器调节。
流17在交换器E2中被加热，并被部分地蒸发，使得满足交换器E2的制冷要求，以便在交换器的出口提供温度为-67.9℃，压力为2.2巴的流18。
构成分离容器V2的液相的流4，其由2.2％的甲烷，18.3％的乙烯和79.5％的丙烷构成，流量为2501kmol/h，被在热交换器E1中冷却，以便提供在-60℃下得到的流19。然后把流19分离成两个流：
流8，其流量为1000kmol/h，使其通过阀门20膨胀而成为8.1巴，从而产生流21。后者在交换器E1中被蒸发和加热，从而产生38.5℃，7.8巴的流9；
流22，其流量为1501kmol/h，使其通过阀门23膨胀而成为2.2巴，然后和流18混合，从而产生流6。后者的温度为-64.93℃，压力为2.2巴，由6.0％的甲烷，27.2％的乙烯和66.8％的丙烷构成，在交换器E1中被蒸发和加热，从而提供在38.5℃，1.9巴下的流7。
流7通过吸入容器V3被送到压缩机K1的低压级。流11，其来自压缩机K1，相应于进入压缩机的低压级的所有的流7的流量为2970 kmol/h，在8.0巴，113.75℃下被引入水交换器E11，以便产生42.0℃，7.7巴的冷流25。
流9通过吸入容器V4流动，然后和流25混合，从而提供流10，流量为3970kmol/h，41.01℃，7.7巴。接着流10被引入压缩机K1的中压级。
来自压缩机K1的高压级的流26，流量为3970kmol/h温度为111.66℃，压力为28.39巴，在水交换器E10中被冷却，以便提供54.36℃的流27。最后，流27在水交换器E12中被冷却到42.0℃，从而产生流13。
下面借助于对照表给出两种处理的性能特征。
压缩机功率的比较(千瓦)
(功率根据82％的多变效率)常规方法(图1)按照本发明的方法 (图2)乙烯压缩机 2124丙烷压缩机 7406制冷剂混合压缩机 8708总计 9530 8708
按照本发明的方法能够节省9.4％的功率。
制冷水交换器的比较 常规方法 本发明的方法 水交 换器 交换的 热量 (kW) MTD (℃) 交换面 积(m2) 交换的 热量 (kW) MTD (℃) 交换面 积(m2) E10 3239 22.1 293 5989 35.2 341 E11 16426 8.88 3700 4451 24.4 365 E12 8211 6.88 2388 总计 19665 3993 18651 3094
和常规方法相比，按照本发明的方法的制冷水交换器的面积小29％，水的消耗少5.4％。
低温交换器的比较 常规方法 本发明的方法 交换 器 交换的 热量 (kW) MTD (℃) 交换面 积(m2) 交换的 热量 (kW) MTD (℃) 交换面 积(m2) E1 2000 11.2 357 30100 7.27 8286 E2 5658 6.74 1679 2367 3.49 1356 E3 5514 15.7 702 E4 1397 11.4 245 E5 1258 53.2 47 E6 606 8.59 141 E7 570 12.4 595 E8 929 11.0 169 E9 7500 3.75 4000 总计 25432 7935 32467 9642
和已知的方法相比，按照本发明的方法使用的总交换面积大21％，然而，本发明的交换器的成本较低。
设备项的数量比较 常规方法 本发明的方法 低温交换器 9 2 水交换器 2 3 容器 8 4 蒸馏塔 1 1 压缩机 2 1 泵 2 0 总计 24 11
本发明的方法只有11个设备项，而已知的方法具有24个设备项。
控制系统数量的比较： 常规方法 本发明方法 流量控制 3 1 液位控制 7 2 温度控制 2 4 压力控制 1 1 总计 13 8
本发明的方法具有8个控制系统，而常规方法具有13个控制系统。
因此，本发明的方法当生产纯化的气体时是有利的。当实施本发明的方法时，便实现了本发明的目的，同时能够以高的灵敏度使甲烷和其它成分分离。
因而，由本发明获得的结果提供了主要优点，大大简化和大大节省设备的结构和技术，并使得操作这些设备的方法简化，改善了由这些方法获得的产品的质量。