用于提高液体回收率和产品灵活性的带集成ngl的lng装置的制作方法

专利名称：：用于提高液体回收率和产品灵活性的带集成ngl的lng装置的制作方法用于提高液体回收率和产品灵活性的带集成NGL的LNG装置本发明一般地涉及用于将天然气液化的方法和装置。另一方面，本发明涉及能够有效供应符合明显不同产品规格的液化天然气(LNG)产品的LNG改进装置。形式的方式实施。通常，天然气的液化将其体积降低了大约600倍，由此得到可以在近大气压下容易储存和运输的液化产品。天然气往往通过管线从供给源输送到远端市场。期望的是管线在基本恒定和高的载荷因子下运行，但常常管线的输送能力或容量超出需求，而在其它时候需求又超出管线的输送能力。为了消除需求超出供应的高峰或供应超出需求的低谷，期望的是储存过量气体以可以根据市场进行输送。这种实践允许用储存的材料满足未来的需求高峰。如此做的一种实践方式是将气体转化成用于储存的液化态，然后根据需求将液体气化。当从非常远离候选市场的供给源运输气体，且管线不可用或不可行时，天然气的液化更重要。在必须用远洋轮进行运输时，特别如此。气态天然气的船运通常不实际，因为需要可观的加压来显著降低气体的比容，并且这种加压要求使用更昂贵的储存容器。考虑到前述情况，在近大气压下储存和运输液态天然气是有利的。为了储存和运输液态天然气，将天然气冷却到-151至162X:(-240下至-260下)，在此液化天然气(LNG)具有近大气蒸气压。现有技术中存在许多将天然气液化的系统，其中通过使气体在升高的压力下依次通过多个冷却阶段而将气体液化，在这多个冷却阶段中，将气体冷却以连续降低温度，直至达到液化温度。冷却通常通过与一种或多种制冷剂，例如丙烷、丙烯、乙烷、乙烯、甲烷、氮、二氧化碳或前述制冷剂的组合(例如混合制冷剂体系)间接热交换来实现。可能特别适用于本发明的一个或多个实施方案的液化方法将开放甲烷循环用于最终制冷循环，其中将加压的含LNG流闪蒸，随后闪蒸蒸气用作冷却剂，再压缩，冷却，与处理过的天然气进料流合并，并液化，由此产生加压的含LNG流。过去，设计和操作LNG装置是为向世界某一区域的单一市场提供LNG。随着LNG的全球需求增加，对于单一LNG装置有利的是能够向世界不同区域的多种市场供应LNG。但是，天然气规格在全世界相差很大。通常，这种天然气规格包括诸如高位热值(HHV)、Wobbe指数、甲烷含量、乙烷含量、<:3+含量和惰性物含量之类的标准。例如，不同的世界市场要求在任何地方HHV为950至1160BTU/SCF的LNG产品。现有LNG装置要优化以满足单一市场的特定一组规格。因此，为制造符合不同市场的非设计规格的LNG而改变LNG装置的操作参数引起装置显著的操作低效。与制造非设计规格的LNG相关的这些操作低效性通常使得以单一LNG装置服务一个以上的市场在经济上不可行。在本发明的一个实施方案中，提供了一种制造液化天然气(LNG)的方法。该方法包括下列步骤(a)以第一操作模式操作LNG装置，由此得到第一LNG产品；(b)调节LNG装置的至少一个非进料操作参数，从而以第二操作模式操作LNG装置；和(c)以第二操作模式操作LNG装置，由此得到第二LNG产品。在LNG装置的开车或停车过程中，第一和第二操作^t式不实施。步骤(a)和(c)可以任选包括分别制备第一和第二天然气液(NGL)产品。15。C下第二LNG产品的平均高位热值(HHV)与第一LNG产品的平均HHV相差至少大约373kJ/m3(10BTU/SCF)，和/或第二NGL产品的平均丙烷含量与第一NGL产品的平均丙烷含量相差至少大约1摩尔％。在本发明的另一实施方案中，提供了一种改变LNG装置产生的LNG的热值的方法。该方法包括下列步骤(a)通过间接热交换冷却天然气，由此得到第一冷却流；(b)使用第一蒸馏塔将至少一部分第一冷却流分离9成第一相对高挥发性馏分和第一相对低挥发性馏分；(c)将至少一部分第一相对高挥发性馏分冷却，由此得到LNG;和(d)调节第一蒸馏塔的至少一个操作参数，由此经过少于大约72小时将所得LNG的HHV改变至少大约1%。本文所用的术语"包含"或"包括"在介绍一列可替换项时是指在所列举的项中可以添加要素。术语"由...组成"是指所述"由指定材料组成"的特征必须仅由这些要素组成。本文所用的术语"基本由...组成"和类似术语并不排除存在本说明书中没有具体提到的其它步骤、要素或材料，只要这类步骤、要素或材料不影响本发明的基本和新的特征，另外，它们不排除通常与所用要素和材料有关的杂质。以下参照附图详细描述本发明的优选实施方案，其中图la是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线A、B和C上的LNG装置的某些部分示在图lb中；图lb是表示经管线A、B和C连接到图la的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图2a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线B、F、N、O和P上的LNG装置的某些部分示在图2b中；图2b是表示经管线B、F、N、0和P连接到图2a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图3a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、J、B、F、E、L、K、M和G上的LNG装置的某些部分示在图3b、3c、3d和3e中；图3b是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图3c是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图3d是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图3e是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图4a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、B、F、E、I和G上的LNG装置的某些部分示在图4b中；图4b是表示经管线D、B、F、E、I和G连接到图4a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图5a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、B、F、E和G上的LNG装置的某些部分示在图5b中；图5b是表示经管线D、B、F、E和G连接到图5a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图6a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线H、D、B、F、E、I和G上的LNG装置的某些部分示在图6b中；图6b是表示经管线H、D、B、F、E、I和G连接到图6a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；图7a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线H、D、B、F、E和G上的LNG装置的某些部分示在图7b中；和图7b是表示经管线H、D、B、F、E和G连接到图7a的LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图。本发明可以在用于将天然气冷却到其液化温度的方法/装置中进行，由此得到液化天然气(LNG)。LNG方法通常使用一种或多种制冷剂以从天然气中移出热，然后将热排放到环境中。在一个实施方案中，LNG方法使用级联型制冷工艺，该工艺采用多个多级冷却循环，每个循环使用不同的制冷剂组合物，从而依次冷却天然气流以不断降低温度。在另一实施方案中，LNG法是使用至少一种制冷剂混合物冷却天然气流的混合制冷剂工艺。天然气可以在大约3400kPa至大约20700kPa(大约500至大约3,000磅/平方英寸绝对压力((psia))，大约3400kPa至大约68000kPa或4140至5520kPa(大约500至大约l，OOOpsia，或600至800psia)的升高压力下输送到LNG法中。主要根据环境温度，输送到LNG法中的天然气的温度通常可以为大约-18X:至大约82。C(大约0至大约180T),大约-7。C至大约66。C，或16。C至52X:(大约20至大约150下，或60至125T)。在一个实施方案中，本发明可以在使用级联型冷却然后膨胀型冷却的LNG法中实施。在这种液化法中，级联型冷却可以通过使天然气流依次通过分别使用第一、第二和第三制冷剂的第一、第二和第三制冷循环而在升高的压力(例如大约650psia)下来进行。在一个实施方案中，第一和第二制冷循环是封闭制冷循环，而第三制冷循环是采用一部分处理过的天然气作为制冷剂源的开放制冷循环。第三制冷循环可以包括多级膨胀循环，以额外冷却处理过的天然气流，并将其压力降至近大气压。在第一、第二和第三制冷循环的序列中，可以首先使用具有最高沸点的制冷剂，然后使用具有中等沸点的制冷剂，最后使用具有最低沸点的制冷剂。在一个实施方案中，第一制冷剂在大气压下具有在纯丙烷沸点的大约7、3或1.5。C(大约20，大约IO,或5下)内的中沸点。第一制冷剂可以主要含有丙烷、丙烯或其混合物。第一制冷剂可以含有至少大约75摩尔%丙烷，至少卯摩尔％丙烷，或可以基本由丙烷组成。在一个实施方案中，第二制冷剂在大气压下具有在纯乙烯沸点的大约7，3或1.5。C(大约20，大约10,或5下)内的中沸点。第二制冷剂可以主要含有乙烷、乙烯或其混合物。第二制冷剂可以含有至少大约75摩尔％乙烯，至少90摩尔％乙烯，或可以基本由乙烯组成。在一个实施方案中，第三制冷剂在大气压下具有在纯甲烷沸点的大约7，3或1.5'C(大约20，大约IO，或5下)内的中沸点。第三制冷剂可以含有至少大约50摩尔％曱烷，至少大约75摩尔%曱烷，至少90摩尔％甲烷，或可以基本由曱烷组成。至少大约50,大约75,或95摩尔％的第三制冷剂可以源自处理过的天然气流。第一制冷循环可以在多个冷却阶段/步骤(例如2至4个冷却阶段)中通过与第一制冷剂间接热交换来冷却天然气。该制冷循环的各个间接冷却阶段可以在单独的热交换器中进行。在一个实施方案中，使用釜中带芯式(core-and-kettle)热交换器来促进第一制冷循环中的间接热交换。在第一制冷循环中冷却后，天然气的温度可以为大约-43'C至大约-33。C(大约-45至大约-10下)，大约-40'C至大约-26。C或-29'C至-34'C(大约-40至大约-15T，或-20至-30T)。第一制冷循环的天然气典型温降可以为大约10。C至大约99°C(大约50至大约210T)，大约24。C至大约82。C或38。C至60。C(大约75至大约180下，或100至140下)。第二制冷循环可以在多个冷却阶段/步骤(例如2至4个冷却阶段)中通过与第二制冷剂间接热交换来冷却天然气。在一个实施方案中，在第二常，第二制冷循环的温降可以为大约ion至大约82°C，大约24。C至大约66。C或38'C至49。C(大约50至大约180°F，大约75至大约150°F，或100至120T)。在第二制冷循环的最后阶段中，处理过的天然气流可以大部分，优选全部冷凝(即液化)，由此产生加压的含LNG流。通常，在该位置的工艺压力仅略低于供入第一制冷循环的第一阶段的天然气的压力。在第二制冷循环中冷却后，天然气的温度可以为大约-132至大约57。C(大约-205至大约-70下)，大约-115。C至大约-7rC或-96r至-87'C(大约-175至大约-95下，或-140至-125下)。第三制冷循环可以包括间接热交换冷却段和膨胀型冷却段。为了促进间接热交换，第三制冷循环可以使用至少一个钎焊铝板翅式热交换器。第三制冷循环中的间接热交换所提供的冷却总量可以为大约-15'C至大约16大约-14。C至大约IO'C，或12至4'C(大约5至大约60下，大约7至大约50T，或10至40°F)。13第三制冷循环的膨胀型冷却段可以通过顺序减压至近大气压而进一步冷却加压的含LNG流。这种膨胀型冷却可以通过将含LNG流闪蒸以得到两相气液流来实现。当第三制冷循环是开放制冷循环时，可以对膨胀的两相流施以气液分离，并可以使用至少一部分分离的气相(即闪蒸气体)作为第三制冷剂以帮助冷却处理过的天然气流。可以使用多个膨胀步骤(即2至4个膨胀步骤)使加压的含LNG流膨胀到近大气压，在此使用膨胀器实施各膨胀步骤。合适的膨胀器包括例如Joule-Thomson膨胀阀或水力膨胀器。在一个实施方案中，第三制冷循环可以使用三个顺序的膨胀冷却步骤，其中在各个膨胀步骤后分离气-液产物。各个膨胀型冷却步骤可以在大约-12。C至16匸，大约-9。C至10。C，或-4至2'C(大约10至大约60T，大约15至大约50下，或25至35下)的范围内冷却含LNG流。第一膨胀步骤的压降可以为大约552kPa至大约2kPa，大约896至大约1,724或1,207至1，344kPa(大约80至大约300psia，大约130至大约250psia，或175至195psia)。第二膨胀步骤的压降可以为大约138至大约758kPa，大约276至大约621kPa，或379至483kPa(大约20至大约110psia，大约40至大约90psia,或55至70psia)。第三膨胀步骤可以将含LNG流的压力进一步降低大约34至大约345kPa，大约69至大约276kPa，或103至207kPa(大约5至大约50psia，大约10至大约40psia，或15至30psia)。来自最终膨胀阶段的液体馏分是最终LNG产品。通常，最终LNG产品的温度可以为大约-129。C至大约-184。C(大约-200至大约-300下)，大约-143。C至大约-171。C(大约-225至大约-275下)，或-151匸至-162。C(-240至-260下)。最终LNG产品的压力可以为大约0至大约276kPa(大约O至大约40psia)，大约69至138kPa(大约10至大约20psia),或86kPa至121kPa(12.5至17.5psia)。LNG法的天然气进料流的<:2+组分含量通常导致在第二制冷循环的一个或多个冷却阶段中形成富含C2+的液体。通常，控制各个冷却阶段中天然气的依次冷却，以从气体中去除尽可能多的C2和更高分子量的烃，由此产生主要含曱烷的气流和含显著量的乙烷和重质组分的液流。该液体可以通过在冷却阶段下游的关键位置使用气液分离器而进一步处理。在一个实施方案中，气/液分离器的一个目的是使Cs+材料的排出最大，以避免在下游处理设备中冻结。气/液分离器也可用于改变留在天然气产品中的C2至C4组分的量，以影响最终LNG产品的某些特性。气-液分离器的确切构造和操作可能取决于许多参数，例如天然气进料流的Qj+组成、LNG产品的所需BTU含量(即热值)、用于其它用途的C2+组分的值，和LNG装置和气体装置操作领域技术人员通常考虑的其它因素。在本发明的一个实施方案中，LNG法可以包括在LNG装置内的天然气液(NGL)集成。这可以通过将两种功能集成在一个装置中而显著提高LNG生成和NGL回收的效率。此外，本发明可以采用允许即时经济地改变LNG产品流的BTU含量(即高位热值(HHV))的重质组分脱除/NGL回收集成系统，以使一个装置可以服务各种LNG市场。相应地，在本发明的一个实施方案中，提供了一种可以在不同操作模式下操作以得到符合不同产品规格的LNG和/或NGL产品的LNG装置。例如，LNG装置可以在低BTU模式下操作以制备具有低BTU含量(例如950-1060BTU/SCF)的LNG产品，或在高BTU模式下操作以制备具有高BTU含量(例如1070-1160BTU/SCF)的LNG产品。该LNG装置也可以在不同操作模式下操作以制备不同的NGL产品。例如，LNG装置可以在丙烷排除模式下操作以得到具有低丙烷含量(例如0-20摩尔％)的NGL产品，或在丙烷回收模式下操作以得到具有高丙烷含量的NGL产品(例如40-85摩尔％)。在LNG装置的不同操作模式过程中制成的LNG的平均高位热值(HHV)可以彼此相差在15。C下至少大约370kJ/m3(10BTU/SCF)，在15匸下至少大约740kJ/m3(20BTU/SCF)，或在15。C下至少1860kJ/m3(50BTU/SCF)。此外，通过不同操作模式制成的LNG产品的平均HHV可以在不同操作模式下相差至少大约1%，至少大约3%，或至少5%。在一个实施方案中，在不同操作模式过程中制成的NGL的平均丙浣含量可以为至少大约1摩尔％，至少大约2摩尔％，或至少5摩尔％。本文所述的不同操作模式为稳态操作模式，不是在LNG装置的开车或停车过程中的操作。在一个实施方案中，每一不同的稳态操作模式经过至少1周，至少2周，或至少4周(与开车或停车通常所需的较短时间不同)。已知在传统LNG装置中制成的LNG的HHV可能在长时间内随进料组成的变化和/或环境条件的变化而轻微变化。但是，在一个实施方案中，本发明允许相对大和迅速地调节LNG产品的HHV值和/或NGL产品的丙烷含量。为了相对大和迅速地调节LNG产品的HHV和/或NGL产品的丙烷含量，LNG装置可以在少于1周，少于3天，少于l天，或少于12小时内在不同操作模式之间过渡。根据本发明的一个实施方案，LNG的生产在不同操作模式之间过渡的过程中并不停止。相反，LNG装置可以从一种稳态操作模式迅速过渡到另一稳态操作模式，并不需要将该装置停车。为了使LNG装置从第一操作模式过渡到第二操作模式，可以调节LNG装置的一个或多个操作参数。调节用于使LNG装置在不同操作模式之间过渡的操作参数可以是LNG装置的非进料操作参数(即操作模式之间的过渡并不通过调节LNG装置的进料的组成来引起)。例如，当LNG装置包括使用蒸馏塔以将处理过的天然气流根据相对挥发性分离成不同组分的重质组分脱除/NGL回收系统时，调节用于使LNG装置在不同操作模式之间过渡的操作参数可以是蒸馏塔的操作参数。这类蒸馏塔操作参数可以包括例如塔进料组成、塔进料温度、塔顶压力、回流流速、回流组成、回流温度、汽提气体流速、汽提气体組成和汽提气体温度。在一个实施方案中，LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统可以使用双塔结构。这种系统可以包括第一蒸馏塔(例如重质组分脱除塔)和第二蒸馏塔(例如脱甲烷塔、脱乙烷塔或脱丙烷塔)。重质液体可以浓缩并从重质组分脱除塔的底部移出，此后可以送入第二蒸馏塔。第二塔可以操作以使塔底产物稳定化，并将轻质组分送往塔顶，最终进入LNG产品。根据一个实施方案，蒸馏塔以在塔顶产生仅足够的重物质以提供所需LNGBTU含量，以及通过去除不需要的轻质组分而使塔底流稳定化的方式操作。在这种双塔结构中，可以调节一个或两个所述蒸馏塔的一个或多个操作参数以使LNG装置在不同操作模式之间过渡。下面参照图l-7详细论述可以调节以使LNG装置在不同操作模式之间过渡的各种操作参数。根据本发明能够操作的LNG装置可以具有各种构造。图1-7中所示的流程示意图和装置代表本发明能够向具有不同规格的两个或更多个个市场有效供应LNG产品的LNG装置的几个实施方案。图lb、2b、3b、3c、3d、3e、4b、5b、6b和7b代表本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收集成系统的各种实施方案。本领域技术人员将认识到，图l-7仅是示意性的，因此为清楚起见，已经省略在商业装置中成功操作所需的许多设备项目。这类项目可能包括例如压缩机控制、流量和液位测量和相应的控制器、温度和压力控制、泵、发动机、过滤器、附加热交换器和阀等。这些项目根据标准工程实践提供。为方便理解图1-7，下表1概述了用于标示图la至7b中所示实施方案的容器、设备和导管的数字命名。表l图1至7-数字命名的概述<table>tableseeoriginaldocumentpage17</column></row><table>图1-7中所示的本发明LNG装置使用级联型冷却与膨胀型冷却的组合将天然气冷却到其液化温度。级联型冷却在三个机械制冷循环；丙烷制冷循环，然后乙烯制冷循环，然后曱烷制冷循环中进行。曱烷制冷循环包括热交换冷却段和随后的膨胀型冷却段。图1-7的LNG装置还包括在丙烷制冷循环下游的重质组分脱除/NGL回收系统，用于从处理过的天然气中脱除重质烃组分并回收所得NGL。图la和lb示出了本发明LNG装置的一个实施方案。如下详细描述的那样，图la中的系统可以经三个机械制冷阶段与膨胀型冷却段组合将天然气依次冷却至其液化温度。图lb示出了重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。管线A、B和C表示如何将图lb中所示的重质组分脱除/NGL回收系统集成到图la的LNG装置上。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中丙烷和更重质组分回收率(在本文中也称作"C3+回收率")最大化的方式操作。如图la中所示，丙烷制冷循环的主要部件包括丙烷压缩机10、丙烷冷却器12、高阶(highstage)丙烷激冷器14、中阶(intermediatestage)丙烷激冷器16和低阶(lowstage)丙烷激冷器18。乙烯制冷循环的主要部件包括乙烯压缩机20、乙烯冷却器22、高阶乙烯激冷器24、中阶乙烯激冷器26、低阶乙烯激冷器/冷凝器28和乙烯节约器30。甲烷制冷循环的间接热交换部分的主要部件包括曱烷压缩机32、甲烷冷却器34、主甲烷节约器36和次甲烷节约器38。甲烷制冷循环的膨胀型冷却段的主要部件包括高阶甲烷膨胀器40、高阶甲烷闪蒸筒42、中阶甲烷膨胀器44、中阶曱烷闪蒸筒46、低阶曱烷膨胀器48和低阶甲烷闪蒸筒50。现在从丙烷制冷循环开始更详细描述图la中所示的LNG装置的操作。在例如燃气轮机驱动器(未示出)驱动的多级(例如三级)丙烷压缩机IO中压缩丙烷。这三级压缩优选存在于单一装置中，但是每级压缩可以是单独的装置，且这些装置机械耦联以通过单一驱动器驱动。在压缩时，丙烷经导管300送入丙烷冷却器12，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将其冷却和液化。离开丙烷冷却器12的液化丙烷制冷剂的代表性压力和温度为大约38°C(100°F)和大约1310kPa(大约l卯psia)。将来自丙烷冷却器12的料流经导管302送入以膨胀阀56为例的减压装置，在此液化丙烷的压力降低，由此其一部分蒸发或闪蒸。所得两相产物随后通过导管304流入高阶丙烷激冷器14。高阶丙烷激冷器14将进入的气流冷却，包括分别经间接热交换装置4、6和8冷却导管152中的甲烷制冷剂循环流、导管100中的天然气进料流和导管202中的乙烯制冷剂循环流。冷却的甲烷制冷剂气体通过导管154离开高阶丙烷激冷器14,并供入主甲烷节约器36,这将在随后段落中更详细论述。来自高阶丙烷激冷器14的冷却的天然气流，在本文中也称作富含曱烷流，经导管102流入分离器58，在此气相和液相分离。经导管303移出可以富含C3+组分的液相。经导管104移出气相，并将其供入中阶丙烷激冷器16，在此经间接热交换装置62将该料流冷却。然后将所得气/液流经导管112送入低阶丙烷激冷器18，在此通过间接热交换装置64将其冷却。冷却的富含曱烷流随后流过导管114，并进入高阶乙烯激冷器24，这将在随后段落中进一步论述。来自高阶丙烷激冷器14的丙烷气体经导管306返回丙烷压缩机10的高阶入口。剩余液体丙烷经导管308流过在此以膨胀阀72为例的减压装置，于是额外部分的液化丙烷被闪蒸或气化。所得冷却的两相流经导管310进入中阶丙烷激冷器16，由此为激冷器16提供冷却剂。丙烷制冷剂的蒸气部分经导管312离开中阶丙烷激冷器16,并被送入丙烷压缩机10的中阶入口。液体部分从中阶丙烷激冷器16流过导管314，并通过在此以膨胀阀73为例的减压装置，于是一部分丙烷制冷剂流气化。所得气/液流随后经导管316进入低阶丙烷激冷器18，在此其充当冷却剂。气化的丙烷制冷剂流随后经导管318离开低阶丙烷激冷器18，并被送入丙烷压缩机10的低阶入口，在此将其压缩并循环通过前述丙烷制冷循环。如上所述，将导管202中的乙烯制冷剂流在高阶丙烷激冷器14中经间接热交换装置8冷却。冷却的乙烯制冷剂流随后经导管204离开高阶丙烷激冷器14。部分冷凝的料流进入中阶丙烷激冷器16，在此通过间接热交换装置66将其进一步冷却。然后将两相乙烯流经导管206送入低阶丙烷激冷器18,在此经间接热交换装置68将该料流完全冷凝或几乎完全冷凝。然后将乙烯制冷剂流经导管208送入分离器70，在此将如果存在的蒸气部分经导管210移出。然后将液体乙烯制冷剂经导管212送入乙烯节约器30。在该方法中在此位置的乙烯制冷剂通常在大约-31。C(-24下)的温度和大约285psia的压力下。现在转向图la中所示的乙烯制冷循环，导管212中的乙烯进入乙烯节约器30，并经间接热交换装置75冷却。过冷液体乙烯流经导管214流入在此以膨胀阀74为例的减压装置，于是将一部分该料流闪蒸。冷却的气/液流随后通过导管215进入高阶乙烯激冷器24。经导管114离开低阶丙烷激冷器18的富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一步冷凝。冷却的富含甲烷流经导管116离开高阶乙烯激冷器24，在此将一部分该料流经导管B送入图lb中的工艺的重质组分脱除/NGL回收系统。图lb的细节将在下面段落中论述。剩余的冷却富含甲烷流进入中阶乙烯激冷器26。乙烯制冷剂蒸气经导管216离开高阶乙烯激冷器24，并返回乙烯节约器30，经间接热交换装置76升温，并随后经导管218供入乙烯压缩机20的高阶入口。乙烯制冷剂流的液体部分经导管220离开高阶乙烯激冷器24，随后在乙烯节约器30的间接热交换装置78中进一步冷却。所得冷却的乙烯流经导管222离开乙烯节约器30，并通过在此以膨胀阀80为例的减压装置，于是将一部分乙烯闪蒸。以类似于高阶乙烯激冷器24的方式，两相制冷剂流经导管224进入中阶乙烯激冷器26，在此其充当流过间接热交换装置84的天然气流的冷却剂。经导管A离开中阶乙烯激冷器24的冷却富含甲烷流被完全冷凝或几乎完全冷凝。将该料流随后送入如下所述图lb中的工艺的重质组分脱除腦L回收系统。乙烯制冷剂流的蒸气和液体部分分别经导管226和228离开中阶乙烯激冷器26。导管226内的气流与将要描述的导管238中的乙烯蒸气流合并。合并的乙烯制冷剂流经导管239进入乙烯节约器30，通过间接热交换装置86升温，并经导管230供入乙烯压缩机20的低阶入口。来自乙烯压缩机20低阶的流出物被送入级间冷却器88，冷却，并返回乙烯压缩机20的高阶入口。优选地，这两个压缩机阶段是单一模件，但它们可以各自是单独的模件，这些模件可以机械耦联到共用驱动器上。压缩的乙烯产物经导管236流入乙烯冷却器22，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换来将其冷却。然后将所得冷凝的乙烯流经导管202引入高阶丙烷激冷器14，用于如上所述的额外冷却。来自中阶乙烯激冷器26的乙烯制冷剂流的液体部分经导管228进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28,并经间接热交换装置卯将导管120中的富含曱烷流冷却。导管120中的料流是导管C中来自该工艺的重质组分脱除/NGL回收系统的贫含重质组分流(即富含轻质烃)与导管158中的循环甲烷制冷剂流的组合。如上所述，下面进一步详细描述重质组分脱除/NGL回收系统的细节。来自低阶乙烯激冷器/冷凝器28的气化乙烯制冷剂经导管238流动，并加入导管226中的来自中阶乙烯激冷器的乙烯蒸气。然后通过如上所述乙烯节约器30中的间接热交换装置86将合并的乙烯制冷剂蒸气流加热。经导管122离开乙烯制冷循环的加压的含LNG流可以在大约-123。C至大约-46'C，大约-115'C至大约-73'C,或-101。C至-87。C(大约-200至大约-50下，大约-175至大约-100下，或-150至-125下)的温度和大约3450kPa至大约4830kPa或3790kPa至5,000kPa(大约500至大约700psia，或550至725psia)的压力下。该加压的含LNG流随后被送入主甲烷节约器36，在此通过间接热交换装置92将其进一步冷却。该料流通过导管124离开，并进入甲烷制冷循环的膨胀冷却段。液化的富含甲烷流随后通过在此以高阶甲烷膨胀器40为例的减压装置，于是使一部分的该料流气化。所得两相产物经导管163进入高阶曱烷闪蒸筒42，并且气相和液相分离。高阶曱烷闪蒸气经导管155输送到主曱烷节约器36，在此其被间接热交换装置93加热，并经导管168离开主曱烷节约器36，进入甲烷压缩机32的高阶入口。来自高阶闪蒸筒42的液体产物经导管166进入次曱烷节约器38,在此将料流经间接热交换装置39冷却。所得冷却流经导管170流入在此以中阶甲烷膨胀器44为例的减压装置，于是使一部分液化甲烷流气化。在导管172中的所得两相流随后进入中阶甲烷闪蒸筒46，在此液相和气相分离并分别经导管176和178离开。蒸气部分进入次曱烷节约器38，被间接热交换装置41加热，然后经导管188再进入主甲烷节约器36。该料流在经导管190供入甲烷压缩机32的中阶入口之前被间接热交换装置95进一步加热。来自中阶甲烷闪蒸筒46底部的液体产物随后在经导管176传送通过减压装置(在此以低阶甲烷膨胀器48为例，于是一部分液流气化)时，进入膨胀冷却段的最后阶段。将冷却的混合相产物经导管186送入低阶曱烷闪蒸筒50,在此蒸气和液体部分分离。近大气压的LNG产物经导管198离开低阶甲烷闪蒸筒50，并送去储存(表示为LNG储存容器99)。如图la中所示，蒸气流经导管196离开低阶曱烷闪蒸筒50，并进入次甲烷节约器38,在此经间接热交换装置43将其加热。该股料流随后经导管180送到主甲烷节约器36，在此通过间接热交换装置97将其进一步冷却。该蒸气随后经导管182进入曱烷压缩机32的中阶入口。曱烷压缩机32的低阶的流出物被送入级间冷却器29，冷却，并返回甲烷压缩机32的中阶入口。类似地，中阶甲烷蒸气被送入级间冷却器31，冷却并返回曱烷压缩机32的高阶入口。优选地，这三个压缩机阶段是单一模件，但它们可以各自是单独的模件，并且这些模件可以机械耦联到共用驱动器上。所得压缩的甲烷产物经导管192流入乙烯冷却器34，与外部流体(例如空气或水)间接热交换。然后将冷却器34的产物经导管152引入高阶丙烷激冷器14,用于如上所述额外冷却。如上所述，来自高阶丙烷激冷器14的甲烷制冷剂流经导管154进入主曱烷节约器36。该料流随后经间接热交换装置98进一步冷却。所得甲烷制冷剂流流经导管158，并在如上所述经导管120进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28之前与导管C中的贫含重质组分气流合并。图lb示出了本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。图lb中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔452、笫二蒸馏塔454和节约热交换器402。在一个实施方案中，第一蒸馏塔452作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔454作为脱乙烷塔运行。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔452的回流主要由乙烷组成。现在更详细描述图lb中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的操作。在导管B中的部分气化的富含甲烷流进入节约热交换器402,在此将该料流经间接热交换装置404进一步冷凝。冷却的料流经导管453离开节约热交换器402，并与导管A中的料流合并。所得料流随后进入第一蒸馏塔进料分离器406，在此气相和液相分离。蒸气组分经导管455移出，随后通过以涡轮膨胀器408为例的减压装置，于是将所得两相流经导管456供入第一蒸馏塔452。经导管458离开第一蒸馏塔进料分离器406的液相通过在此以膨胀阀410为例的减压装置，在此使一部分该料流气化。将所得气/液流经导管460引入第一蒸馏塔452。主要为甲烷的塔顶产物经导管462离开第一蒸馏塔452，并通过压力控制装置412(优选为流量控制阀)，并经导管C再进入液化阶段。如图lb中所示，经导管464从第一蒸馏塔452移出侧线流，并将其送入节约热交换器402,在此通过间接热交换装置414将该液体加热(再沸)。所得部分气化的该料流经导管466转移到第一蒸馏塔452，在此将其用作汽提气体。汽提气体赋予塔中的一部分重质烃组分(在不存在汽提气体的情况下，通常留在液体产物中)能量并使其气化。汽提气体允许更精确控制第一蒸馏塔452中轻质和重质组分的分离，这最终导致能够系统地调节最终LNG产物的特性，例如热值。如图lb中所示，第一蒸馏塔452的塔底液体产物通过导管468离开，并通过以膨胀阀416为例的减压装置，在此使一部分该料流气化。从膨胀阀416所得的两相流随后经导管470供入第二蒸馏塔454。经导管472从第二蒸馏塔454的塔顶和塔底出口之间的出口移出一股料流，并将其送入加热器418,在此通过与外部流体(例如水蒸汽或其它传热流体)间接热交换使该股料流部分气化(再沸)。所得气相经导管474返回第二蒸馏塔454作为汽提气体。所得液流经导管476从间接热交换器418中移出，并且此后与导管478中的来自第二蒸馏塔454的液体塔底产物合并。该合并的料流是回收的NGL产物，并经导管480送去储存或进一步处理。笫二蒸馏塔454的塔顶蒸气产物经导管482流过压力控制装置420(优选为流量控制阀)，以经导管483流入节约热交换器402。将该料流经间接热交换装置422冷却并部分冷凝。该两相流随后经导管486送入第二蒸馏塔回流分离器424,在此液相和气相分离。液流经导管488回流到第二蒸馏塔454。气流通过导管490并进入节约热交换器402,在此将蒸气经间接热交换装置426冷却并部分冷凝。该料流经导管492离开节约热交换器402，并送入冷却器428，在此经间接热交换将其进一步冷却和冷凝，优选完全冷凝。冷却器428可以是外部冷却器，或可以是图la中所示的激冷器之一(例如乙烯激冷器28)。所得冷凝流经导管494进入第一蒸馏塔分离器430，此后经导管496转移到回流泵432中。然后经导管498从回流泵432中排出该过冷液流作为第一蒸馏塔452的回流。通常，可以通过操纵一个或多个关键工艺参数，例如工艺容器的温度或压力，或与工艺容器有关的料流的温度、压力、流量或组成来改变最终LNG产品的特性，以符合两个或更多个市场的不同规格。这类相关料流包括例如塔的回流、塔的汽提气体流和塔的进料流。为了改变工艺变量，可以改变相关工艺设备的构造。例如，可以改变所用设备的数量、布置、操作和/或类型以实现所需结果。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图lb中所示系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的高位热值(HHV)。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对塔452和/或454的操作参数进行如下调节(1)降低第一蒸馏塔452的进料流456和/或460中所含的<:2+组分的量；(2)降低第一蒸馏塔454的进料流456，460的温度；(3)提高第一蒸馏塔452的回流498的流速；(4)降低第一蒸馏塔452的回流498的温度；(5)提高第一蒸馏塔452的回流498中所含的<:2+组分的量；(6)降低第一蒸馏塔452的汽提气体流466的流速；(7)降低第一蒸馏塔452的汽提气体流466的温度；(8)提高第一蒸馏塔452的塔顶压力；(9)降低第二蒸馏塔454的进料流470中所含的C3+组分的量；(10)降低第二蒸馏塔454的进料流470的温度；(11)提高第二蒸馏塔454的回流488的流速；(12)降低第二蒸馏塔454的回流488的温度；(13)降低第二蒸馏塔454的再沸流474的流速；(14)降低第二蒸馏塔454的再沸流474的温度；和(15)提高第二蒸馏塔454的塔顶压力。有许多方式实现上列项目(1)-(15)的调节。例如，可以使用附加上游分离技术调节第一蒸馏塔452的进料流456和/或460中所含的<:2+组分的量。例如，可以通过调节热交换器402或其它上游热交换器中的流速来将第一蒸馏塔452的进料流456，460的温度降低至少大约0.5。C或至少1.5。C(大约l下或至少3下)。例如，可以通过在热交换器402中对第二蒸馏塔454的塔顶流149提供更多冷却(422段)来提高第一蒸馏塔452的回流498的流速。例如，可以通过在热交换器402U26段)或热交换器428中提供更多冷却来将第一蒸馏塔452的回流498的温度降低至少5下。例如，可以通过改变第二蒸馏塔454的操作来将进入第一蒸馏塔452的回流498中所含的<:2+组分的量提高至少10摩尔％。例如，可以经控制阀(未示出)降低第一蒸馏塔452的汽提气体流466的流速。例如，可以通过在热交换器402(414段)中提供更少的加热来将第一蒸馏塔452的汽提气体流466的温度降低至少5下。例如，可以通过经阀412限制导管462中的塔顶流来提高第一蒸馏塔的塔顶压力。例如，可以通过在塔452和454之间合并富含甲烷流或加入附加分离装置来降低第二蒸馏塔454的进料流470中所含的C3+组分的量。例如，可以通过对导管470中的料流提供额外冷却来降低第二蒸馏塔454的进料流470的温度。例如，可以通过在热交换器402(422段)中为第二蒸馏塔454的塔顶流482提供更多冷却来提高第二蒸馏塔454的回流488的流速。例如，可以通过在热交换器402(422段)中为第二蒸馏塔454的塔顶流482提供更多冷却来降低第二蒸馏塔454的回流488的温度。例如，可以通过降低在第二蒸馏塔454的再沸器中发生的传热量来降低第二蒸馏塔454的再沸流472的流速。例如，可以通过降低在第二蒸馏塔454的再沸器中发生的传热量来降低第二蒸馏塔454的再沸流472的温度。例如，可以通过经阀420限制管线482中的塔顶流来提高第二蒸馏塔454的塔顶压力。应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图la和lb的LNG装置的LNG产品的HHV。下表2概述了图lb的所选料流的各种性质的宽、窄范围。表2图lb-料流性质<table>tableseeoriginaldocumentpage26</column></row><table>图2a和2b示出了本发明能够有效供应符合明显不同的产品规格的LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图2b示出了本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。管线B、F、N、O和P表示图2a中所示的液化段如何与图2b中所示的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统集成。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中的C3+回收最大化的方式构造和操作。图2a所示的液化阶段的丙烷和乙烯制冷循环的主要部件编号与上文对图la所列的那些相同。此外，图2a中的曱烷制冷循环使用循环压缩机31。现在详细描述图2a中所示的LNG装置与上文参照图la详述的那些不同的操作。在图2a中，冷却的富含曱烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18。该料流随后进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一步冷却。所得富含甲烷流经导管B离开中阶乙烯激冷器24，并送入图2b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，在此如随后段落中详述的那样对其进行附加处理。该富含甲烷流随后经导管F从将要描述的图2b的重质组分脱除/NGL回收系统进入图2a中的中阶乙烯激冷器26。该料流随后在中阶乙烯激冷器26中经间接热交换装置84进一步冷却。过冷的液流离开中阶乙烯激冷器26，并与经导管158离开主甲烷节约器36的液体曱烷制冷剂合并。将该合并的料流经导管120送入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此通过间接热交换装置90将其冷却。除了将富含曱烷流冷却外，低阶乙烯激冷器28还经间接热交换装置91充当将要论述的来自图2b中的导管N的料流的冷凝器。图2a中加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28，并继续通过如前详述的甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。从最后阶段膨胀所得的液体是LNG产品。在图2a的甲烷制冷循环中，将要论述的来自重质组分脱除/NGL回收系统的料流经导管P进入主甲烷节约器36，在此经间接热交换装置81将该料流冷却。然后将所得料流经导管191送入循环压缩机31,于是压缩的流出物经导管193前行，并与来自高阶丙烷激冷器14出口的导管154中的曱烷制冷剂循环流合并。该复合流随后进入主甲烷节约器36，在此经间接热交换装置98将其冷却。该料流随后经导管158循环，并如上所述加入离开中阶乙烯激冷器26的富含甲烷流。该总料流随后经导管120进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，并如上文参照图la所述继续进行工艺步骤。现在转向图2b，说明本发明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图2b中的系统的主要部件包括第一蒸馏塔552、第二蒸馏塔554、节约热交换器502、膨胀器504和进料緩冲容器506。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔552可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔554可以作为脱乙烷塔运行。在本发明的LNG装置的一个实施方案中，第一蒸馏塔552可以具有主要为乙烷的料流回流。现在详细描述图2b中所示的本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的操作。来自高阶乙烯激冷器24的部分冷凝流出物如前所述流入图2a中的导管B,然后进入图2b中的进料緩沖容器506，在此蒸气和液体分离。蒸气部分经导管520进入第一蒸馏塔进料膨胀器504，在此使一部分该料流冷凝。将冷却的气/液流经紧邻第一蒸馏塔552下部的导管524供入。图2b中第一蒸馏塔552的塔顶出口的蒸气产物经导管F送入如上所述图2a中的中阶乙烯激冷器26的入口。随后将该主要为甲烷的料流冷却并最后成为最终LNG产物。液流经导管522离开进料緩冲容器506，于是其与来自第一蒸馏塔552底部出口的导管526中的液体产物合并。该复合流经导管528送往节约热交换器502，在此经间接热交换装置514将其加热。所得料流经导管530进入第二蒸馏塔554。第二蒸馏塔554底部出口的液体产物是最终NGL产物。在图2b中，将NGL产物经导管550送去进一步处理或储存。经导管540从第二蒸馏塔554的侧出口移出料流。该料流进入加热器512，在此通过与外部流体(例如水蒸汽或传热液体)的间接热交换将其加热(再沸)。将所得蒸气经导管542返回第二蒸馏塔554,在此其用作汽提气体。第二蒸馏塔554的塔顶出口的蒸气流经导管532输送到节约热交换器502，在此经间接热交换装置516将其部分冷凝。所得部分液化流经导管534送往第二蒸馏塔塔顶緩沖容器508，在此蒸气和液体分离。蒸气流经图2b中的导管P离开塔顶緩冲容器508，并进入图2a中的主甲烷节约器36。如上所述将该料流冷却、压缩、并循环回低阶乙烯激冷器/冷凝器28的入口。如图2b中所示，第二蒸馏塔分离器508的液相经导管536进入回流泵510的吸入口。将回流泵510的一部分排出物经导管538送往第二蒸馏塔554作为回流。将剩余料流经图2b中的导管N送入如上所述图2a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28的入口。如图2a中所示，一部分该料流进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置91将其冷却。冷却的料流经导管O离开低阶乙烯激冷器。为了控制导管O中料流的温度，导管N中的一部分液体可以如阀125所控制的经导管121绕过低阶乙烯激冷器。例如，为了降低导管O中料流的温度，可以关闭阀125以降低流过导管121的流量，由此允许更多料流通过低阶乙烯激冷器/冷凝器28冷却。然后将导管O中的所得料流送入第一蒸馏塔552作为回流。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图2b中所示系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的LNG,可以对蒸馏塔552和/或554的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低进第一蒸馏塔552的进料流524的温度；(2)提高第一蒸馏塔552的回流0的流速；(3)降低第一蒸馏塔552的回流0的温度；(4)提高第一蒸馏塔552的塔顶压力；(5)降低第二蒸馏塔554的进料流530的温度；(6)提高第二蒸馏塔554的回流538的流速；(7)降低第二蒸馏塔554的回流538的温度；(8)降低第二蒸馏塔554的汽提气体542的流速；(9)降低第二蒸馏塔554的汽提气体542的温度；和(10)提高第二蒸馏塔554的塔顶压力。如上文对图lb所详述的，存在若干种实现项目(1)-(10)的调节方法，包括蒸馏和LNG装置操作领域技术人员公知的那些。例如，根据该实施方案，如上所述，可以通过关闭阀125以迫使更多料流通过低阶乙烯激冷器/冷凝器28冷却，从而降低第二蒸馏塔552的回流O的温度。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图2a和2b的LNG装置的LNG产品的热值。图3a示出了本发明能够有效供应符合两个或更多个市场的明显不同规格的LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图3b至3e代表本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的数个实施方案。图3b代表使用回流压缩机的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。图3c示出了使用回流泵的本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图3d示出了使用膨胀器冷却和部分冷凝蒸馏塔进料的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图3e中所示的又一实施方案通过在塔回流中引入重质烃(即Crs和Cs，s)来使NGL产品中的CV回收率(98+%)最大化。管线D、J、B、F、E、L、K、M和G表示图3a至3e中所示的系统如何集成到图3a的LNG装置中。图3a所示的本发明的LNG装置的液化步骤的主要部件与上文对图la的实施方案所述的那些相同。现在列出与如前详述的图la的操作不同的图3a中所示的装置的操作。部分气化的富含甲烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导管D送入图3b、3c、3d或3e中所示的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统。本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的几个替代实施方案示在图3b至3e中；各个都将在随后段落中详细论述。在进入高阶乙烯激冷器24之前，来自图3b、3c、3d或3e的重质组分脱除/NGL回收系统的导管J中的料流与导管114中的富含甲烷流合并。在图3a中，该合并的料流进入高阶乙烯激冷器24,在此经间接热交换装置82将其进一步冷却。所得料流随后经导管B送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱除/NGL回收系统。该料流如下详述的那样经历进一步处理，然后经导管F返回中阶乙烯激冷器26，在此经间接热交换装置84将其冷却。所得料流离开中阶乙烯激冷器26,于是其以与图la的描述中详述的类似方式与导管158中的甲烷制冷剂循环流合并。根据图3a，合并的料流经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置90将其冷却。除了将富含甲烷流冷却外，图3a中的低阶乙烯激冷器还充当将要论述的来自图3b、3c、3d或3e所示的重质组分脱除/NGL回收系统中的导管N的料流的冷凝器。所得富含曱烷流至少部分冷凝或完全冷凝，并离开图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28，于是其与来自重质组分脱除/NGL回收系统的导管M中的料流合并。该复合30流进入主甲烷节约器36，并如上文对图la详述的那样继续进入甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却段。类似地，最后膨胀阶段的液体部分是LNG产品。在图3a的曱烷制冷循环中，来自将要论述的重质组分脱除/NGL回收系统的导管G中的附加料流在进入甲烷压缩机32的高阶入口之前与导管168中的主甲烷节约器36的流出物合并。将所得压缩甲烷制冷剂流经导管192送入甲烷冷却器34,在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将该料流冷却。在进入高阶丙烷激冷器14之前，一部分曱烷制冷剂经导管E送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱除/NGL回收系统。图3a中剩余的曱烷制冷剂流如上所述经导管152送入高阶丙烷激冷器14。现在转向图3b，描述LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。图3b中的主要部件包括第一蒸馏塔652、第二蒸馏塔654、节约热交换器602和回流压缩机608。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔652可以具有主要由乙烷组成的料流回流。现在更详细描述图3b中所示的本发明系统的操作。如上所述，导管D和B中的料流源于图3a中所示的液化系统。导管D含有如图3a中所示离开低阶丙烷激冷器18的一部分部分冷凝的富含甲烷流。导管B中的料流代表如图3a中所示的高阶乙烯激冷器24的冷却流出物。如图3b中所示，导管B和D中的料流在进入第一蒸馏塔652之前合并。在一个实施方案中，导管B中的料流更冷，并且可以按需要经阀625提高导管D中的流量以调节导管626中的第一蒸馏塔的进料的温度。图3b中第一蒸馏塔652的塔顶出口的蒸气产物经导管F离开，并进入如上所述图3a中的中阶乙烯激冷器26以最后成为最终LNG产品。从第一蒸馏塔652经导管628和630移出两股側线流。导管628中的料流进入节约热交换器602,在此经间接热交换装置618将其加热(再沸)并至少部分气化。导管630中的侧线流充当冷凝器620中用于将要论述的笫二蒸馏塔654的塔顶蒸气产物的冷却剂。所得至少部分，优选完全气化的料流在重新进入第一蒸馏塔652之前在导管636中合并。这些主要气化流随后充当第一蒸馏塔652中的汽提气体。第一蒸馏塔652的塔底出口的液体产物经导管638进入第二蒸馏塔654。经导管666从第二蒸馏塔654移出侧线流，并将其通过加热器612,在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将该料流再沸(加热)。一部分该料流气化，并经导管668从加热器612送入第二蒸馏塔654，在此其用作汽提气体。剩余液体从热交换器612流过导管672，并与导管670中的第二蒸馏塔654的塔底出口的液体产物合并。该复合流是最终NGL产物，在一个实施方案中可以主要由丙烷和重质组分组成。将该NGL流经导管676送去进一步处理和/或储存。第二蒸馏塔654的塔顶出口的蒸气产物经导管640离开，此后如上所述通过与导管630中的第一蒸馏塔652的侧线流间接热交换来经冷凝器620冷凝。所得冷却的至少部分冷凝的料流经导管642流入第二蒸馏塔分离器604，在此气相和液相分离。液体部分经导管662流入回流泵606的吸入口。该料流随后排入导管664并用作第一蒸馏塔652的回流。蒸气流经导管634离开第二蒸馏塔分离器604。一部分蒸气流可以经导管644送去用在其它用途中或用作燃料。另一部分蒸气产物可以经导管G送入如上所述图3a中的甲烷压缩机32的高阶入口。根据图3b，将剩余蒸气产物经导管646送入回流压缩机608的吸入口。压缩蒸气经导管648行进，并进入节约热交换器602，在此经间接热交换装置616将蒸气冷却。所得料流经导管K离开节约热交换器602,并进入图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置91将该蒸气进一步冷却和冷凝。部分冷凝，优选完全冷凝的料流经导管L离开低阶乙烯激冷器26，并作为回流送入图6b中的第一蒸馏塔652。一部分该回流可以经导管M传送以与图3a中导管122中的加压的含LNG流合并。如上所述，该复合流最后成为最终LNG产品。如上所述，在进入高阶丙烷激冷器14之前，导管152中的一部分甲烷制冷剂流经导管E送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱除/NGL回收系统。在图3b中，导管E中的料流进入节约热交换器602，在此经间接热交换装置614将其冷却。所得料流流经导管J，并与如上所述导管114中的低阶丙烷激冷器18的流出物合并。现在参照图3c，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图3c中的系统的主要部件和操作与图3b中所述的相同。但是，图3c中所示的实施方案采用回流泵609代替图3b中所用的回流压缩机。导管L中的冷却流离开图3a中的低阶乙烯激冷器，随后进入图3c中的回流泵609的吸入口。将该料流排到导管660中，于是可以将一部分如上所述经导管M送入图3a中的导管122中的加压的含LNG流。根据图3c，剩余部分的该料流在导管660中返回第一蒸馏塔652作为回流。现在参照图3d，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的又一实施方案。图3d中所示的系统的主要部件与图3b中所述的相同。但是，图3d对第一蒸馏塔652的进料使用分离器611和膨胀器613。现在详细描述图3d中所示系统与对图3b所述系统的操作不同的操作。根据图3d,导管B和D中的料流来自图3a。在图3d中，导管626中的料流送入分离器611,在此蒸气和液体部分分离，并分别经导管660和662离开。液流随后直接进入第一蒸馏塔652。来自分离器611的蒸气部分进入膨胀器613，于是压力降低并使一部分该料流冷凝。然后将所得气/液流经导管664送入第一蒸馏塔652。该工艺的其余部分按照与根据图3b中所示的实施方案所述的类似方式操作。图3e中示出了LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的再一实施方案。图3e的主要部件与在图3b中所示的实施方案中所列的相同。此夕卜，图3e中所示的系统可以按照与图3b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统类似的方式操作。但是，图3e使用包含重质烃组分(例如Ch和C5，s)的附加回流以实现NGL产物中的高丙烷回收率。现在详细描述图3e中所示系统与图3b中所列的系统不同的操作。导管646中的来自第二蒸馏塔654的蒸气通过循环压缩机608压缩。所得料流流经导管648，于是其与导管680中的包含重质烃组分，优选C4，s和Cs、的附加回流合并。该复合流ii^节约热交换器602，在此经间接热交换装置616将其冷却。冷却流经导管K送入图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28。如上文在图3a和3b中所述，该料流在返回第一蒸馏塔652中作为回流之前进一步冷却和冷凝。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图3b至3c中所示的系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的HHV。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对蒸馏塔652和/或654的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低第一蒸馏塔652的进料流626的温度；(2)降低第一蒸馏塔652的回流L的温度；(3)降低第一蒸馏塔652的汽提气体636的温度；(4)提高第一蒸馏塔652的回流L的流速；(5)降低第二蒸馏塔654的进料流638的温度；(6)降低第二蒸馏塔654的回流664的温度；(7)降低第二蒸馏塔654的汽提气体668的温度；(8)提高第二蒸馏塔654的回流664的流速；(9)提高经导管644送去作为燃料的第二蒸馏塔654的塔顶蒸气流的流速。如上文对图lb所详述的，存在若千种实现项目(1)-(9)的调节的方法，包括LNG装置和蒸馏领域技术人员公知的那些。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图3a、3b、3c、3d和3e的LNG装置的LNG产品的热值。图4a示出了本发明的LNG装置的另一实施方案。图4b示出了LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线D、B、F、E、I和G表示图4b中所示的系统如何集成到图4a中所示的本发明LNG装置中。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中的C3+回收率最大化的方式操作。根据另一实施方案，该装置可以操作以使NGL产品中的Cs+回收率最大化。现在参照图4a，本发明的LNG装置的主要部件与上文对图la所列的那些相同。现在详细描述图4a中所示的系统与参照图la所述的系统不同的操作。根据图4a,富含曱烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分经导管D送入图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统。在随后段落34中详细论述图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的细节。图4a中的剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一步冷却。所得料流经导管B离开高阶乙烯激冷器24，并流入图4b中的重质组分脱除/NGL回收系统。在下述附加处理后，富含甲烷流经导管F返回图4a中，并进入中阶乙烯激冷器26，在此经间接热交换装置84将该料流冷却。所得料流随后经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，经间接热交换装置卯冷却，并经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28。导管122中的加压的含LNG流随后如上参照图la所述流经甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀型冷却部分。如上所述，最后膨胀冷却阶段之后产生的液体是最终LNG产品。在图4a的甲烷制冷循环中，导管G中将要论述的来自图4b中所述的重质组分脱除/NGL回收系统的料流在注入甲烷压缩机32的高阶入口之前与图4a中经导管168离开主甲烷节约器36的曱烷制冷剂流合并。将压缩曱烷制冷剂流经导管192送入曱烷冷却器34,在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将该料流冷却。将经导管152离开甲烷冷却器34的一部分料流随后经导管E送入图4b用于进一步处理。剩余制冷剂进入高阶丙烷激冷器14，在此如上所述通过间接热交换装置4将其进一步冷却。所得料流流经导管154并进入主曱烷节约器36，在此经间接热交换装置98将甲烷制冷剂流进一步冷却。所得料流经导管158离开主曱烷节约器36并进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28。随后，将曱烷制冷剂流经间接热交换装置91进一步冷却，装置91采用图la中详述的乙烯制冷剂作为冷却剂。图4a中的所得料流经导管I离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28并送入图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统。现在转向图4b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图4b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔752、第二蒸馏塔754和节约热交换器702。根据本发明的LNG装置的一个实施方案，第一蒸馏塔752可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔754可以作为脱乙烷塔运行。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔752具有主要由甲烷组成的料it回:充。现在更详细描述图4b中所示系统的操作。如上所述，在图4a中导管D和B分别离开低阶丙烷激冷器18和高阶乙烯激冷器24。在图4b中，导管B和D中的料流在经导管726进入第一蒸馏塔752之前合并。如根据图2b所述，可以经阀725调节料流B和D的相对流量以达到导管726中进料流的指定温度。第一蒸馏塔752的塔顶出口的蒸气产物经导管F离开，于是将其送入图4a中的高阶乙烯激冷器24的入口。如上所述，图4a离开高阶乙烯激冷器24的富含甲烷流随后冷却以成为最终LNG产物。如上文在图4a中所述，一部分甲烷制冷剂循环流经导管E送入图4b。该料流进入节约热交换器702，在此经间接热交换装置716将该料流加热。所得至少部分气化流经导管736进入第一蒸馏塔752，在此该加热的蒸气作为汽提气体。也如之前在图4a中所述，将导管158中的甲烷制冷剂循环流在低阶乙烯激冷器/冷凝器28中经间接热交换装置93冷却。所得料流经导管I离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28。这种冷却的主要富含曱烷流被送入图4b，在此其充当第一蒸馏塔752的回流。根据图4b，第一蒸馏塔752的塔底出口的液体产物经导管788离开，于是该料流分别流入导管730和732中。导管732中的料流进入节约热交换器702，在此经间接热交换装置718将该料流冷却。所得冷却的料流经导管738离开节约热交换器702。导管738中的一部分料流可以经阀743流经导管744以绕过冷凝器720。导管744在冷凝器720周围旁通可以是第二蒸馏塔进料和/或塔顶蒸气产物温度控制的一种机制。现在参照图4b中第二蒸馏塔塔底液体产物在导管730中的其余部分，该料流绕过节约热交换器702，通过阀737，并与导管747中的冷却流重新合并。该复合流经导管740进入冷凝器720。可以通过打开或关闭阀737来调节通过导管730的流速，由此控制导管740中的料流的温度。例如，为了降低导管740中料流的温度，可以进一步关闭阀737，由此使更多部分流过节约热交换器702进行冷却，因此降低进入冷凝器720的复合流的温度。冷凝器720充当间接热交换装置以使用料流740作为冷却剂冷却将要论述的料流。该冷却剂经导管742离开冷凝器720。此后，导管742和744中的料流合并，导管746中的复合流进入第二蒸馏塔754。经导管766从第二蒸馏塔754移出侧线流，并将其送入加热器712，在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将该料流加热(再沸)。将料流的气化部分经导管768返回第二蒸馏塔754,在此其用作汽提气体。所得液体部分经导管727离开第二蒸馏塔再沸器712，于是其与导管770中的来自第二蒸馏塔754塔底出口的液体产物合并。导管776中的所得复合流为最终NGL产物。根据一个实施方案，NGL产物可以富含丙烷和更重质组分。根据本发明的另一实施方案，第二蒸馏塔754可以以使最终NGL产物中Cs+组分回收率最大化的方式操作。通过使NGL产物中Cs+组分回收率最大化，可以制得具有相对高HHV的LNG产品。来自第二蒸馏塔754的塔顶出口的蒸气产物经导管778离开，于是通过冷凝器720将该料流冷却并至少部分冷凝。所得料流经导管780离开冷凝器720并进入第二蒸馏塔分离器704，在此气相和液相分离。主要由乙烷组成的蒸气部分经导管G送入图4a，在此如上所述其在注入甲烷压缩机的高阶入口之前与导管168中的料流合并。液相经导管762离开第二蒸馏塔分离器704并iiA回流泵706的吸入口。液体经导管764回流到第二蒸馏塔754中。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图4b中所示的系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对蒸馏塔752和/或754的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低第一蒸馏塔752的进料流726的温度；(2)降低第一蒸馏塔752的汽提气体流736的流速；(3)提高第一蒸馏塔752的回流I的流速；(4)降低第二蒸馏塔754的回流764的温度；和(5)降低第二蒸馏塔754的汽提气体流768的温度。如上文对图lb所论述，存在若干种实现上述项目(1)-(5)中所列的调节的方法，包括技术人员公知的那些。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图4a和4b的LNG装置的LNG产品的热值。图5a表示能够有效供应具有符合两个或更多个市场需求的明显不同的产品规格的LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图5b示出了本发明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线D、B、F、E和G表示图5b中所示的系统如何与图5a的LNG装置集成。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中的丙烷和更重质组分的回收率最大化的方式操作。根据另一实施方案，该装置可以操作以使NGL产品中的Cs+回收率最大化。图5a中的系统的主要部件与图la中所列的那些相同。现在详细解释图5a中与图la不同的操作。富含曱烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导管D送入图5b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统用于进一步处理。在随后段落中描述图5b中所示的系统的细节。剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其冷却。所得料流经导管B送入图5b中的重质组分脱除/NGL回收系统。在如下所述的附加处理之后，富含甲烷流经导管F返回图5a中，于是其进入中阶乙烯激冷器26并经间接热交换装置84冷却。所得料流流经导管119，并与导管158中的甲烷制冷剂循环流合并。该复合流经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置90将其进一步冷却。所得加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28,并被送入主甲烷节约器36。该加压的含LNG流随后如上参照图la所述继续通过曱烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。与图la类似地，从最后膨胀阶段得到的液体是图5a中的最终LNG产品。在图5a中所示的甲烷制冷循环中，将要论述的导管G中的料流来自图5b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，并进入图5a,在此其在曱烷压缩机32的高阶入口上游导管168中与甲烷制冷剂流合并。压缩的复合流经导管192送入甲烷冷却器34,在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将该料流冷却。将一部分所得料流经导管E送入图5b用于进一步处理。剩余的制冷剂流经导管152流入高阶丙烷激冷器18，并如上参照38图la所述进行处理。现在转向图5b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图5b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔852、第二蒸馏塔854和节约热交换器802。根据LNG装置的一个实施方案，第一蒸馏塔852可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔854可以作为脱乙烷塔运行。在另一实施方案中，第一蒸馏塔852可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔854可以作为脱丁烷塔运行。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔852没有回流。图5b中所示的系统的操作与参照图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统所述的操作类似。但是，图5b中的第一蒸馏塔852可以在没有回流的情况下运行。图5b中的管线和部件的标号在数字上比图4b中相应的管线大IOO。字母标示的管线(例如B、D、E、F、G)在图5b和4b中相同。图5b中相应管线和部件的功能和操作与之前参照图4b所述的那些类似。例如，图5b中第一蒸馏塔852的汽提气体流836的功能和操作直接对应于图4b中第一蒸馏塔752的汽提气体流736的功能和操作。才艮据本发明的一个实施方案，可以通过改变图5b中所示的系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对蒸馏塔852和/或854的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低第一蒸馏塔852的进料流826的温度；(2)降低第一蒸馏塔852的汽提气体流836的流速；(3)提高第一蒸馏塔852的回流I的流速；(4)降低第二蒸馏塔854的回流864的温度；和(5)降低第二蒸馏塔854的汽提气体流868的温度。如上文对图lb所论述，存在若干种实现上述项目(1)-(5)所列的调节的方法，包括本领域技术人员公知的那些。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图5a和5b的LNG装置的LNG产品的热值。图6a中列出能够供应具有符合两个或更多个不同市场的需求的明显不同规格的LNG产品的本发明的装置的另一实施方案。图6b示出了本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线H、D、B、F、E、I和G表示图6b中所示的系统如何与图6a的LNG装置集成。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使最终NGL产品中的乙烷和更重质组分的回收率最大化的方式操作。图6a中的系统的主要部件与图la中所列的那些相同。现在详细解释图6a与前述图la中系统的操作不同的操作。富含曱烷流经导管112离开中阶丙烷激冷器16，于是其与将要论述的来自图6b的导管H中的料流合并。即将详述图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的操作。该复合流进入低阶丙烷激冷器18，在此经间接热交换装置64将该料流冷却。所得冷却的料流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导管D送入下文详述的图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统用于进一步处理。图6a中的剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一步冷却。所得料流经导管B离开高阶乙烯激冷器24，并流入图6b中的重质组分脱除/NGL回收系统。在如下将述的附加处理后，富含甲烷流经导管F返回图6a中，并进入中阶乙烯激冷器26，在此经间接热交换装置84将该料流冷却。所得料流随后经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，经间接热交换装置卯冷却，并经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28。在导管122中的加压的含LNG流随后送入如上参照图la所述的甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却部分。如上所述，最后膨胀冷却阶段之后产生的液体是最终LNG产品。在图6a的甲烷制冷循环中，将要论述的导管G中的来自图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的料流在注入曱烷压缩机32的高阶入口之前与图6a中离开主甲烷节约器36的导管168中的甲烷制冷剂流合并。压缩的曱烷制冷剂流经导管192送入曱烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将该料流冷却。所得料流离开甲烷冷却器34，于是将一部分循环甲烷制冷剂流经导管E送入图6b用于进一步处理。图6a的导管152中剩余曱烷制冷剂流进入高阶丙烷激冷器18，在此如上所述经间接热交换装置4将其进一步冷却。所得料流随后流过导管154并进入主甲烷节约器36,在此经间接热交换装置98将曱烷制冷剂流进一步冷却。所得料流经导管158离开主甲烷节约器36，并进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28。随后，经间接热交换装置91将曱烷制冷剂流进一步冷却，该装置91^使用图la中详述的乙烯制冷剂作为冷却剂。图6a中的所得料流经导管I离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28，并被送入图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统。现在转向图6b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。图6b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔952、第二蒸馏塔954、主节约热交换器卯4、第一蒸馏塔节约热交换器卯2、中阶分离器热交换器906和中阶闪蒸筒956。在本发明的一个实施方案中，第一蒸馏塔952可以作为脱曱烷塔运行，第二蒸馏塔954可以作为脱乙烷塔运行。才艮据一个实施方案，第一蒸馏塔952具有主要由甲烷组成的料流回流。现在从笫一蒸馏塔952开始详细描述图6b中所示的系统的操作。如上文参照图6a所述，导管D和B中的料流分别来自低阶丙烷激冷器18和高阶乙烯激冷器24的出口。根据图6b，这两股料流在进入第一蒸馏塔952之前在导管926中合并。可以经阀925控制相对热的料流D的流量，以保持第一蒸馏塔进料926的所需温度。图6b中第一蒸馏塔952的塔顶出口的蒸气产物经导管F离开，并如上文图6a中所述进入中阶乙烯激冷器26。该料流最后成为最终LNG产品。图6a中的一部分甲烷循环流经导管E送入图6b。此后，将导管E中的料流分配到数个导管。导管E中的一部分料流流经导管928，于是另一部分该料流经导管936送入主节约热交换器卯4，在此经间接热交换装置963将该料流加热并至少部分气化。所得料流经导管938离开主节约热交换器904，并与将要论述的导管934中的料流合并。再讨论导管928，剩余部分的该料流进入中阶分离器节约热交换器906，在此经间接热交换装置930将该料流冷却。所得冷却的料流经导管H离开，并如前所述送入图6a中的低阶丙烷激冷器18的入口。在图6b中，导管E中的该料流剩余部分进入第一蒸馏塔节约热交换器902,在此经间接热交换装置916将该料流加热(再沸)。所得至少部分气化的料流经导管934离开第一蒸馏塔节约热交换器902，于是如上所述其与导管938内的加热料流合并。该复合流经导管940流入第一蒸馏塔952，在此其用作汽提气体。导管I中的料流如上所述来自图6a中的中阶乙烯激冷器26的出口。根据如4b，这种主要为曱烷的料流回流到图6b中的第一蒸馏塔952中。第一蒸馏塔952的塔底出口的液体产物经导管942离开。一部分该料流随后经导管944送入中阶分离器956，在此气相和液相分离。气相经导管946离开并送入中阶分离器节约热交换器卯6，在此经间接热交换装置932使该料流升温。所得料流离开中阶分离器节约热交换器906，并如上所述经导管G送入图6a中的甲烷压缩机32的高阶入口。根据图6b，液流经导管948离开中阶分离器956，并与将要论述的导管974中的料流合并。从中阶闪蒸筒956中移出两股侧线流。一股侧线流经导管950从中间分离器956中移出。该侧线流流入主节约热交换器卯4，在此经间接热交换装置962将其加热(再沸)。所得料流与将要论述的导管964中的料流合并，并经导管960返回中阶分离器956。另一侧线流从中间分离器956移出，并经导管966送入主节约热交换器904。随后经间接热交换装置970将该料流加热并至少部分气化。所得料流经导管972离开主节约热交换器904并返回中阶分离器956。现在转向导管942中第一蒸馏塔952的塔底液体产物的其余部分，该料流进入第一蒸馏塔节约热交换器902，在此经间接热交换装置918将其冷却。所得冷却的液体经导管976流入冷凝器920，在此导管976中的料流充当将要论述的导管978中的料流的冷却剂。在离开冷凝器920后，在导管968中的所得加热料流分成在导管964和974中的两股料流。导管964中的那部分料流如上所述进入中阶分离器956之前与离开主节约热交换器904的料流在导管960中合并。导管974中的那部分加热料流与经导管948离开中间分离器956的液相合并。所得复合流经导管980进入第二蒸馏塔954。第二蒸馏塔954的塔顶出口的蒸气产物经导管978离开并进入冷凝器42920，在此如上所述通过与导管976中的来自第一蒸馏塔952的塔底出口的液流间接热交换，将该料流冷凝。该至少部分冷凝的料流经导管982进入第二蒸馏塔分离器908，在此气相和液相分离。主要富含乙烷的气相离开第二蒸馏塔分离器908，并经导管984送去进一步处理和/或储存。液相经导管986离开第二蒸馏塔分离器908，并进入回流泵910的吸入口。回流泵910将该料流经导管988排放到第二蒸馏塔954中作为回流。经导管990从第二蒸馏塔954移出侧线流。将该料流送入加热器912，在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将其加热(再沸)。料流的气化部分经导管992返回第二蒸馏塔954，在此其用作汽提气体。所得液体部分经导管994离开第二蒸馏塔再沸器912，于是其与导管996中的第二蒸馏塔954塔底出口的液体产物合并。所得复合流为最终NGL产物。最终NGL产物由乙烷和更重质组分组成，并经导管998送去储存和/或进一步处理。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图6b中所示的系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对蒸馏塔952和/或954的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低第一蒸馏塔952的进料流26的温度；(2)降低第一蒸馏塔952的汽提气体流940的流速；(3)提高第一蒸馏塔952的回流I的流速。如上文对图lb所论述，存在若干种实现上述项目(1)-(3)所列的调节的方法，包括本领域技术人员公知的那些。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图6a和6b的LNG装置的LNG产品的热值。图7a和7b中示出了本发明的LNG装置的再一实施方案。图7b示出了该装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线H、D、B、F、E和G表示图7b中所示的系统如何与图7a中的LNG装置集成。根据本发明的一个实施方案，可以操作LNG装置以使最终NGL产品中的C2+回收率最大化。图7a中的系统的主要部件与图la中所列的那些相同。现在详细解释图7a中与上文对照图la所述的系统操作不同的操作。富含曱烷流经导管112离开中阶丙烷激冷器16，于是其与将要论述的来自图7b的导管H中的料流合并。图7b中所示的系统的操作即将详述。该复合流进入低阶丙烷激冷器18,在此经间接热交换装置64将该料流冷却。所得冷却的料流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导管D送入下文详述的图7b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统用于进一步处理。剩余富含曱烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一步冷却。所得料流经导管B送入图7b中的重质组分脱除/NGL回收系统。在如下所述的附加处理后，该富含曱烷流经导管F返回图7a中，于是其进入中阶乙烯激冷器26并经间接热交换装置84将其冷却。所得料流流经导管119并与导管158中的甲烷制冷剂循环流合并。该复合流经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置卯将其进一步冷却。所得加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28并送入主曱烷节约器36。加压的含LNG流随后如上参照图la所述继续经过曱烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。与图la类似地，从最后膨胀阶段所得的液体是图7a中的最终LNG产品。在图7a中所示的曱烷制冷循环中，将要论述的导管G中的料流来自图7b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，并进入图7a，在此其与在甲烷压缩机32的高阶入口上游导管168中的甲烷制冷剂流合并。压缩的复合流经导管192送入曱烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交换将该料流冷却。一部分所得料流经导管E送入图7b用于进一步处理。剩余制冷剂流经导管152流入高阶丙烷激冷器14，并如上参照图la所述进行处理。现在转向图7b，说明本发明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统。图7b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔1052、第二蒸馏塔1054、主节约热交换器1004、第一蒸馏塔节约热交换器1002、中阶分离器热交换器1006和中阶闪蒸筒1056。在本发明的一个实施方案中，第一蒸馏塔1052可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔1054可以作为脱乙烷塔运行。根据一个实施方案，第一蒸馏塔1052没有回流。图7b中所示的系统的操作类似于参照图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统所述的操作，只是图7b中的第一蒸馏塔1052没有回流。图7b中的管线和部件在数字上标为比图6b中的相应管线大100的值。字母标示的管线(例如B、D、E、F、G、H)在图7b和6b中相同。图7b中相应管线和部件的功能和操作与上文参照图6b所述的那些类似。例如，图7b中的第一蒸馏塔1052的汽提气体流1040直接对应于图6b中的第一蒸馏塔952的汽提气体流940的功能和操作。根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图7b中所示的系统的一个或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的LNG，可以对蒸馏塔1052和/或1054的操作参数进行一个或多个下列调节(1)降低第一蒸馏塔1052的进料流26的温度；(2)降低第一蒸馏塔1052的汽提气体流1040的流速；和/或(3)提高第二蒸馏塔1054的回流1088的流速。如上文参照图lb所论述，存在若千种实现上述项目(1)-(3)所列的调节的方法，包括本领域技术人员公知的那些。与图la和lb类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图7a和7b的LNG装置的LNG产品的热值。在本发明的一个实施方案中，使用传统工艺仿真软件在计算机上仿真图l-7中所示的LNG生产系统。合适的仿真软件的实例包括Hyprotech的HYSYSTM、AspenTechnology,Inc.的AspenPlus⑧和SimulationSciencesInc.的PRO/II。上述本发明的优选形式仅用作示例，不应该用于以限制性意义解释本发明的范围。本领域技术人员在不背离本发明的精神的情况下，容易对上列示例性实施方案作出明显修改。本发明人在此表达他们的意图当涉及本质上不背离本发明但超出如所附权利要求所述的本发明字面范围的任何装置时，根据"等同原则，，确定和评价本发明的合理范围。数值范围本说明书使用数值范围量化与本发明有关的某些参数。应该理解的是，当提供数值范围时，这类范围被视为为仅列举该范围的下限值的权利要求限定和仅列举该范围的上限值的权利要求限定提供字面支持。例如，公开的10至100的数值范围为列出"大约10"(没有上限)的权利要求和列出"小于100"(没有下限)的权利要求提供了字面支持。本说明书使用具体数值量化与本发明有关的某些参数，其中该具体数值并不明确地是数值范围的一部分。应该理解的是，本文提供的各个具体数值被一见为为宽的、中等和窄的范围提供字面支持。与每一具体数值相关的宽范围是该数值+/-该数值的60%，四舍五入到2位有效数字。与每一具体数值相关的中等范围是该数值+/-该数值的30%，四舍五入到2位有效数字。与每一具体数值有关的窄范围是该数值+/-该数值的15%,四舍五入到2位有效数字。例如，如果本说明书描述了62T的具体温度，这种描述提供了25下至99下(62下+/-37下)宽数值范围，43下至8lT(62°F+/-19°F)的中等数值范围和53下至71T(62T+/-9T)的窄数值范围的字面支持。这些宽的、中等的、和窄的数值范围应该不仅适用于具体值，还应该适用于这些具体值之间的差值。因此，如果本说明书描述了110psia的第一压力和48psia的第二压力(相差62psi)，则这两股料流之间的压差的宽范围、中等范围和窄范围分别是25至99psi，43至81psi和53至71psi。定义本文所用的术语"天然气"是指含有至少65摩尔％甲烷，其余量为乙烷、更重质烃、氮、二氧化碳和/或少量其它污染物，例如汞、疏化氢和硫醇的料流。本文所用的术语"混合制冷剂"是指含有多种不同组分的制冷剂，其中没有一种组分超过制冷剂的75摩尔％。本文所用的术语"纯组分制冷剂"是指不是混合制冷剂的制冷剂。本文所用的术语"级联制冷工艺"是指^f吏用多个制冷循环的制冷工艺，各制冷循环使用不同的纯组分制冷剂以依次冷却天然气。本文所用的术语"开放循环级联制冷工艺"是指包括至少一个封闭制46冷循环和一个开放制冷循环的级联制冷工艺，其中开放循环中所用的制冷剂的沸点小于封闭循环中所用的制冷剂的沸点，并通过一个或多个封闭循环完成冷凝开放循环制冷剂的一部分冷却任务。在本发明的一个实施方案中，使用主要为甲烷的料流作为开放制冷循环中的制冷剂。这种主要为曱烷的料流来自处理过的天然气进料流，并可以包括压缩的开放甲烷循环气流。本文所用的术语"膨胀型冷却"是指在气体、液体或两相体系的压力经过减压装置降低时发生的冷却。在一个实施方案中，膨胀装置是Joule-Thompson膨胀阀。在本发明的另一实施方案中，膨胀阀是水力或气体膨胀器。本文所用的术语"中沸点"是指在此温度下，一半重量的物理组分混合物在特定压力下已经气化(即蒸发)。本文所用的术语"间接热交换"是指其中制冷剂在制冷剂与要冷却的芯式热交换器和钎焊铝板翅式热交换器是促进间接热交换的具体设备实例。本文所用的术语"节约器"或"节约热交换器"是指采用多个使用间接热交换的热交换器以在工艺流之间有效传热的结构。通常，节约器通过彼此热集成工艺流而使外部能量输入最小化。本文所用的术语"高位热值"或"HHV"是指LNG产品燃烧时释放的热量，并考虑气化燃烧反应产生的水所需的能量。本文所用的术语"BTU含量"是术语"高位热值"的同义词。本文所用的术语"蒸馏塔"或"分离器"是指根据相对挥发性分离料流用的装置。本文所用的术语"稳态操作，，是指在开车和停车之间相对平稳和连续的操作期间。本文所用的术语"非进料操作参数"是指设备或装置的某项部件中除了设备或装置的该项部件的主进料的组成以外的任何操作参数。本文所用的术语"天然气液"或"NGL，，是指烃类混合物，其组分例如通常重于乙烷。NGL料流的烃组分的一些实例包括丙烷、丁烷和戊烷异构体、苯、甲苯和其它芳族化合物分子。乙烷也可以包含在NGL混合物中。本文所用的术语"上游"和"下游"是指沿着天然气通过天然气液化装置的主流径，该装置的各个部件的相对位置。本文所用的术语"主要，，、"基本"、"大体上"、"大部分"当用于描述流体流的特定组分的存在时，是指该流体流包含至少50摩尔％的所述组分。例如"主要"曱烷流、"基本"甲烷流、"大体上"由曱烷组成的料流、或"大部分"由甲烷组成的料流都是指包含至少50摩尔％甲烷的料流。本文所用的术语"和/或"当用在列举两个或多个事项时，是指所列项中的任一项可以单独使用，或可以使用两个或更多个所列项的任何组合。例如，如果一种组合物,皮描述成含有组分A、B和/或C，该组合物可以只含A;只含B;只含C;含A和B;A和C;B和C;或A、B和C。本文所用的术语"包含"是用于从该术语之前所列的对象过渡到该术语之后所列的一个或多个要素的开放式过渡术语，其中该过渡术语之后所列的一个或多个要素不必是构成该对象的唯一要素。本文所用的术语"包括"具有与"包含"相同的开放式含义。本文所用的术语"具有，，具有与"包含，，相同的开放式含义。本文所用的术语"含有"具有与"包含，，相同的开放式含义。本文所用的术语"该"和"所述"是指一种或多种。上述本发明的优选形式仅用作示例，不应该用于以限制性意义解释本发明的范围。本领域技术人员在不背离本发明精神的情况下，容易对上述示例性实施方案作出明显修改。权利要求1.一种制造液化天然气(LNG)的方法，所述方法包括(a)以第一操作模式操作LNG装置，由此得到第一LNG产品；(b)调节LNG装置的至少一个非进料操作参数，以使LNG装置以第二操作模式操作；和(c)以第二操作模式操作LNG装置，由此得到第二LNG产品，其中在LNG装置的开车或停车过程中不进行所述第一操作模式和第二操作模式，其中所述步骤(a)和(c)的操作非必要地包括分别制造第一天然气液(NGL)产品和第二NGL产品，其中第二LNG产品的平均高位热值(HHV)与第一LNG产品的平均HHV相差至少大约10BTU/SCF，和/或第二NGL产品的平均丙烷含量与第一NGL产品的平均丙烷含量相差至少大约1摩尔％。2.权利要求l的方法，其中步骤(b)的所述调节包括在不停止LNG制造的情况下，使所述LNG装置从所述第一操作才莫式过渡到所述笫二操作模式。3.权利要求l的方法，其中步骤(b)的所述调节包括调节LNG装置的蒸馏塔的至少一个操作参数。4.权利要求3的方法，其中所述蒸馏塔的所述操作参数包括选自塔进料组成、塔进料温度、塔顶压力、回流流速、回流組成、回流温度、汽提气体流速、汽提气体组成和汽提气体温度的至少一个操作参数。5.权利要求3的方法，其中步骤U)和(c)的所述操作包括使用所述蒸馏塔将料流分离成相对高挥发性馏分和相对低挥发性馏分，其中所述第一LNG产品和第二LNG产品包含至少一部分所述相对高挥发性馏分，和/或所述第一LNG产品和第二NGL产品包含至少一部分所述相对低挥发性馏分。6.权利要求5的方法，其中所述第一LNG产品和第二LNG产品包含至少一部分所述相对高挥发性馏分，和所述第一LNG产品和第二NGL产品包含至少一部分所述相对低挥发性馏分。7.权利要求l的方法，其中步骤U)和(c)的所述操作包括冷却天然气进料流，使用第一蒸馏塔将冷却的天然气进料流分离成第一相对高挥发性馏分和第一相对低挥发性馏分，并将至少一部分第一相对高挥发性馏分进一步冷却，由此得到至少一部分第一LNG产品和第二LNG产品。8.权利要求7的方法，其中步骤(a)和(c)的所述操作包括使用第二蒸馏塔将至少一部分第一相对低挥发性馏分分离成第二相对高挥发性馏分和第二相对低挥发性馏分。9.权利要求8的方法，其中步骤U)和(c)的所述操作包括将至少一部分第二相对高挥发性馏分进一步冷却，由此得到至少一部分所述第一LNG产品和第二LNG产品。10.权利要求8的方法，其中所述第一NGL产品和第二NGL产品包含至少一部分第二相对低挥发性馏分。11.权利要求7的方法，其中利用第一制冷循环，使用中沸点在纯丙烷于大气压下的沸点的大约20下内的第一制冷剂进行天然气进料流的至少一部分所述冷却。12.权利要求ll的方法，其中利用第二制冷循环，使用中沸点在纯甲烷于大气压下的沸点的大约20下内的第二制冷剂进行第一相对高挥发性馏分的至少一部分所述进一步冷却。13.权利要求12的方法，其中利用第三制冷循环，使用中沸点在纯乙烯于大气压下的沸点的大约20下内的第三制冷剂进行第一相对高挥发性馏分的至少一部分所述进一步冷却。14.权利要求13的方法，其中所述第一、第二和第三制冷剂是纯组分制冷剂。15.权利要求1的方法，其中步骤(a)和(c)的所述操作包括使用第一蒸馏塔将第一料流分离成第一相对高挥发性馏分和第一相对低挥发性馏分，并使用第二蒸馏塔将至少一部分所述第一相对低挥发性馏分分离成第二相对高挥发性馏分和第二相对低挥发性馏分。16.权利要求15的方法，其中所述第一LNG产品和第二LNG产品包含至少一部分第一相对高挥发性馏分和第二相对高挥发性馏分。17.权利要求15的方法，其中所述第一NGL产品和第二NGL产品包含至少一部分第二相对低挥发性馏分。18.权利要求15的方法，其中所述至少一个非进料操作参数是第一和/或笫二蒸馏塔的操作参数。19.权利要求17的方法，其中所述第一蒸馏塔具有至少一部分第二相对高挥发性馏分回流。20.权利要求19的方法，其中步骤(b)的所述调节包括调节进入第一蒸馏塔的回流的温度和/或流速。21.权利要求l的方法，其中第二LNG产品的平均HHV与第一LNG产品的平均HHV相差至少大约10BTU/SCF。22.权利要求1的方法，其中第二NGL产品的平均丙烷含量与第一NGL产品的平均丙烷含量相差至少大约1摩尔％。23.权利要求l的方法，其中第二LNG产品的平均HHV与第一LNG产品的平均HHV相差至少大约20BTU/SCF。24.权利要求1的方法，其中第二NGL产品的平均丙烷含量与第一NGL产品的平均丙烷含量相差至少大约2摩尔％。25.权利要求l的方法，其中所述第一LNG产品经过至少l周的第一生产时间生产，所述第二LNG产品经过至少1周的第二生产时间生产，其中所述第一和第二生产时间相隔少于1周的过渡时间。26.权利要求1的方法，其中所述过渡时间少于1天。27.—种改变由LNG装置制成的LNG的热值的方法，所述方法包括(a)通过间接热交换冷却天然气，由此得到第一冷却流；(b)使用第一蒸馏塔将至少一部分第一冷却流分离成第一相对高挥发性馏分和第一相对低挥发性馏分；(c)将至少一部分所述第一相对高挥发性馏分冷却，由此得到LNG;和(d)调节第一蒸馏塔的至少一个操作参数，由此经过少于大约72小时使制成的LNG的高位热值(HHV)改变至少大约1%。28.根据权利要求27的方法，其中第一蒸馏塔的所述至少一个操作参数选自第一冷却流的温度、第一冷却流的组成和第一蒸馏塔的塔顶压力。29.根据权利要求27的方法，其中第一蒸馏的所述至少一个操作参数是非进料操作参数。30.根据权利要求27的方法，其中步骤(d)包括调节第一蒸馏塔中的塔顶压力。31.根据权利要求27的方法，其中步骤(d)包括在引入第一蒸馏塔之前调节第一冷却流的温度。32.根据权利要求31的方法，其中步骤(d)包括降低第一冷却流的温度，由此降低制成的LNG的HHV。33.根据权利要求32的方法，其中所述第一冷却流在引入第一蒸馏塔时具有大约-125下至大约-50T的温度，其中步骤(d)包括将第一冷却流的温度降低至少大约l下。34.根据权利要求32的方法，其中所述第一冷却流在引入第一蒸馏塔时具有大约-115下至大约-65下的温度，其中步骤(d)包括将第一冷却流的温度降低至少大约3T。35.根据权利要求27的方法，其中步骤(b)包括将主要为蒸气的汽提气体流引入第一蒸馏塔的下部。36.根据权利要求35的方法，其中第一蒸馏塔的所述至少一个操作参数选自汽提气体流的流速、汽提气体流的温度、汽提气体流的组成、第一冷却流的温度、第一冷却流的组成和第一蒸馏塔的塔顶压力。37.根据权利要求35的方法，其中步骤(d)包括改变进入第一蒸馏塔的汽提气体流的流速。38.根据权利要求35的方法，其中步骤(d)包括降低进入第一蒸馏塔的汽提气体流的流速，由此降低制成的LNG的HHV。39.根据权利要求35的方法，其中所述第一冷却流在引入第一蒸馏塔时具有大约-125T至大约-50下的温度，其中所述汽提气体流在引入第一蒸馏塔时具有大约-50T至大约IOOT的温度，其中步骤(d)包括将汽提气体流的温度降低至少5T，由此降低制成的LNG的HHV。40.根据权利要求27的方法，其中步骤(b)包括将主要为液体的回流引入第一蒸馏塔的上部。41.根据权利要求40的方法，其中第一蒸馏塔的所述至少一个操作参数选自回流的流速、回流的温度、回流的组成、第一冷却流的温度、第一冷却流的组成和第一蒸馏塔的塔顶压力。42.根据权利要求40的方法，其中步骤(d)包括改变进入第一蒸馏塔的回流的流速。43.根据权利要求40的方法，其中步骤(d)包括提高进入第一蒸馏塔的回流的流速，由此降低制成的LNG的HHV。44.根据权利要求40的方法，其中步骤(d)包括改变回流的C2+含量。45.根据权利要求40的方法，其中步骤U)包括将回流的C2+含量从初始C2+含量提高到调节过的<:2+含量，由此降低LNG产品的HHV。46.根据权利要求45的方法，其中所述调节过的C2+含量比初始C2+含量大至少大约10摩尔％。47.根据权利要求45的方法，其中所述初始C2+含量小于大约75摩尔%，且所述调节过的C2+含量为至少大约25摩尔％。48.根据权利要求40的方法，其中步骤(d)包括改变回流的温度。49.根据权利要求40的方法，其中所述第一冷却流在引入第一蒸馏塔时具有大约-125下至大约-50下的温度，其中所述回流在引入第一蒸馏塔时具有大约-180下至大约-80T的温度，其中步骤(d)包括将回流的温度降低至少大约5°F，由此降低制成的LNG的HHV。50.根据权利要求40的方法，其中步骤(d)包括改变进入第一蒸馏塔的LNG流的流速。51.根据权利要求40的方法，其中步骤U)包括提高进入第一蒸馏塔的LNG流的流速，由此降^f氐制成的LNG的HHV。52.根据权利要求27的方法，进一步包括(e)使用第二蒸馏塔将至少一部分所述第一相对低挥发性馏分分离成第二相对高挥发性馏分和第二相对低挥发性馏分。53.根据权利要求52的方法，进一步包括(f)将至少一部分所述第二相对低挥发性馏分作为回流引入所述第一蒸馏塔的上部。54.根据权利要求52的方法，进一步包括(g)调节第二蒸馏塔的至少一个操作参数，由此改变制成的LNG的HHV。55.根据权利要求54的方法，其中第二蒸馏塔的所述至少一个操作参数选自引入第二蒸馏塔的所述第一相对低挥发性馏分的温度、引入第二蒸馏塔的所述第一相对低挥发性馏分的组成和第二蒸馏塔的塔顶压力。56.根据权利要求54的方法，进一步包括(h)将至少一部分所述第二相对低挥发性馏分作为回流引入所述第一蒸馏塔的上部，其中步骤(g)包括改变回流的C2+含量。57.根据权利要求27的方法，其中步骤(a)包括利用第一制冷循环，使用主要包含丙烷的第一制冷剂以冷却至少一部分天然气。58.根据权利要求57的方法，其中步骤(c)包括利用第二制冷循环，使用主要包含乙烷、乙烯和/或甲烷的第二制冷剂以冷却至少一部分第一分离流。59.根据权利要求58的方法，其中所述第二制冷剂主要包含甲烷。60.根据权利要求59的方法，进一步包括(i)利用第三制冷循环，使用主要包含乙烷和/或乙烯的第三制冷剂以冷却至少一部分第一冷却流和/或至少一部分第一分离流。61.根据权利要求27的方法，其中步骤(d)包括经过少于大约24小时将制成的LNG的HHV改变至少大约3%。62.根据权利要求27的方法，其中步骤(d)包括经过少于12小时将制成的LNG的HHV改变至少5%。全文摘要有效操作具有集成的重质组分脱除/天然气液回收的天然气液化系统的方法以制造具有不同特性，例如高位热值(HHV)和/或丙烷含量的液化天然气(LNG)和/或天然气液(NGL)产品。所得LNG和/或NGL产品能够符合两个或更多个市场的明显不同的规格。文档编号F25J1/00GK101506605SQ200680033300公开日2009年8月12日申请日期2006年7月6日优先权日2005年7月12日发明者D·G·埃利奥特,J·J·陈,J·姚,R-J·李,S·S·黄,W·L·兰斯巴格尔,W·R·奎尔斯申请人:科诺科菲利浦公司