专利名称：液化天然气与烃气体处理的制作方法
技术领域：
本发明涉及将乙烷和重烃或丙烷和重烃与液化天然气(下文称LNG)分离的工艺， 该工艺结合了含烃气体的分离，以提供易挥发性富含甲烷的气体流和挥发性较小的天然气液体(NGL)或液化石油气(LPG)流。
背景技术：
作为对管道输送的替代方案，有时将偏远位置处的天然气液化并在特殊的LNG罐中运输到适当的LNG接收和储存终点。然后可将LNG重新气化并以与天然气相同的方式作为气态燃料使用。虽然LNG的主要部分通常是甲烷，即，甲烷构成LNG的至少50摩尔％，但 LNG还含有相对较少量的重烃，如乙烷、丙烷、丁烷等，以及氮。往往有必要将部分或全部的重烃与LNG中的甲烷分离，以使得由LNG气化所得到的气态燃料符合管道的热值规格。此外，往往还可取的是，将重烃与甲烷和乙烷分离，因为这些烃作为液体产品的价值(作为例子，用作石化原料)比其作为燃料的价值高。虽然有许多工艺可用于从LNG中分离乙烷和/或丙烷及重烃，但这些工艺往往必须在高回收率、低效用成本和工艺简单性(以及因此资金投入低)之间进行折衷。美国专利2，952，984 ；3, 837, 172 ；5, 114，451 ；和7，155，931描述了相关的LNG工艺，该工艺能够进行乙烷或丙烷的回收，同时产生贫LNG蒸气流，此后该蒸气流被压缩以输出压力进入气体分配网络。然而，如果改为将贫LNG生产成能够被泵(而不是压缩)至气体分配网络的输出压力的液体流，随后使用低级别的外部热源或其它装置气化贫LNG，则较低的效用成本是可能的。美国专利 6，604，380 ；6，907，752 ；6，941，771 ；7，069，743 ；和 7，216，507 以及共同待决的申请11/749，268和12/060，362，上面的这些描述了这样的工艺。经济和物流往往要求LNG接收终点的位置靠近将重新气化的LNG输送给消费者的天然气输送管线。在许多情况下，这些地区也有用于处理在该地区产出的天然气以回收含在天然气中的重烃的设备。分离这些重烃的有效工艺包括基于气体的冷却和冷冻、油的吸收和冷冻油吸收的那些工艺。另外，由于产生电力的经济型设备的可用性以及能够同时进行膨胀和从正被处理的气体中提取热的原因，低温工艺已经变得很普及。根据气体源的压力、气体的富度(乙烷、乙烯和重烃的含量)和所需的终端产品情况，可以采用这些工艺中的每一种或它们的组合工艺。低温膨胀工艺现在通常优选用于天然气液体回收，因为它可提供最大程度的简单性，容易启动，操作灵活，效率良好，安全且可靠性良好。美国专利3，292, 380 ；4, 061，481
；4，185，978 ；4，251，249 ；4，278，457 4，690，702 ；4，854，955 ；4，869，740 5，568，737 ；5，771，712 ；5，799，507 ；6，578，379 ；6，712，880 ；6，915，662 7，219，513 ；再颁布的美国专利33，408 ；以及共同待决的申请11/430,412 11/971,491 ；和12/206，230描述了相关的工艺(虽然本发明的描述是基于与所引用的美国
4，140，5044，157，9044，171,9644，617，0394，687，4994，689，0635，275，0055，555，7485，566，5545，890，3785，983，6646，182，469
4，519，8244，889，5455，881，5697,191，61711/839,,693
11专利中所述不同的处理条件)。
发明内容
本发明通常涉及从这种LNG和气体流中综合回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重烃。 本发明采用新颖的工艺布局将LNG流的加热与气体流的冷却相结合，从而避免了需要使用单独的汽化器，并且避免了需要进行外部制冷，使得能够回收高的C2组分，同时可保持处理设备简单且资金投入低。进一步地，本发明减少了处理LNG和气体流所需的设施(电力和热)，导致操作成本低于其它工艺，并且还显著地降低了资本投入。迄今为止，受让人的美国专利7，216，507已经用于在处理LNG的设备中回收C2组分和重烃组分，而受让人的共同待决的申请11/430，412可用于在处理天然气的设备中回收C2组分和重烃组分。意外的是，申请人已经发现，通过使受让人的美国专利7，216，507发明的某些特征与受让人的共同待决的申请11/430，412的某些特征相结合，可以实现非常高的C2组分回收水平，而使用的能量比分别处理LNG和天然气的单独设备所需的能量少。对根据本发明要处理的LNG流进行典型的分析，按近似的摩尔百分比计为92. 2% 的甲烷、6. 0 %的乙烷及其它C2组分、1. 1 %的丙烷及其它C3组分，加上微量的丁烷，余者由氮构成。对根据本发明要处理的气体流进行典型的分析，按近似的摩尔百分比计为80. 1% 的甲烷、9. 5%的乙烷及其它C2组分、5. 6%的丙烷及其它C3组分、1. 3%的异丁烷、1. 的正丁烷，加上0.8%的戊烷，余者由氮和二氧化碳构成。有时也存在含硫气体。
为了更好地理解本发明，参考以下的实施例和附图。参考附图图1是使用LNG提供其制冷的基础方案的天然气处理设备的流程图；图2是分别根据美国专利7，216，507和共同待决的申请11/430，412的基础方案的LNG和天然气处理设备的流程图；图3是根据本发明的LNG和天然气处理设备的流程图；以及图4至8是示出本发明应用于LNG和天然气流的替代方式的流程图。
具体实施例方式提供图1和2以定量说明本发明的优点。在以下对上述附图的说明中，提供了汇总对典型处理条件计算的流速的表格。在本文中出现的表中，为方便起见，流速(摩尔/小时)的值已经被四舍五入到最近的整数。 表中所示的总的料流速度包括了所有的非烃组分，因此通常大于烃组分的料流流速之和。 所示的温度为四舍五入到最近度数的近似值。还应该指出的是，为比较附图中所描述的工艺的目的而进行的工艺设计计算是基于这样的假设，没有从周围环境到工艺(或者从工艺到周围环境)的热泄漏。从市售的隔热材料的质量来看，这是非常合理的假设，并且本领域的技术人员通常能够作出这种假设。为了方便起见，按传统的英式单位和国际单位制(Si)两者记录工艺参数。表中给出的摩尔流速可被解释为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。记录为马力(HP)和/或千英热单位/小时(MBTU/Hr)的能量消耗对应于以磅摩尔/小时表示的指定摩尔流速。记录为千瓦(kW)的能量消耗对应于以千克摩尔/小时表示的指定摩尔流速。图1是显示使用LNG流提供致冷以从天然气中回收C2+组分的处理设备设计的流程图。在图1工艺的模拟中，入口气体在126 0F [520C ]和600psia[4，137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备。如果入口气体含有的硫化合物浓度会妨碍产物流符合规格要求，则通过对进料气进行适当的预处理脱除硫化合物(未示出)。此外，通常对进料流脱水以防止在低温条件下形成水合物(冰)。固体干燥剂通常被用于此目的。入口气体流31在热交换器12中通过与-174 °F [_114°C ]的部分变暖的LNG的一部分(料流72a)和-107 T [-77°C ]的冷却蒸馏流38a进行热交换而被冷却。冷却的料流31a在-79 °F [-62°C ]和584psia[4，027kPa(a)]下进入分离器13，蒸气(料流34)在此与冷凝的液体(料流3 分离。通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)将液体流35快速膨胀到分馏塔20的操作压力(大约430psia[2，965kPa(a)])。离开膨胀阀17的膨胀料流 3 达到-93下[-700C ]的温度，并在第一中间柱进料点被供给至分馏塔20。来自分离器13的蒸气(料流34)进入做功膨胀机10，在其中由这部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到略高于塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流3 冷却到大约-101T [-740C ]的温度。典型的市售膨胀机能够取得理论上可从理想的等熵膨胀中获得的功的大概80-88%。取得的功往往用于驱动离心压缩机(如物件11)，所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的蒸馏流(料流38b)。在热交换器14中通过与-143 T [-970C ]的冷蒸馏流38进行热交换将膨胀料流3 进一步冷却到-IM T [-870C ]。由此将部分冷凝的膨胀料流34b此后在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。塔20中的脱甲烷装置为常规的蒸馏柱，其包括有多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合，以提供下落的液体与上升的蒸气之间的必要接触。所述柱还包括再沸器(如再沸器19)，其加热沿柱向下流的一部分液体并使之气化以提供汽提蒸气，所述汽提蒸气沿柱向上流以汽提甲烷和较轻组分的液体产物流41。根据在底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1的典型规范，液体产物流41以99下[37°C]离开塔的底部。塔顶蒸馏流43以-143 °F [-97 °C ]从分馏塔20的上部分抽出，分成料流44和47 两个部分。第一部分(料流44)流向回流冷凝器23，在该处被冷却到-237下[_149°C]，并通过与冷LNG (料流71a)的一部分(料流7 进行热交换而被完全冷凝。冷凝的料流44a 进入回流分离器M，其中冷凝的液体(料流46)与任何未冷凝的蒸气(料流4 分离。来自回流分离器M的液体流46由回流泵25泵到略高于脱甲烷装置20的操作压力的压力， 然后料流46a作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱甲烷装置20。这一冷回流液体吸收并冷凝在脱甲烷装置20的上部分中上升的蒸气中的C2组分和重烃组分。塔顶蒸气流43的第二部分(料流47)与来自回流分离器M的任何未冷凝的蒸气 (料流45)合并形成-143 T [-970C ]的冷蒸馏流38。蒸馏流38与膨胀料流3 逆向地通过热交换器14，在热交换器14中，蒸馏流38被加热到-107 T [-77°C ](料流38a)，并与入口气体逆向地通过热交换器12，在热交换器12中，其被加热到47下[8°C](料流38b)。然后分两个阶段再压缩蒸馏流。第一阶段为由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流 38c压缩到销售管线压力(料流38d)的补充动力源驱动压缩机21。在排放冷却器22中冷却到126下[52°C ]后，料流38e与温热的LNG流71b合并，形成残余气体产物(料流42)。 残余气体流42以足以满足管线要求的1262psia[8，701kPa(a)]流向销售气管道。来自LNG罐50的LNG (料流71)在-251°F [_157°C ]下进入泵51。泵51充分地提高 LNG的压力，使其能够流过热交换器，并由此到达销售气管道。料流71a在-242 T [_152°C ] 和1364pSia[9，404kPa(a)]下离开泵51，并被分成料流72和73两个部分。第一部分(料流72)如先前所述在回流冷凝器23中被加热到-174 °F [_114°C ]，同时它向来自分馏塔 20的塔顶蒸气流43的部分(料流44)提供冷却，并在热交换器12中达到43 T [6°C ]，同时对入口气体提供冷却。利用低级别的公共热量(utility heat)，第二部分(料流73)在热交换器53中被加热到35 T [2°C ]。受热料流72b和73a合并形成40 T [4°C ]的温热 LNG流71b，其此后与蒸馏流38e合并形成残余气体流42，如先前所述。下表中给出了图1中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总表 I(图 1)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
料流曱烷乙烷丙燒丁烷+总计3142,5455,0482,9721,65853,1453433,4811,6062793936,221359,0643,4422,6931,61916,9244350,499250051,534448,0554008,2214500000468,0554008,2214742,444210043,3133842,44421
7140,2932,642
7227,6011,810
7312,692832 4282,7372,663 411015,027
0043,313
491343,689
336229,927
155113,762
491387,002
2,9721,6589,832
回收率*乙烷65.37%丙燒85.83%丁烷+99.83%功率LNG进料泵3,561HP[5,854kW]回 充泵23HP[38kW]残余气体压缩机24,612HP[40,462kW]总计28,196HP[46,354kW]低级别公共热量LNG加热器68,990MBTU/Hr[44,564kW]高级别公共热量脱甲烷装置再沸器80,020MBTU/Hr[51,689kW]比功率HP-小时/榜摩尔2.868[kW-小时/千克摩尔][4.715](基于未四舍五入的流速)表ι中记录的回收率是相对于包含在设备中被处理的气体流和在LNG流中的乙烷、丙烷和丁烷+的总量计算的。虽然回收率相对于包含在被处理的气体中的重烃来说是非常高的(对于乙烷、丙烷和丁烷+分别是99. 58 %、100. 00 %和100. 00 % )，但在图1的工艺中，没有包含在LNG流中的重烃被捕获。事实上，根据LNG流71的组成，由图1工艺产生的残余气体流42可能不会满足所有的管道规格。表I中记录的比功率是回收每单位液体产品所消耗的功率，并且是总工艺效率的指标。图2是显示分别根据美国专利7，216，507和共同待决的申请11/430，412从LNG和天然气中回收C2+组分的工艺的流程图，其中被处理的LNG流被用来对天然气设备提供致冷。图2的工艺已经被应用于与先前对于图1所述相同的LNG流和入口气体流组成和条件。在图2工艺的模拟中，来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F [_157°C] 下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力，使其能够流过热交换器，并由此到达膨胀机55。 料流71a在-242 °F [-152°C ]和1364psia[9，404kPa(a)]下离开泵，并被分流成料流75 和76两个部分。第一部分(料流7 通过膨胀阀58膨胀到分馏柱62的操作压力(大约 415psia[2，859kPa(a)])。膨胀料流7 在-238 °F [-150°C ]下离开膨胀阀58，此后在上部中间柱进料点被供给至塔62。第二部分(料流76)在热交换器52中通过冷却-70T [_57°C ]的压缩塔顶蒸馏流 79a和[_89°C]的回流料流82而被加热到-79°F [_62°C ]。利用低级别的公共热量， 部分受热的料流76a在热交换器53中被进一步加热和气化。受热料流76b在-5 T [-20 °C ] 和1334psia[9，198kPa(a)]下进入做功膨胀机55，在其中由此部分高压进料获得机械能。 机器阳将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力，其中膨胀料流76c在作为进料在下部中间柱进料点被供给至分馏柱62之前，作功膨胀将其冷却到大约-107下[-770C ]的温度。分馏柱62中的脱甲烷装置是常规的蒸馏柱，包括多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或由两段组成的塔板与填料的某种组合。上部吸收(精馏)段包括塔板和/或填料以提供上升的蒸气与下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和重组分；下部汽提(脱甲烷)段包括塔板和/或填料以提供下降的液体与上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷段还包括一个或多个再沸器(如利用低级别公共热量的侧部再沸器60，和利用高级别公共热量的再沸器61)，所述再沸器加热沿柱下流的液体的一部分并将其气化以提供沿柱上流的汽提蒸气。柱液体流80根据底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1 的典型规范，以M T [12°C ]离开塔底。塔顶蒸馏流79在-144 °F [-98°C ]下从分馏塔62的上部分抽出，流向由膨胀机 55驱动的压缩机56，在该处被压缩到807psia[5，567kPa(a)](料流79a)。在此压力下，如前所述，当料流在热交换器52中被冷却到-1 下[-890C ]时，该料流被完全冷凝。然后冷凝的液体(料流79b)被分流成料流83和82两个部分。第一部分(料流8 是富含甲烷的贫LNG流，由泵63被泵至1278pSia[8，809kPa(a)]，以用于在热交换器14和12中进行后续气化，将料流83a加热到-114下[_81°C ]，然后加热到40°F W°C]，如在下面的段落和W032]中所述，从而产生温热的贫LNG流83c。冷凝的液体流79b的剩余部分(回流料流8 流向热交换器52，在该处通过与冷LNG(料流76)的一部分进行热交换而被过冷到-237下[-149°C ]，如先前所述。然后过冷的料流8 通过膨胀阀57膨胀到脱甲烷装置62的操作压力。然后膨胀料流82b 在-236 T [-149°C ]下作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱甲烷装置62。这一冷回流液体吸收并冷凝在脱甲烷装置62的上部精馏段中上升的蒸气中的C2组分和重烃组分。在图2工艺的模拟中，入口气体作为料流31在126 T [52 V ]和 600psia[4, 137kPa(a)]下进入所述设备。进料流31在热交换器12中通过与冷贫LNG(料流 83b),-114 T [_81°C]的冷塔顶蒸馏流38a和-51°F [_46°C ]的脱甲烷装置液体(料流39) 进行热交换而被冷却。冷却的料流31a在-910F [-680C ]和584psia[4，027kPa(a)]下进入分离器13，蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流3 分离。液体流35通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)快速膨胀到分馏塔20的操作压力(大约390psia[2, 687kPa(a)])0 离开膨胀阀17的膨胀料流3 达到-111 T [-SO0C ]的温度，并在第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20。来自分离器13的蒸气流34进入做功膨胀机10，在其中由这部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流3 冷却到大约-121下[-850C ]的温度。部分冷凝的膨胀料流3 此后作为进料在第二下部中间柱进料点被供给至分馏塔20。分馏柱20中的脱甲烷装置是常规的蒸馏柱，包括多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或由两段组成的塔板与填料的某种组合。上部吸收(精馏)段包括塔板和/或填料以提供上升的蒸气与下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和重组分；下部汽提(脱甲烷)段包括塔板和/或填料以提供下降的液体与上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷段还包括一个或多个再沸器(如先前所述的热交换器12中的侧部再沸器，和利用高级别公共热量的再沸器19)，所述再沸器加热沿柱下流的液体的一部分并将其气化以提供沿柱上流的汽提蒸气。柱液体流40根据底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1 的典型规范，以89 °F [31°C]离开塔底，并与料流80合并形成液体产品(料流41)。蒸馏蒸气(料流44)的一部分在-125 T [-87°C ]下从分馏柱20的汽提段的上部区域中被抽出，并由压缩机26压缩到M5psia[3，756kPa(a)]0然后压缩的料流4 在热交换器14中通过与离开脱甲烷装置20顶部的冷塔顶蒸馏流38和-116 T [-82°C ]的冷贫LNG (料流83a)进行热交换而从_87 0F [-66 °C ]冷却到-143 0F [-97 °C ]并冷凝(料流44b)。冷凝的液体流44b通过膨胀阀16膨胀到略高于脱甲烷装置20的操作压力的压力，然后将所得到的-146 T [-990C ]料流Mc作为冷回流液体供给至脱甲烷装置20的吸收段中的中间区域。这一补充的回流吸收并冷凝在吸收段的下部精馏区中上升的蒸气中的大部分C3组分和重组分(以及一些C2组分)，这样只有少量的回注流(料流36)必须被冷却、冷凝、过冷和快速膨胀以产生在脱甲烷装置20的吸收段的上部区域中提供最后精馏的顶部回流料流36c。随着冷回流料流36c接触在吸收段的上部区域中上升的蒸气，其冷凝并吸收蒸气中的C2组分和任何剩下的C3组分及重组分，从而使它们可以由脱甲烷装置20捕集在底部产品(料流40)中。塔顶蒸馏流38在-148下[-100°C ]下从分馏塔20的上部分中抽出。其与压缩的蒸馏蒸气流4 和回注流36a逆流地通过热交换器14，在该处被加热到-114 T [-81°C ] (料流38a)，并与入口气体流31和回注流36逆流地通过热交换器12，在该处被加热到 20 T [-7°C](料流38b)。然后蒸馏流分两个阶段被再压缩。第一阶段由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38c压缩到销售管线压力(料流38d)的补充动力源驱动压缩机21。在排放冷却器22中冷却到126 T [52°C ]后，料流38e被分成料流37和回注流 36两个部分。料流37与温热的贫LNG流83c合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42以足以满足管线要求的1262psia[8，701kPa(a)]流向销售气管道。回注流36流至热交换器12，并通过与先前描述的冷贫LNG(料流83b)、冷塔顶蒸馏流38a和脱甲烷装置液体(料流39)进行热交换而被冷却到-105 T [-76°C ]。料流36a 通过在先前所述的热交换器14中与冷贫LNG流83a和冷塔顶蒸馏流38进行热交换而被进一步冷却到-143下[-970C J0然后基本上冷凝的料流36b通过适当的膨胀装置(如膨胀阀15)膨胀到脱甲烷装置操作压力，导致全部的料流冷却到-151 T [_102°C ]。然后膨胀的料流36c作为顶部柱进料被供给至分馏塔20。料流36c的任何蒸气部分与从柱的顶部分馏阶段上升的蒸气合并形成塔顶蒸馏流38，塔顶蒸馏流38如前所述从塔的上部区域中被抽出。下表中给出图2所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总表 II(图2)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
料流
31
34
甲烷
42,545
28,762
乙烷
5,048
1,051
丙烷
2,972
163
丁烷+ 1,658 22
总计
53,145
30,7593513,7833,9972,8091,636 22,386 44 6,74619530 7,000 38 49,0403900 50,064
366,595500 6,733
3742,4453400 43,331
401005,0142,9721,658 9,814 71 40,2932,6424913 43,689
754,835317590 5,243
7635,4582,3254323 38,446
7945,5881600 45,898
825,348200 5,385
8340,2401400 40,513
80532,6284913 3,176 42 82,6854800 83,844
411537,6423,4631,661 12,990
回收率*
乙烷99.38%
丙烷100.00%
丁烷+100.00% 功率
LNG 进料泵3,552HP[ 5,839 kW]
LNG 产品泵1,774HP[2,916 kWl
残余气体压缩机29,272HPI 48,123 kW]
回流压缩机601HP『988 kWl
总计35,199HP[ 57,866 kW] 低级别公共热量
液体进料加热器66,200MBTU/Hr [ 42,762 kW]脱曱烷装置再沸器 60
总计
高级别公共热量脱甲烷装置再沸器 19
脱甲烷装置再沸器 61
总计比功率
HP-小时/辟摩尔 [kW-小时/千克摩尔]
23,350 MBTU/Hr [ 15,083 kW]
2.710
26,780 MBTU/Hr [ 17,298 kW]
3,400 MBTU/Hr [ 2,196 kW]
30,180 MBTU/Hr [ 19,494 kW]
89,550 MBTU/Hr [ 57,845 kW]
4.455
* (基于未四舍五入的流速)比较表I和表II中所示的回收水平表明，由于包含在分馏塔62的LNG流中的重烃液体的回收原因，图2工艺的液体回收率比图1工艺的液体回收率高得多。乙烷回收率从 65. 37%提高到99. 38%，丙烷回收率从85. 83%提高到100. 00%，丁烷+回收率从99. 83% 提高到100.00%。此外，就比功率而言，图2工艺的工艺效率比图1工艺提高了 5%以上。发明详述实施例1图3描述了根据本发明工艺的流程图。在图3工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1和图2工艺中的组成及条件相同。因此，可以将图3的工艺与图1 和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点。在图3工艺的模拟中，来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F [_157°C] 下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力，使得其能够流过热交换器并由此到达分离器M。 料流71a在-242 °F [_152°C ]和1364psia[9，404kPa(a)]下离开泵，并在进入分离器M之前被加热，从而使得其全部或一部分被气化。在图3所示的实施例中，料流71a首先在热交换器52中通过冷却-32下[-360C ]的压缩蒸馏流81a、回流料流82和蒸馏蒸气流44而被加热到-54下[-480C J0部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热。(高级别的公共热量，如用于塔再沸器19的加热介质，通常比低级别的公共热量更昂贵，因此当最大程度地使用诸如海水之类的低级别热量并最小程度地使用高级别的公共热量时，通常可以实现较低的操作成本)。应指出的是，在所有情况下，交换器52和53 代表多个单个热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。(决定是否对指定的加热处理使用一个以上的热交换器取决于多种因素，包括但不限于入口 LNG流速、热交换器尺寸、料流温度等)。受热料流71c 在 11 0F [-12°C ]和 1334psia[9, 198kPa(a)]下进入分离器 M，在该处蒸气(料流77)与任何剩下的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55中， 在其中由高压进料获得机械能。所述机器阳将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(大约412psia[2, 839kPa(a)])，其中做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-100 0F [-73°C ]的温度。获取的功往往用于驱动离心压缩机(如物件56)，所述离心压缩机例如可用于再压缩柱塔顶蒸气(料流79)的一部分(料流81)。此后部分冷凝的膨胀料流77a作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有分离器液体(料流78)的话，其在膨胀料流 78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图3工艺的模拟中，入口气体作为料流31在126 T [52 V ]和 600psia[4, 137kPa(a)]下进入所述设备。进料流31在热交换器12中通过与-99°F [_73°C] 的冷贫LNG (料流83a)、冷蒸馏流38和-57 T [-50°C ]的脱甲烷装置液体(料流39)进行热交换而被冷却。冷却的料流31a在-82 °F [-63°C ]和584psia[4，027kPa(a)]下进入分离器13，蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流3 分离。应指出的是，在所有情况下，交换器12代表多个单个热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。(决定是否对指定的加热处理使用一个以上的热交换器取决于多种因素，包括但不限于入口气体流速、热交换器尺寸、料流温度等)。来自分离器13的蒸气(料流34)进入做功膨胀机10，在其中由此部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到分馏塔20的操作压力，其中做功膨胀将膨胀料流3 冷却到大约-108下[-780C ]的温度。获取的功往往用于驱动离心压缩机(如物件11)，所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的蒸馏流(料流38a)。膨胀的部分冷凝料流3 在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)快速膨胀到分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀料流3 达到-99下[-730C ]的温度，并在第二下部中间柱进料点被供给至分馏塔20。分馏柱20中的脱甲烷装置是常规的蒸馏柱，包括多个竖直隔开的塔盘、一个或多个填充床或塔盘与填料的某种组合。分馏塔20可由两段组成。上部吸收(精馏)段20a包括塔盘和/或填料以提供上升的蒸气与下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和重组分；下部汽提(脱甲烷)段20b包括塔盘和/或填料以提供下降的液体与上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷段20b还包括一个或多个再沸器(如先前所述热交换器12中的侧部再沸器、使用低级别公共热量的侧部再沸器18和使用高级别公共热量的再沸器19)， 所述再沸器加热沿柱下流的液体的一部分并将其气化，以提供沿柱上流的汽提蒸气。根据在底部产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1的典型规范，柱液体流41以83下口8°C ] 离开塔底。蒸馏蒸气(料流44)的一部分在-120 °F [-84 °C ]下从分馏柱20的汽提段 20b的上部区域中抽出，并在热交换器52中通过与冷LNG(料流71a)进行热交换被冷却到-143 T [-970C ]并冷凝(料流44a)。冷凝的液体流4 通过泵27被泵至略高于分馏柱20的操作压力，然后料流44b在-143 T [-97°C ]下作为冷回流液体被供给至分馏柱20 的吸收段20a中的中间区域。这一补充回流吸收并冷凝在吸收段20a的下部精馏区中上升的蒸气中的大部分C3组分和重组分(以及一些C2组分)，这样只有少量的贫LNG(料流82) 必须被过冷却以产生在分馏柱20的吸收段20a的上部区域中提供最后精馏的顶部回流料^ 82b ο塔顶蒸馏流79在-145 T [-98°C ]下从分馏塔20的上部段中抽出，并被分流成料流81和料流38两个部分。第一部分(料流81)流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在该处被压缩到1092pSia[7，5^kPa(a)](料流81a)。如前所述，在此压力下，料流在热交换器52中冷却到-106 T [-770C ]时完全冷凝。然后冷凝的液体(料流81b)被分流成料流 83和料流82两个部分。第一部分(料流8 为富含甲烷的贫LNG流，其被通过泵63泵到 1273psia[8, 777kPa(a)]，用于如前所述的在热交换器12中进行后续气化、将料流83a加热到65 0F [180C ]，从而产生温热的贫LNG流83b。料流81b的剩余部分(料流82)流至热交换器52，如前所述在该处通过与冷 LNG (料流71a)进行热交换而被过冷却到-234 0F [-148 °C ]。经过了过冷却的料流8 通过膨胀阀57膨胀到分馏柱20的操作压力。然后膨胀料流82b在-232下[_146°C ]下作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱甲烷装置20。此冷回流液体吸收和冷凝在脱甲烷装置20 的吸收段20a的上部精馏区中上升的蒸气中的C2组分和重烃组分。塔顶蒸馏流79的第二部分(料流38)与入口气体流31逆流地流过热交换器12， 在热交换器12中被加热到-62 T [-520C ](料流38a)。然后分两个阶段再压缩蒸馏流。 第一阶段是由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38b压缩到售管气管线压力 (料流38c)的补充动力源驱动压缩机21。(注意，在这个实施例中并不需要排放冷却器 22，一些应用可能需要冷却压缩的蒸馏流38c，从而使当与温热的贫LNG流8 混合时产生的温度凉到足以符合销售气管道的要求)。然后料流38c/38d与温热的贫LNG流8 合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42在89 °F [32°C ]下以足以满足管线要求的 1262psia[8, 70IkPa(a)]流向销售气管道。下表中给出了图3中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总表 III(图 3)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]料流 31
34
35 71
77
78 44
79 38 81 82 83 42 41
甲烷
42,545
32,557
9,988
40,293
40,293
0
23,473
91,871
55,581
36,290
9,186
27,104
82,685
153
乙烷 5,048 1,468 3,580 2,642 2,642 0
771 58 35 23 6
17 52
7,638
丙燒 2,972 247 2,725 491 491 0 21 0 0 0 0 0 0
3,463
丁烷+总计1,65853,1453535,1121,62318,033343,689343,68900024,399093,147056,354036,79309,313027,480083,8341,66113,000
回收率 乙烷丙烷丁烷+ 功率
LNG进料泵 LNG产品泵
回 充泵
99.33% 100.00% 100.00%
3,552
569
87
HP HP HP
5,839
935
143
kW] kW] kW]残余气体压缩机总计
低级别公共热量液体进料加热器脱甲烷装置再沸器18 总计
高级别公共热量脱甲烷装置再沸器19 比功率
HP-小时/辟摩尔
说明书
22,960HP
27,168HP
58,100MBTU/Hr
8,000MBTU/Hr
66,100MBTU/Hr
31,130MBTU/Hr
2.090
14/23页
F37,746kW][44,663kW][37,530kW]F5,167kW][42,697kW][20,108kW][3.436 ]
* (基于未四舍五入的流速)与图1和图2工艺相比，由本发明的图3实施方案得到的改进是没有预料到的。比较上面表III中针对图3实施方案所示的回收水平与表I中针对图1工艺的回收水平表明， 本发明的图3实施方案将乙烷回收率从65. 37%提高到99. 33%，丙烷回收率从85. 83%提高到100. 00%，且丁烷+回收率从99. 83%提高到100. 00%。此外，比较表III与表I中的设施消耗表明，本发明的图3实施方案比图1工艺所需的功率低差不多4%，这意味着本发明图3实施方案的工艺效率显著高于图1工艺的工艺效率。对于本发明，比功率从图1工艺中的 2. 868HP-Hr/Lb. Mole[4. 715kff-Hr/kg mole]降到图 3 实施方案中的 2. 090HP-Hr/ Lb. Mole [3. 436kff-Hr/kg mole]，生产效率的提高超过27 %，由此可清楚地看到工艺效率的提高。此外，本发明图3实施方案中对于高级别的公共热量的需求仅为图1工艺需求的 39%。比较表III中针对图3实施方案与表II中针对图2工艺所示的回收水平表明， 液体回收水平基本上是相同的。然而，比较表III中与表II中的设施消耗表明，本发明图 3实施方案比图2工艺中所需的功率低差不多23%。这导致本发明的比功率从图2工艺中的 2. 710HP-Hr/Lb. Mole[4. 455kff-Hr/kg mole]减少到图 3 实施方案中的 2. 090HP-Hr/ Lb. Mole [3. 436kff-Hr/kg mole]，生产效率的提高差不多是23%。有五种主要因素导致本发明中效率的提高。首先，与许多现有技术工艺相比，本发明不依靠LNG进料本身直接用作分馏柱20的回流。而是，在热交换器52中利用冷LNG中内在的制冷作用产生液体回流料流(料流8 ，所述液体回流料流含有非常少量要回收的 C2组分和重烃组分，结果在分馏塔20中的吸收段20a的上部区域中产生有效的精馏，并且避免了这种现有技术工艺的平衡限制。第二，使用蒸馏蒸气流44产生对分馏柱20中的吸收段20a的下部区域的补充回流可允许对分馏塔20使用较少的顶部回流(料流82b)。较低的顶部回流流量加上在热交换器53中较大程度地使用低级别公共热量进行加热，结果使较少的液体总量供至分馏柱20，减少了再沸器19中所需的负荷，并最大程度地减少了为达到符合脱甲烷装置20中底部液体产品规格的高级别公共热量的所需量。第三，吸收段 20a提供的柱蒸气的精馏使得所有LNG进料在作为料流77进入做功膨胀机55之前被气化， 导致显著的功率恢复。然后此功率可用于将蒸馏塔顶料流79的第一部分(料流81)压缩到足够高的压力，从而使之可以在热交换器52中被冷凝，并且使得然后可以将所得到的贫 LNG (料流83)泵到管道输送压力。(泵动使用的功率显著低于压缩)。第四，使用冷贫LNG流83a对热交换器12中的气体流提供“免费”制冷就不再需要单独的气化装置(如图1工艺中的热交换器53)以在将LNG输送至销售气管道之前对其进行再气化。第五，入口气体流31的这种“免费”制冷意味着必须由蒸馏蒸气流38提供的热交换器12中的冷却负荷较少，因此料流38a较冷，并且将其压力升高到管道运输条件所需的压缩功率较小。实施例2处理LNG和天然气的替代方法示于如图4中所示的本发明另一实施方案中。在图 4中给出的工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1至3中的相同。因此， 可以将图4工艺与图1和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点，并且同样也可以与图 3所示的实施方案进行比较。在图4工艺的模拟中，来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F [_157°C] 下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力，使其能够流过热交换器，并由此到达分离器M。 料流71a在-242 °F [_152°C ]和1364psia[9，404kPa(a)]下离开泵，并在进入分离器M之前被加热，从而使其全部或一部分被气化。在图4所示的实施例中，料流71a首先在热交换器52中通过冷却巧4 T [-480C ]的压缩蒸馏流81a、回流料流82和蒸馏蒸气流44而被加热到-66°F [-54°C ] 0部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热。受热料流71c在3 °F [-16°C ]和1334psia[9, 198kPa(a)]下进入分离器M，蒸气 (料流77)在该处与任何剩余的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在其中由高压进料获得机械能。所述机器阳将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(大约 420pSia[2，896kPa(a)])，通过做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-102°F [-75°C ]的温度。部分冷凝的膨胀料流77a此后作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有任何分离器液体(料流78)的话，其在膨胀料流78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图4工艺的模拟中，入口气体在126 0F [520C ]和600psia[4, 137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备。进料流31进入做功膨胀机10，在其中由高压进料获得机械能。 所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到压力略高于分馏塔20的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流31a冷却到大约93下[340C ]的温度。膨胀料流31a在热交换器12中通过与-93 0F [-690C ]的冷贫LNG (料流83a)、冷蒸馏流38a和-76 0F [-60°C ]的脱甲烷装置液体(料流39)进行热交换而被进一步冷却。冷却的料流31b 在-81 0F [-630C ]和 428psia[2, 949kPa(a)]下进入分离器 13， 蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流3 分离。蒸气流34在热交换器14中通过与冷蒸馏流38进行热交换而被冷却到-122 T [-860C ]，然后部分冷凝的料流3 在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35经阀17导引，在第二下部中间柱进料点被供给至分馏塔20。蒸馏蒸气(料流44)的一部分在-119 °F [-84 °C ]下从分馏柱20的汽提段的上部区域中抽出，并在热交换器52中通过与冷LNG(料流71a)进行热交换而被冷却到-145 T [-980C ]并冷凝(料流44a)。冷凝的液体流4 通过泵27被泵到略高于分馏柱20的操作压力，然后料流44b在-144下[-980C ]下作为冷回流液体供给至分馏柱20的吸收段中的中间区域。这一补充回流吸收并冷凝在分馏柱20的吸收段的下部精馏区中上升的蒸气中的大部分C3组分和重组分(以及一些C2组分)。根据在底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1的典型规范，柱液体流41在 85 T [290C ]下离开塔底。塔顶蒸馏流79在-144 T [-98°C ]下从分馏塔20的上部分中抽出，并被分流成料流81和料流38两个部分。第一部分(料流81)流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在该处被压缩到929psia[6，405kPa (a)](料流81a)。在此压力下，如前所述， 当料流在热交换器52中被冷却到-108下[-780C ]时，该料流被完全冷凝。然后冷凝的液体(料流81b)被分流成料流83和82两个部分。第一部分(料流8 是富含甲烷的贫LNG 流，由泵63被泵至1273psia [8，777kPa (a)]，以用于在热交换器12中进行后续气化，将料流 83a加热到65 0F [18°C ]，如前所述，从而产生温热的贫LNG流83b。料流81b的剩余部分(料流82)流至热交换器52，如前所述在该处通过与冷 LNG (料流71a)进行热交换而被过冷却到-235 0F [-148 °C ]。经过了过冷却的料流8 通过膨胀阀57膨胀到分馏柱20的操作压力。然后膨胀料流82b在-233下[_147°C ]下作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱甲烷装置20。这一冷回流液体吸收并冷凝在脱甲烷装置 20的吸收段的上部精馏区中上升的蒸气中的C2组分和重烃组分。塔顶蒸馏流79的第二部分(料流38)与分离器蒸气流34逆流地流过热交换器 14，在该处被加热到-87 T [-660C ](料流38a)，并在热交换器12中膨胀入口气体流31a， 所述入口气体流31a在该处被加热到-47下[-44°C](料流38b)。然后分两个阶段再压缩蒸馏流。第一阶段是由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段是由将料流38c压缩到销售气管线压力(料流38d)的补充动力源驱动压缩机21。然后料流38d/38e与温热的贫LNG流 8 合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42在99 °F [37°C ]下以足以满足管线要求的1262psia[8，70IkPa(a)]流向销售气管道。下表中给出了图4中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总表 IV(图 4)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]料流甲烷乙烷
3142,5455,048
3437,6122,081
354,9332,967
7140.,2932,6427740.,2932,64278004415.,6465157992.,556623848.,684328143.,87230829,87178334,001234282,68555411537,635回收率*
乙烷
丙燒丁烷+总计2,9721,65853,1453273940,9222,6451,61912,223491343,689491343,68900014016,2500093,8560049,3690044,4870010,0100034,4770083,8463,4631,66112,988
99.29%丙燒丁烷+ 功率
LNG进料泵 LNG产品泵回流泵
残余气体压缩机总计
低级别公共热量液体进料加热器脱甲烷装置再沸器18 总计
高级别公共热量脱甲烷装置再沸器19 比功率
HP-小时/碌摩尔 [kW-小时/千克摩尔]
100.00% 100.00%
3,552 1,437 58
18,325
HP HP HP HP
5,839 2,363 95
30,126
kW] kW] kW] kWl
23,372
66,000 17,300
HP
MBTU/Hr MBTU/Hr
38,423 kW]
42,632 11,175
kW] kWl
83,300
32,940
.800
MBTU/Hr
MBTU/Hr
53,807 kW]
21,278 kW]
L958
* (基于未四舍五入的流速)表III和IV的比较表明，由本发明图4实施方案获得的液体回收率与图3实施方案基本上是相同的。然而，图4实施方案所用的功率低于图3实施方案的功率，比功率的提高差不多为14%。然而，本发明图4实施方案所需的高级别公共热量比图3实施方案中的略高(约6% )。实施例3处理LNG和天然气的另一替代方法示于如图5中所示的本发明实施方案中。在图 5中给出的工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1至4中的相同。因此， 可以将图5工艺与图1和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点，并且同样也可以与图 3禾口图4所示的实施方案进行比较。在图5工艺的模拟中，来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F [_157°C] 下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力，使其能够流过热交换器，并由此到达分离器54。 料流71a在-242 °F [_152°C ]和1364psia[9，404kPa(a)]下离开泵，并在进入分离器M之前被加热，从而使其全部或一部分被气化。在图5所示的实施例中，料流71a首先在热交换器52中通过冷却-25下[-320C ]的压缩蒸馏流81a、回流料流82、蒸馏蒸气流44和分离器蒸气流34而被加热到-71下[-570C J0部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热。受热料流71c在1 0F [-17°C ]和1334psia[9, 198kPa(a)]下进入分离器M，蒸气 (料流77)在该处与任何剩余的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在其中由高压进料获得机械能。所述机器阳将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(大约 395pSia[2，721kPa(a)])，通过做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-107T [-77°C ]的温度。部分冷凝的膨胀料流77a此后作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有任何分离器液体(料流78)的话，其在膨胀料流78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图5工艺的模拟中，入口气体在[52°C]和600psia[4，137kPa (a)]下作为料流31进入所述设备。进料流31进入做功膨胀机10，在其中由高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到压力略高于分馏塔20的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流31a冷却到大约87°F [30°C]。膨胀料流31a在热交换器12中通过与-97°F [_72°C ] 的冷贫LNG(料流83a)、冷蒸馏流38b和-81 T [-63°C ]的脱甲烷装置液体(料流39)进行热交换而被进一步冷却。冷却的料流31b 在-81 0F [-630C ]和 403psia[2, 777kPa(a)]下进入分离器 13， 蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流3 分离。蒸气流34在热交换器52中通过与冷LNG流71a和压缩的蒸馏流38a进行热交换而被冷却到-117 T [_83°C ]，然后部分冷凝的料流3 在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35经阀17导引，在第二下部中间柱进料点被供给至分馏塔20。蒸馏蒸气(料流44)的一部分在-119 °F [-84 °C ]下从分馏柱20的汽提段的上部区域中抽出，并在热交换器52中通过与冷LNG(料流71a)进行热交换而被冷却到-145 T [-980C ]并冷凝(料流44a)。冷凝的液体流4 通过泵27被泵到略高于分馏柱20的操作压力，然后料流44b在-144下[-980C ]下作为冷回流液体供给至分馏柱20的吸收段中的中间区域。这一补充回流吸收并冷凝在分馏柱20的吸收段的下部精馏区中上升的蒸气中的大部分C3组分和重组分(以及一些C2组分)。根据在底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020 1的典型规范，柱液体流41在 79 T [260C ]下离开塔底。塔顶蒸馏流79在-147 T [-99°C ]下从分馏塔20的上部分中抽出，并被分流成料流81和料流38两个部分。第一部分(料流81)流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在该处被压缩到IlMpsia[7，750kPa(a)](料流81a)。在此压力下，如前所述， 当料流在热交换器52中被冷却到-103下[-750C ]时，该料流被完全冷凝。然后冷凝的液体(料流81b)被分流成料流83和82两个部分。第一部分(料流8 是富含甲烷的贫LNG 流，由泵63被泵至1273psia [8，777kPa (a)]，以用于在热交换器12中进行后续气化，将料流 83a加热到65 0F [18°C ]，如前所述，从而产生温热的贫LNG流83b。料流81b的剩余部分(料流82)流至热交换器52，如前所述在该处通过与冷 LNG (料流71a)进行热交换而被过冷却到-236 0F [-149 °C ]。经过了过冷却的料流8 通过膨胀阀57膨胀到分馏柱20的操作压力。然后膨胀料流82b在-233下[_147°C ]下作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱甲烷装置20。这一冷回流液体吸收并冷凝在脱甲烷装置 20的吸收段的上部精馏区中上升的蒸气中的C2组分和重烃组分。
塔顶蒸馏流79的第二部分(料流38)通过由膨胀机10驱动的压缩机11被压缩到625psia[4，309kPa(a)]。然后其与分离器蒸气流34逆流地流过热交换器52，在该处从-97°F [_72°C ]被加热到-65°F [_53°C ](料流38b)，并在热交换器12中膨胀入口气体流31a，所述入口气体流31a在该处被加热到12下[_11°C ](料流38c)。然后蒸馏流在由补充动力源驱动的压缩机21中被进一步压缩到销售气管线压力(料流38d)，然后料流38d/38e与温热的贫LNG流8 合并形成残余气体产物(料流4 。残余气体流42在 107 0F [420C ]下以足以满足管线要求的1262pSia[8，701kPa(a)]流向销售气管道。下表中给出了图5中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总表V(图5)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
料流 31
34
35 71
77
78 44
79 38 81 82 83 42 41
甲烷
42,545
38,194
4,351
40,293
40,293
0
17,004
91,637
59,566
32,071
8,952
23,119
82,685
153
乙烷 5,048 2,203 2,845 2,642 2,642 0
614 60 39 21 6
15 54
7,636
丙燒 2,972 348 2,624 491 491 0 16 0 0 0 0 0 0
3,463
丁烷+总计1,65853,1454041,6541,61811,491343,689343,68900017,715092,925060,403032,52209,078023,444083,8471,66112,987
回收率* 乙烷
99.30%丙烷100.00%
丁烷 +100.00%
功率
LNG 进料泵3,552 HP[ 5,839 kW]
LNG 产品泵418HP[ 687 kW]
回ふ充泵63HP[ 104 kW]
残余气体压缩机19,274 HP『31，686 kWl
总计23,307 HP[ 38,316 kW]
低级别公共热量
液体进料加热器70,480 MBTU/Hr [ 45,526 kW]
脱甲烷装置再沸器18 24,500 MBTU/Hr 『15，826 kWl 总计94,980 MBTU/Hr [ 61,352 kW]
高级别公共热量
脱甲烷装置再沸器 19 27,230 MBTU/Hr [ 17,589 kW] 比功率
HP-小时/碌摩尔1.795[2.950 ]
* (基于未四舍五入的流速)表III、IV和V的比较表明，由本发明图5实施方案获得的液体回收率与图3和图 4实施方案基本上是相同的。图5实施方案所用的功率显著低于图3实施方案的功率(比 功率提高超过14% )且略低于图4实施方案。然而，本发明图5实施方案所需的高级别公 共热量大大少于图3和图4实施方案(分别少约13%和17% )。对于具体的应用来说，选 用哪种实施方案通常由功率和高级别公共热量的相对成本以及泵、热交換器和压缩机的相 对投资费用決定。其它实施方案图3至5描述了在单个容器中建造的分馏塔。图6至8描述了在吸收(精馏)柱 66 (接触及分离装置)和汽提(蒸馏)柱20两个容器中建造的分馏塔。在这种情况下，来 自汽提柱20的塔顶蒸气(料流4 被分开成两个部分。一部分(料流44)被送往热交換 器52以产生吸收柱66的补充回流。剰余部分(料流47)流至吸收柱66的下部段待与冷 回流(料流82b)和补充回流(冷凝的液体流44b)接触。泵67用于将液体(料流46)从 吸收柱66的底部送往汽提柱20的顶部，从而使两塔作为ー个蒸馏系统有效地运行。决定 将分馏塔建造成单容器(如图3到5中的脱甲烷装置20)还是多个容器取决于多种因素， 如设备尺寸、离制造设施的距离等。
根据本发明，通常有利的是将脱甲烷装置的吸收(精馏)段设计成包括理论多级分离。然而，少至一个理论级也能实现本发明的优点，且据信甚至等价于理论级的分数的方案也能够获得这些优点。例如，可以合并所有或一部分冷回流(料流82b)、所有或一部分冷凝的液体(料流44b)和所有或一部分料流77a和34a(如在通向脱甲烷装置的管道中)，并且如果彻底相混合的话，蒸气和液体将混在一起，并根据合并的总料流的各种组分的相对挥发性分开。本发明的目的认为这些料流的这种混合构成了吸收段。在所示的实施例中，图3至8中示出了料流4 和81b的总的冷凝。一些情况可能有利于对这些料流进行过冷却，而其它情况可能只有利于部分冷凝。若是实现了这些料流中的任一者或两者的部分冷凝，则可能有必要使用压缩机或其它装置处理未冷凝的蒸气以提高蒸气的压力，从而使之能够加入泵过的冷凝液体。作为另外的选择，可将未冷凝的蒸气送往工厂燃料系统或用于其它类似用途。当入口气体较贫时，可以不需要图3至8中的分离器13。根据进料气中重烃的数量和进料气压力情况，离开热交换器12的冷却料流31a(图3和6)或膨胀的冷却料流31b (图 4、5、7和8)可以不含有任何液体(因为它高于其露点，或者因为它高于其临界凝结压力)， 所以可以不确定用分离器13。在这种情况下，可以剔除分离器13和膨胀阀17，如虚线所示。 当要处理的LNG为贫LNG或者当采取LNG在热交换器52和53中完全气化时，可以不确定用图3至8中的分离器M。根据入口 LNG中的重烃数量和离开进料泵51的LNG流压力情况，离开热交换器53的受热LNG流可以不含有任何液体(因为它高于其露点，或者因为它高于其临界凝结压力)。在这种情况下，可以剔除分离器M和膨胀阀59，如虚线所示。进料气条件、LNG条件、设备尺寸、可用的装置或其它因素可表明，不用做功膨胀机 10和/或55用替代的膨胀装置(如膨胀阀)进行替换是可行的。虽然描述的是在特定的膨胀装置中的单独的料流膨胀，但在适当情况下可采用替代的膨胀装置。图3至8中显示，大多数处理中使用单个热交换器。然而，有可能将两个或更多个热交换处理合并成一个共同的热交换器，如将图3至8中的热交换器52和53合并成共同的热交换器。在一些例子中，情况可能有利于将热交换处理分成多个交换器。对于指定的处理来说，决定采用合并热交换处理还是使用一个以上热交换器取决于多种因素，包括但不限于入口气体流速、LNG流速、热交换器尺寸、料流温度等。根据本发明，针对每一具体的应用以及特定的热交换处理工艺料流的选择，必须对用于工艺热交换的富含甲烷的贫LNG 和蒸馏蒸气流的使用和分布以及用于加热LNG流和冷却进料气体流的热交换器的具体布置进行评价。在图3至8中所示的本发明实施方案中，贫LNG流83a直接用于在热交换器12中提供冷却。然而，一些情况可能有利于使用贫LNG来冷却中间传热流体，如丙烷或其它合适的流体，然后使用冷却的传热流体在热交换器12中提供冷却。采用间接利用可从贫LNG流 83a中得到的致冷的替代方式可实现与在本发明图3至8的实施方案中直接使用料流83a 进行冷却相同的处理目的。如何最佳地使用贫LNG流进行致冷的选择主要取决于入口气体的组成，但其它因素也可能影响选择。中间柱进料的相对位置可有所变化，这取决于入口气体组成、LNG组成或其它因素，如期望的回收水平和在LNG流的加热过程中形成的蒸气量。此外，可以合并两个或更多个进料流或其部分，这取决于单个料流的相对温度和数量情况，然后将合并的料流送至中间柱进料位置。本发明提供按工艺操作所需动力消耗指标量而言改进的C2组分及重烃组分的回收。工艺操作所需动力消耗指标的改进的表现形式可以为压缩或泵动的功率要求降低、塔再沸器的能量要求减少或它们的组合。或者，可以通过对给定动力消耗指标量达到较高的回收水平或通过较高回收率与动力消耗指标改进的某些组合实现本发明的优点。在图3至5的实施方案给出的实施例中示出了 C2组分和重烃组分的回收。然而， 据信当期望回收C3组分和重烃组分时，图3至8的实施方案也是有利的。虽然已经描述了据信为本发明优选的实施方案，但本领域技术人员应意识到，在不偏离由以下权利要求所限定的本发明的实质的情况下，可以对本发明进行其它和进一步的修改，例如使本发明适用于不同条件、进料类型或其它要求。
3权利要求
1.一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以使之气化，从而形成蒸气流；(b)将所述蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一中间柱进料位置供给至蒸馏柱；(c)将所述气体流膨胀到所述较低压力、冷却并此后在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(d)从所述膨胀的蒸气流和所述膨胀的冷却气体流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出蒸馏蒸气流，然后将所述蒸馏蒸气流充分冷却到至少部分地将其冷凝并从而形成第一冷凝料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(e)将所述第一冷凝料流的至少一部分在上部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(f)从所述蒸馏柱的上部区域中抽出塔顶蒸馏流并分流成至少第一部分和第二部分， 然后将所述第一部分压缩到较高压力；(g)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(h)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流；(i)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(j)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(k)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(1)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(m)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(η)使所述回流料流的量和温度以及对所述蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述蒸馏柱的塔顶温度保持在一温度下，由此通过在所述蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
2.一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化；(b)分离所述部分气化的液化天然气，从而提供蒸气流和液体流；(c)将所述蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一中间柱进料位置供给至蒸馏柱；(d)将所述液体流膨胀到所述较低压力，并此后在下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(e)将所述气体流膨胀到所述较低压力、冷却并此后在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(f)从所述膨胀的蒸气流和所述膨胀的冷却气体流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出蒸馏蒸气流，然后将所述蒸馏蒸气流充分冷却到至少部分地将其冷凝并从而形成第一冷凝料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(g)将所述第一冷凝料流的至少一部分在上部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(h)从所述蒸馏柱的上部区域中抽出塔顶蒸馏流并分流成至少第一部分和第二部分， 然后将所述第一部分压缩到较高压力；(i)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(j)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (k)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(1)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述蒸馏柱； (m)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(η)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(ο)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(P)使所述回流料流的量和温度以及对所述蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述蒸馏柱的塔顶温度保持在一温度下，由此通过在所述蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
3. —种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以将其气化，从而形成第一蒸气流；(b)将所述第一蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一中间柱进料位置供给至蒸馏柱；(c)将所述气体流膨胀到所述较低压力，并此后充分冷却以将其部分地冷凝；(d)分离所述部分冷凝的气体流，从而得到第二蒸气流和液体流；(e)进一步冷却所述第二蒸气流并此后在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(f)将所述液体流在下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(g)从所述膨胀的第一蒸气流和所述进一步冷却的第二蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出蒸馏蒸气流，然后充分冷却所述蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(h)将所述第一冷凝料流的至少一部分在上部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(i)从所述蒸馏柱的上部区域中抽出塔顶蒸馏流并分流成至少第一部分和第二部分， 然后将所述第一部分压缩到较高压力；(j)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(k)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流；(1)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(m)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述蒸馏柱； (η)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(ο)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(P)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(q)使所述回流料流的量和温度以及对所述蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述蒸馏柱的塔顶温度保持在一温度下，由此通过在所述蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
4. 一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化；(b)分离所述部分气化的液化天然气，从而得到第一蒸气流和第一液体流；(c)将所述第一蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一中间柱进料位置供给至蒸馏柱；(d)将所述第一液体流膨胀到所述较低压力并此后在第一下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(e)将所述气体流膨胀到所述较低压力，并此后充分冷却以将其部分地冷凝；(f)分离所述部分冷凝的气体流，从而得到第二蒸气流和第二液体流；(g)进一步冷却所述第二蒸气流并此后在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(h)将所述第二液体流在第二下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(i)从所述膨胀的第一蒸气流和所述进一步冷却的第二蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出蒸馏蒸气流，然后充分冷却所述蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(j)将所述第一冷凝料流的至少一部分在上部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱； (k)从所述蒸馏柱的上部区域中抽出塔顶蒸馏流并分流成至少第一部分和第二部分， 然后将所述第一部分压缩到较高压力；(1)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(m)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (η)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(ο)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述蒸馏柱； (P)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(q)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(r)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(S)使所述回流料流的量和温度以及对所述蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述蒸馏柱的塔顶温度保持在一温度下，由此通过在所述蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
5.根据权利要求1或2所述的工艺，其中(a)将所述气体流冷却、膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(b)从所述膨胀的蒸气流和所述冷却的膨胀气体流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流；(c)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(d)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
6.根据权利要求3所述的工艺，其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝；从而形成所述第二蒸气流和所述液体流；(b)将所述第二蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(c)将所述液体流膨胀到所述较低压力并此后在所述下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(d)从所述膨胀的第一蒸气流和所述膨胀的第二蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流；(e)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(f)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
7.根据权利要求4所述的工艺，其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝；从而形成所述第二蒸气流和所述第二液体流；(b)将所述第二蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(c)将所述第二液体流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱；(d)从所述膨胀的第一蒸气流和所述膨胀的第二蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流；(e)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(f)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
8.根据权利要求1、2、3或4所述的工艺，其中(a)将所述第二部分压缩到较高压力；(b)加热所述压缩的第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；以及(c)合并所述气化的挥发性液体流与所述受热压缩的第二部分以形成所述挥发性残余气体馏分。
9.一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以使之气化，从而形成蒸气流；(b)将所述蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一下部进料位置供给至产生塔顶蒸馏流和底部液体流的吸收柱；(c)将所述气体流膨胀到所述较低压力、冷却并此后在第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(d)将所述底部液体流在顶部柱进料位置供给至产生塔顶蒸气流和所述挥发性相对较小的液体馏分的汽提柱；(e)将所述塔顶蒸气流分流成至少第一蒸馏蒸气流和第二蒸馏蒸气流，然后将所述第二蒸馏蒸气流在第三下部进料位置供给至所述吸收柱；(f)充分冷却所述第一蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(g)将所述第一冷凝料流的至少一部分在中间柱进料位置供给至所述吸收柱；(h)将所述塔顶蒸馏流分流成至少第一部分和第二部分，然后将所述第一部分压缩到较高压力；(i)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(j)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (k)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(1)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述吸收柱； (m)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(η)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(ο)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(P)使所述回流料流的量和温度以及对所述吸收柱和所述汽提柱的所述进料的温度有效地将所述吸收柱和所述汽提柱的塔顶温度保持在某些温度下，由此通过在所述吸收柱和所述汽提柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
10.一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化；(b)分离所述部分气化的液化天然气，从而得到蒸气流和液体流；(c)将所述蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一下部进料位置供给至产生塔顶蒸馏流和底部液体流的吸收柱；(d)将所述气体流膨胀到所述较低压力、冷却并此后在第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(e)将所述底部液体流在顶部柱进料位置供给至产生塔顶蒸气流和所述挥发性相对较小的液体馏分的汽提柱；(f)将所述液体流膨胀到所述较低压力并此后在中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(g)将所述塔顶蒸气流分流成至少第一蒸馏蒸气流和第二蒸馏蒸气流，然后将所述第二蒸馏蒸气流在第三下部进料位置供给至所述吸收柱；(h)充分冷却所述第一蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(i)将所述第一冷凝料流的至少一部分在中间柱进料位置供给至所述吸收柱；(j)将所述塔顶蒸馏流分流成至少第一部分和第二部分，然后将所述第一部分压缩到较高压力；(k)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(1)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (m)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(η)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述吸收柱； (ο)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(P)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(q)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(r)使所述回流料流的量和温度以及对所述吸收柱和所述汽提柱的所述进料的温度有效地将所述吸收柱和所述汽提柱的塔顶温度保持在某些温度下，由此通过在所述吸收柱和所述汽提柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
11.一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以将其气化，从而形成第一蒸气流；(b)将所述第一蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一下部进料位置供给至产生塔顶蒸馏流和底部液体流的吸收柱；(C)将所述气体流膨胀到所述较低压力，并此后充分冷却以将其部分地冷凝；(d)分离所述部分冷凝的气体流，从而得到第二蒸气流和液体流；(e)进一步冷却所述第二蒸气流，并此后在第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(f)将所述底部液体流在顶部柱进料位置供给至产生塔顶蒸气流和所述挥发性相对较小的液体馏分的汽提柱；(g)将所述液体流在中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(h)将所述塔顶蒸气流分流成至少第一蒸馏蒸气流和第二蒸馏蒸气流，然后将所述第二蒸馏蒸气流在第三下部进料位置供给至所述吸收柱；(i)充分冷却所述第一蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(j)将所述第一冷凝料流的至少一部分在中间柱进料位置供给至所述吸收柱； (k)将所述塔顶蒸馏流分流成至少第一部分和第二部分，然后将所述第一部分压缩到较高压力；(1)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(m)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (η)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(ο)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述吸收柱； (P)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(q)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(r)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(s)使所述回流料流的量和温度以及对所述吸收柱和所述汽提柱的所述进料的温度有效地将所述吸收柱和所述汽提柱的塔顶温度保持在某些温度下，由此通过在所述吸收柱和所述汽提柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
12. 一种工艺，用于将含有甲烷和重烃组分的液化天然气和含有甲烷和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分，其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化；(b)分离所述部分气化的液化天然气，从而得到第一蒸气流和第一液体流；(c)将所述第一蒸气流膨胀到较低压力，并此后在第一下部进料位置供给至产生塔顶蒸馏流和底部液体流的吸收柱；(d)将所述气体流膨胀到所述较低压力，并此后充分冷却以将其部分地冷凝；(e)分离所述部分冷凝的气体流，从而得到第二蒸气流和第二液体流；(f)进一步冷却所述第二蒸气流，并此后在第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(g)将所述底部液体流在顶部柱进料位置供给至产生塔顶蒸气流和所述挥发性相对较小的液体馏分的汽提柱；(h)将所述第一液体流膨胀到所述较低压力并此后在第一中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(i)将所述第二液体流在第二中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(j)将所述塔顶蒸气流分流成至少第一蒸馏蒸气流和第二蒸馏蒸气流，然后将所述第二蒸馏蒸气流在第三下部进料位置供给至所述吸收柱；(k)充分冷却所述第一蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝，并从而形成第一冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(1)将所述第一冷凝料流的至少一部分在中间柱进料位置供给至所述吸收柱； (m)将所述塔顶蒸馏流分流成至少第一部分和第二部分，然后将所述第一部分压缩到较高压力；(η)充分冷却所述压缩的第一部分以至少部分地将其冷凝并从而形成第二冷凝料流， 其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(ο)将所述第二冷凝料流分流成至少挥发性的液体流和回流料流； (P)进一步冷却所述回流料流，其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分；(q)将所述进一步冷却的回流料流在顶部柱进料位置供给至所述吸收柱； (r)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(s)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；(t)将所述气化的挥发性液体流与所述受热的第二部分合并形成含有所述甲烷的主要部分的所述挥发性残余气体馏分；以及(u)使所述回流料流的量和温度以及对所述吸收柱和所述汽提柱的所述进料的温度有效地将所述吸收柱和所述汽提柱的塔顶温度保持在某些温度下，由此通过在所述吸收柱和所述汽提柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
13.根据权利要求9或10所述的工艺，其中(a)将所述气体流冷却、膨胀到所述较低压力，并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(b)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(c)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
14.根据权利要求11所述的工艺，其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝；从而形成所述第二蒸气流和所述液体流；(b)将所述第二蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(C)将所述液体流膨胀到所述较低压力并此后在所述中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(d)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(e)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
15.根据权利要求12所述的工艺，其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝；从而形成所述第二蒸气流和所述第二液体流；(b)将所述第二蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱；(c)将所述第二液体流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述汽提柱；(d)充分加热所述挥发性液体流以将其气化，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分；以及(e)加热所述第二部分，其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
16.根据权利要求9、10、11或12所述的工艺，其中(a)将所述第二部分压缩到较高压力；(b)加热所述压缩的第二部分，其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分；以及(c)合并所述气化的挥发性液体流与所述受热压缩的第二部分以形成所述挥发性残余气体馏分。
17.根据权利要求1、2、3、4、6、7、9、10、11、12、14或15所述的工艺，其中所述挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
18.根据权利要求5所述的工艺，其中所述挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
19.根据权利要求8所述的工艺，其中所述挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
20.根据权利要求13所述的工艺，其中所述挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
21.根据权利要求16所述的工艺，其中所述挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
全文摘要
本发明公开了从液化天然气(LNG)流和烃气体流中回收重烃的方法。加热LNG进料流以使其至少部分气化，然后使之膨胀并在第一中间柱进料位置被供给至分馏柱。膨胀并冷却气体流，然后在第二中间柱进料位置被供给至所述柱。从中间柱进料位置以下的分馏柱中抽出蒸馏蒸气流，并导引其与LNG进料流产生热交换关联，随着蒸馏蒸气流对LNG进料流提供至少部分的加热而将其冷却。充分冷却蒸馏蒸气流以使其一部分冷凝，形成第一冷凝料流。将第一冷凝料流的一部分在上部中间柱进料位置导向分馏柱。
文档编号F25J3/00GK102428334SQ201080021147
公开日2012年4月25日 申请日期2010年5月13日 优先权日2009年5月15日
发明者H·M·哈德森, J·D·威尔金森, K·T·奎拉尔, T·L·马丁内斯 申请人:奥特洛夫工程有限公司