CN100417903C - 低温天然气加工设施中用于液化天然气的方法和设备 - Google Patents

低温天然气加工设施中用于液化天然气的方法和设备 Download PDF

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Abstract

揭示了天然气的液化过程与加工天然气以回收气体汽油(NGL)相结合。在过程中，待液化的天然气流来自NGL回收设备中的一个气流，它在压力下冷却而凝聚。从NGL回收设备引出一蒸馏流，提供冷凝天然气流所需的一定冷却。冷凝的天然气流膨胀(14)到中等压力，提供给蒸馏塔的一个中间进料点(17)。来自此蒸馏塔(17)的塔底产物(41)优先包含大部分比甲烷重的碳氢化合物，否则会降低液化天然气的纯度，且塔底产物进入NGL回收设备，使得这些更重的碳氢化合物可回收在NGL产物中。

Description

低温天然气加工设施中用于液化天然气的方法和设备
发明的技术背景
本发明涉及用于加工天然气以生产具有高甲烷纯度的液化天然气(LNG)的方法。具体地，本发明非常适合于将LNG的生产结合到用低温过程来回收气体流油(NGL)和/或液化石油气(LPG)的天然气加工中。
天然气一般是从钻入地下储层的井中回收的。它通常含有大比例的甲烷，即天然气中甲烷占至少50摩尔％。取决于具体地下储层的情况，天然气还包含相对少量的较重碳氢化合物如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等以及水、氢、氮、二氧化碳和其它气体。
大部分天然气是以气体形式处理的。将天然气从井源运输至气体加工厂，再从此到达天然气消费者的最普遍方法是用高压气体传送管道。然而，在不少情况下，将天然气液化对于运输或者使用都是适当的和/或必要的。例如，在偏远地方通常没有使天然气方便地运输至市场的管道设施。在这种情况下，相对于气态天然气，比容低许多的LNG可大大减少运输成本：可用货船和运输卡车来运送LNG。
另一种支持天然气液化的情况是把它作为机动车辆燃料。在大城市中，有大批公共汽车、出租车、卡车，如果有经济的LNG来源，就可由LNG来提供动力。由于天然气的干净燃烧性质，当与燃烧较高分子量的碳氢化合物的汽油发动机和柴油发动机作为动力的类似车辆相比时，这种以LNG为燃料的车辆产生的空气污染少许多。此外，如果LNG纯度高(即甲烷纯度为95摩尔％或更高)，由于甲烷与所有其它碳氢化合物燃料相比，其碳氢比更低，产生的二氧化碳量少很多。
本发明一般涉及在低温气体加工设备中作为共同产物的天然气的液化，该加工设备也生产气体汽油(NGL)如乙烷、丙烷、丁烷和较重的碳氢化合物组分。要根据本发明加工的天然气气流的典型分析是约92.6％甲烷、4.7％乙烷和其它C2组分、1.0％丙烷和其它C3组分、0.2％异丁烷、0.2％正丁烷、0.1％戊烷，余量为氮和二氧化碳，这里的百分数是摩尔百分数。有时含硫的气体也存在。
有一些已知的液化天然气的方法。例如，参见Finn、Adrian J.、Grant L.Johnson和Terry R.Thomlinson，“近海和中等规模工厂的LNG技术(LNG Technology forOffshore and Mid-scale Plants)”，Proceedings of the Seventy-Nineth AnnualConvention of the Gas Processors Association(气体加工者协会第七十九届年会会议录)，pp.429-450，有多个此类工艺的纵览，这次会议是在美国佐治亚州亚特兰大市于2000年3月13-15日期间召开的。美国专利号5,363,655；5,600,969；和5,615,561也描述了相关工艺。这些方法一般包括对天然气进行纯化(通过去除水和不需要的化合物如二氧化碳和硫化合物来纯化)、冷却、冷凝和膨胀的步骤。冷却和冷凝天然气可以用许多不同方式完成。“级联冷却法”使用的是天然气和沸点逐次降低的几种制冷剂的热交换，比如丙烷、乙烷和甲烷。另外，这种热交换可用一种制冷剂在几个不同的压力条件下使其蒸发来完成。“多组分冷却法”使用的是天然气和代替多种单组分制冷剂的由几种制冷剂组分组成的一种制冷剂流体之间的热交换。天然气的膨胀既可以是等焓膨胀(例如用焦耳-汤姆森膨胀)也可以是等熵膨胀(例如用作功膨胀的叶轮机)。
尽管所有这些方法都可用于产生汽车等级的LNG，但一般这些方法的投资成本和运转成本使安装这种设施变得不经济。例如，液化前从天然气中去除水、二氧化碳、硫化合物等所需的纯化步骤意味着大量投资成本和运转成本用于这种设施，还有冷却循环所用的驱动设备所需的投资成本和运转成本。这就使发明者去研究将LNG生产结合到用来从天然气中回收NGL的低温气体加工厂中去的可能性。这种综合的LNG生产方法不再需要单独的气体纯化设备和气体压缩驱动设备。此外，将LNG液化的冷却/冷凝与NGL回收所需的冷却过程结合起来的可能性，可使LNG液化过程效率显著提高。
根据本发明，甲烷纯度超过99％的LNG可从低温NGL回收设备中共同生产出来，而无需增加其能量需求，也不会降低NGL回收率。本发明尽管在较低压力和较高些温度可以应用，但在需要NGL回收塔塔顶温度为-50°F[-46℃]或更冷的条件下，加工压力范围在400到1500psia[2,758到10,345kPa(a)]或更高的进料气体时，本发明特别有利。
为更好理解本发明，可以结合下列例子和附图来进行说明。参照附图：
图1是根据美国专利号4,278,457的现有技术低温天然气加工设备的流程图。
图2是所述低温天然气加工设备在根据现有技术改装成共同生产LNG时的流程图。
图3是所述低温天然气加工设备在根据美国专利号5,615,561的现有技术改装成共同生产LNG。
图4是所述低温天然气加工设备在根据本发明改装成共同生产LNG时的流程图。
图5是将本发明应用于从所述低温天然气加工设备中共同生产LNG的另一种方法的流程图。
图6是阐明将本发明应用于从所述低温天然气加工设备中共同生产LNG的又一种方法的流程图。
图7是阐明将本发明应用于从所述低温天然气加工设备中共同生产LNG的再一种方法的流程图。
图8是阐明将本发明应用于从所述低温天然气加工设备中共同生产LNG的另一种方法的流程图。
在对上图的以下解释中，提供有汇总了按代表性工艺条件计算的流量的表。在这些表中，流量值(单位：摩尔/小时)为了方便四舍五入成最接近的整数。表中所示总流量包括所有非碳氢化合物组分在内，因此一般大于碳氢化合物组分的流量之和。所示温度是四舍五入到最接近度数的近似值。也应指出的是，为了比较各图所述各个工艺而进行的工艺设计计算是基于假定没有热量从环境泄漏到工艺或从工艺泄漏到环境的。可商购的绝缘材料的质量使得这个假定是非常合理的，并且是本领域技术人员通常会做的假定。
为了方便，工艺参数以传统英制单位和国际单位制(SI)同时表示。表中给出的摩尔流量可理解为磅摩尔每小时或千克摩尔每小时。以马力(HP)和/或千英国热单位每小时(MBTU/H)表示的能量消耗对应于以磅摩尔每小时表示的摩尔流量。以千瓦(kW)表示的能量消耗对应于以千克摩尔每小时表示的摩尔流量。以加仑每天(加仑/天)和/或磅每小时(磅/小时)表示的LNG产生率对应于以磅摩尔每小时表示的摩尔流量。以立方米每小时(m3/H)和/或千克每小时(kg/H)表示的LNG生产率对应于以千克摩尔每小时表示的摩尔流量。
现有技术的描述
试看图1，为了比较的目的，我们从不共同生产LNG的NGL回收设备例子开始。在这个模拟根据美国专利号4,278,457的现有技术的NGL回收设备中，入口气体在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]作为流31进入设备。如果入口气体包含的二氧化碳和/或硫化合物浓度使得产品流不能符合要求，这些化合物就通过适当的进料气预处理(图中未示)来去除。此外，通常要使进料流脱水，以防止水合物(冰)在低温条件下形成。固体干燥剂常被用于此目的。
进料流31在热交换器10中通过与-66°F[-55℃]的脱甲烷塔顶部冷蒸气(流36a)、来自脱甲烷塔底部泵18的56°F[13℃]的底部液体产物(流41a)、36°F[2℃]的脱甲烷塔再沸器液体(流40)、和-35°F[-37℃]的脱甲烷塔侧再沸器液体(流39)进行热交换而冷却。注意，在所有情况中热交换器10代表多个分开的热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。(是否使用一个以上的热交换器用于所示冷却操作的决定取决于一些因素，包括但不限于，入口气体流量、热交换器大小、流的温度等。)冷却流31a在-43°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]进入分离器11，在此分离器中蒸气(流32)与冷凝液体(流35)分离。
来自分离器11的蒸气(流32)分配成两股气流33和34。气流33占总蒸气的大约27％，通过热交换器12与脱甲烷塔顶部蒸气流36发生热交换，使气流33a冷却并大体上冷凝。-142°F[-97℃]的大体冷凝的流33a随后通过一适当膨胀装置如膨胀阀13，急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约320psia[2,206kPa(a)])。在膨胀过程中，液流的一部分蒸发，导致整个流的冷却。在图1所示过程中，离开膨胀阀13的膨胀流33b达到-153°F[-103℃]的温度，供入分馏塔17上部区域的分离器部分17a。在此分离的液体成为脱甲烷部分17b的顶部进料。
来自分离器11的其余73％的蒸气(流34)进入作功膨胀机14，从这一部分的高压进料中提取机械能量。机器14使蒸气从约725psia[4,999kPa(a)]的压力基本上等熵膨胀到塔操作压力，作功膨胀使膨胀流34a冷却到约-107°F[-77℃]。典型的商购作功膨胀机能回收理论上在理想等熵膨胀时的功的80-85％。回收的功常用来驱动离心压缩机(如15所示)，例如可用来重新压缩剩余气体(流38)。经膨胀和部分冷凝的流34a作为蒸馏柱中点的进料。分离器液体(流35)同样通过膨胀阀16膨胀到塔操作压力，使流35a冷却至-72°F[-58℃]然后在一较低的塔中进料点通入分馏塔17中的脱甲烷部分。
分馏塔17中的脱甲烷装置是个常规蒸馏柱，它包含多个垂直隔开的塔盘、一个或多个填充床或者塔盘和填充物的某种组合。如天然气加工设备中常有的情况，分馏塔可由两个部分组成。上部17a是个分离装置，其中部分蒸发的顶部进料分成其相应的蒸气和液体两部分，且其中从下部的蒸馏或脱甲烷部分17b中上升的蒸气合并到顶部进料的蒸气部分中形成冷的脱甲烷部分的顶部蒸气(流36)，流36在-150°F[-101℃]离开顶部。下部的脱甲烷部分17b包含塔盘和/或填充物并提供下流液体和上升蒸气之间必需的接触。脱甲烷部分还有使一部分的下流液体加热并蒸发的再沸器，以便提供沿塔上升的汽提蒸气。
液体产物流41在51°F[10℃]离开塔底，底部产物中典型要求的是甲烷对乙烷的摩尔比为0.028∶1。此液体流用泵18将压力打到大约650psia[4,482kPa(a)](流41a)。现在约56°F[13℃]的流41a在热交换器10中加热至85°F[29℃](流41b)，同时使流31冷却。(泵的排放压力通常根据液体产物的最终处置设定。一般液体产物流入一个贮槽，所以要设置泵的排放压力，以防止液体流41b在热交换器10中蒸发。)
脱甲烷装置顶部蒸气(流36)在热交换器12和10中以与进入的进料气逆流的方式通过，在热交换器12中流36被加热至-66°F[-55℃](流36a)，在热交换器10中被加热至68°F[20℃](流36b)。受热后的脱甲烷部分顶部蒸气中的一部分被引出来作为设备的燃料气(流37)，其余的成为剩余气体(流38)。(必须引出的燃料气的量主要由驱动设备中气体压缩机的燃气发动机和/或叶轮机，例如本例中的压缩机19所需的燃料决定。)剩余气体在两个阶段中重新压缩。第一个阶段是用膨胀机14驱动的压缩机15。第二个阶段是用补充动力源驱动的压缩机19，压缩机19将剩余气体(流38b)压缩到销售管道的压力。剩余气体产物在排放冷却器20中冷却到120°F[49℃](流38c)后，以740psia[5,102kPa(a)]的压力流入销售气体管道，足够满足管道的需求(通常与入口压力相近)。
图1所示流程各流的流量和能量消耗汇总在下表中：
表I
(图1)
Figure C0281253800141
*(以未四舍五入的流量为基础)
图2显示一种可改装图1中的NGL回收设备用来共同生产LNG的流程，在此案例中是应用类似于Price所描述的(Price，Brian C.“LNG Production for PeakShaving Operation”，气体加工者协会第七十八届年会会议录，pp.273-280，佐治亚州亚特兰大，2000年3月13-15)LNG产生的现有技术工艺。图2所示过程中的入口气体组成和条件与图1中的相同。在此例子及所有下列例子中，模拟时均假设以共同生产的额定生产率为50,000加仑/天[417m3/D]LNG作为基础，此处的体积是流动(不是标准)条件下所测的LNG体积。
在模拟图2的流程时，用于NGL回收设备的入口气体冷却、分离和膨胀过程与图1所用的完全相同。在此情况下，NGL回收设备产生的经压缩和冷却的脱甲烷塔顶部蒸气(流38c)分配成两部分。一部分(流42)是设备的剩余气体，进入销售气体管道。另一部分(流71)成为LNG生产区的进料流。
NGL回收设备的入口气体(流31)在加工前没有经过去除二氧化碳的处理。尽管入口气体中的二氧化碳浓度(约0.5摩尔％)对NGL回收设备不产生什么操作问题，但二氧化碳的主要部分会在脱甲烷塔顶部蒸气(流36)中离开设备，随后污染LNG生产设备的进料流(流71)。该流中的二氧化碳浓度约为0.4摩尔％，大大超过此现有技术流程可容许的浓度(约0.005摩尔％)。因此，进料流71进入LNG生产设备前，必须在二氧化碳去除设备50中进行处理，以防止二氧化碳结冰产生操作上的问题。尽管有许多不同工艺可用来去除二氧化碳，但它们中有许多会使处理后的气流部分地或完全地被水饱和。由于进料流中的水也会使LNG生产区产生结冰问题，二氧化碳去除设备50很可能也必须包括对处理后气流的脱水。
经处理的进料流以120°F[49℃]和730psia[5,033kPa(a)]压力作为流72进入LNG生产区，在热交换器51中通过与-261°F[-163℃]的制冷剂混合物(流74b)进行热交换而冷却。热交换器51的目的是冷却进料流达到显著的冷凝，并优选将液流过冷，以免在随后膨胀步骤中急骤蒸发成为蒸气。然而，对于所述条件，进料流压力高于临界冷凝压力，因此当进料流冷却后不会冷凝成液体。相反，经冷却的流72a在-256°F[-160℃]作为密相流体离开热交换器51。(临界冷凝压力是气相可存在于多相流体中的最大压力。低于临界冷凝压力时，流72a通常会作为过冷液体流离开热交换器51。)
流72a进入作功膨胀机52，在其中自此高压流提取机械能量。作功膨胀机52使密相流体从约728psia[5,019kPa(a)]基本上等熵膨胀至稍高于大气压力的LNG贮槽压力(18psia[124kPa(a)])。作功膨胀使膨胀流72b冷却至约-257°F[-160℃]的温度，随后导入贮存LNG产物(流73)的LNG贮罐53。
流72的冷却全部由闭合循环制冷回路提供。此循环的工作流体是碳氢化合物和氮的混合物，此混合物的组成要调节到能用可利用的冷却介质在合理压力下冷凝的同时提供所需的制冷温度。在本例中，假定是用环境空气冷凝，由氮、甲烷、乙烷、丙烷和较重碳氢化合物构成的制冷混合物用于图2的流程。该流的组成，以其近似摩尔百分数表示，是5.2％的氮、24.6％的甲烷、24.1％的乙烷和18％的丙烷，余量为较重碳氢化合物。
制冷流74在120°F[49℃]和140psia[956kPa(a)]压力下离开部分冷凝器56。它进入热交换器51，被急骤蒸发的制冷流74b冷凝并随后过冷至-256°F。过冷液体流74a在膨胀阀54中从约138psia[951kPa(a)]基本上等焓地急骤膨胀至约26psia[179kPa(a)]。在膨胀过程中，流的一部分蒸发，导致整个流冷却至-261°F[-163℃](流74b)。经急骤膨胀的流74b然后再进入热交换器51，其中随着它蒸发和过热而使进料气(流72)和制冷流(流74)冷却。
过热的制冷剂蒸气(流74c)在110°F[43℃]离开热交换器51，流入由补充动力源驱动的制冷剂压缩机55。压缩机55压缩制冷剂到145psia[1,000kPa(a)]，然后压缩流74d回到部分冷凝器56，从而完成循环。
图2所示流程各流的流量和能量消耗汇总列在下表中：
表II
(图2)
Figure C0281253800161
Figure C0281253800171
Figure C0281253800181
*(以未经四舍五入的流量为基础)
如前所述，图2中NGL回收设备的操作与图1流程一样，表II中显示的乙烷、丙烷和丁烷+的回收率也和表I所示相同。唯一的显著区别是两个过程中使用的设备燃料气(流37)的量。比较表I和II可见，图2的设备燃料气消耗更高，这是由于制冷压缩机55的额外动力消耗(压缩机55假定为由燃气发动机或叶轮机驱动)。结果进入剩余气体压缩机19的气体量相应较少(流38a)，因此图2流程的这个压缩机动力消耗与图1流程的相比稍小。
图2流程相比图1流程的压缩动力净增加是2,249HP[3,697kW]，压缩动力是用来产生额定的50,000加仑/天[417m3/D]的LNG。由于LNG密度根据它的贮存条件而有很大不同，因此评估每单位质量LNG的动力消耗较为适宜。LNG生产率在此例中是7,397磅/小时[3,355kg/H]，图2流程的单位动力消耗是0.304马力-小时/磅[0.500kW-H/kg]。
对于现有技术LNG生产工艺的这种改装，作为LNG生产的进料气源用的是NGL回收设备的剩余气体，并没有采取什么措施来从LNG进料气中去除较重碳氢化合物。结果，进料气中存在的所有较重碳氢化合物成了LNG产物的一部分，使LNG产物纯度(即甲烷浓度)降低。如果需要较高LNG纯度，或者如果进料气源(例如入口气体流31)包含较高浓度的较重碳氢化合物，进料流72需要在冷却到一中间温度后从热交换器51中引出，以使冷凝的液体可被分离，未冷凝的蒸气则返回热交换器51冷却到最终出口温度。这些冷凝的液体优先包含大部分的较重碳氢化合物和相当数量的液体甲烷，此液体可随后再次蒸发，用来提供部分的设备燃料气。不幸的是，这意味着从LNG进料流中去除的C2组分、C3组分和较重碳氢化合物组分将不能回收在来自NGL回收设备的NGL产物中，对设备运营商而言就失去了它们作为液体产物的价值。此外，对于进料流，例如在本例中考虑的进料流，由于工艺操作条件的限制(即以高于此流的临界凝结压力的压力来操作)，从进料流冷凝液体也许是不可能的，意味着在这种情况下去除较重碳氢化合物不能完成。
图2的流程实质上是独立的LNG生产设施，它没有利用NGL回收设备中的工艺流或装置的好处。图3显示另一种可改装图1的NGL回收设备用来共同生产LNG的流程，在本方案中是应用根据美国专利5,615,561的现有技术的LNG生产工艺，将LNG生产过程和NGL回收设备整合起来。图3所示流程中考虑的入口气体组成和条件与图1和2中相同。
在模拟图3的流程时，用于NGL回收设备入口气体的冷却、分离和膨胀过程与图1所用的相同。主要区别在于冷的脱甲烷塔顶部蒸气(流36)和NGL回收设备生成的经压缩及冷却的脱甲烷塔顶部蒸气(流45c)的处置上。90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]的入口气体作为流31进入设备，在热交换器10中通过与-69°F[-56℃]的冷脱甲烷塔顶部蒸气(流36b)、来自脱甲烷塔底部泵18的48°F[9℃]塔底液体产物(流41a)、26°F[-3℃]脱甲烷塔再沸器液体(流40)、和-50°F[-46℃]脱甲烷塔侧再沸器液体(流39)进行热交换而冷却。冷却流31a在-46°F[-43℃]和725psia[4,999kPa(a)]进入分离器11，在此分离器中，蒸气(流32)与冷凝液体(流35)分离。
来自分离器11的蒸气(流32)分配成第一和第二股气流33和34。气流33占总蒸气的大约25％，通过热交换器12与冷的脱甲烷塔顶部蒸气流36进行热交换，在其中它冷却至-142°F[-97℃]。所得基本上冷凝的流33a随后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约291psia[2,006kPa(a)])。在膨胀过程中，一部分的流被蒸发，导致整个流被冷却。在图3所示的流程中，离开膨胀阀13的膨胀流33b达到-158°F[-105℃]的温度，被供给分馏塔17作为顶部进料。流33b的蒸气部分(如果有)与从塔顶部分馏段上升的蒸气合并形成脱甲烷塔顶部蒸气流36，此蒸气流36从塔的上部引出。
回头说第二股气流34，它是来自分离器11的其余75％的蒸气，进入作功膨胀机14，在其中从这部分高压进料提取机械能量。作功膨胀机14使蒸气从约725psia[4,999kPa(a)]的压力基本上等熵膨胀到塔操作压力，作功膨胀使膨胀流34a冷却到约-116°F[-82℃]的温度。膨胀和部分冷凝的流34a然后在分馏塔的一个中间点作为进料供入。分离器液体(流35)同样地通过膨胀阀16膨胀到塔操作压力，冷却至-80°F[-62℃]，然后在塔的一个较低进料点进入分馏塔17。
液体产物(流41)在42°F[6℃]离开塔17底部。此液体流在泵18中被打至约650psia[4,482kPa(a)]压力(流41a)，在热交换器10中对流31进行冷却的同时被加热至83°F[28℃](流41b)。形成塔顶馏分的蒸馏蒸气流(流36)在-154°F[-103℃]离开脱甲烷塔17，并分配成两部分。一部分(流43)通入LNG生产区中的热交换器51，在被加热至-42°F[-41℃](流43a)的同时提供该热交换器中的大部分的冷却作用。其余部分(流42)绕过热交换器51，控制阀21调节绕过的量从而控制热交换器51中实现的冷却作用。这两个部分在-146°F[-99℃]再合并形成流36a，流36a以与进入的进料气逆流的方式通过热交换器12和10，在热交换器12中流36a加热至-69°F[-56℃](流36b)，在热交换器10中加热至72°F[22℃](流36c)。流36c与来自LNG生产区的较热HP闪蒸蒸气(流73a)合并形成722°F[22℃]的流44。这个流的一部分作为设备燃料气的一部分引出。流44的其余部分(流45)分两级再次压缩，即由作功膨胀机14驱动的压缩机15和由补充动力源驱动的压缩机19，然后在排放冷却器20中冷却到120°F[49℃]。经冷却的压缩流(流45c)随后分配成两部分。一部分是以740psia[5,102kPa(a)]流入销售气体管道的剩余气体产物(流46)。另一部分(流71)是用于LNG生产区的进料流。
NGL回收设备的入口气体(流31)在加工前没有经过去除二氧化碳的处理。尽管入口气体中的二氧化碳浓度(约0.5摩尔％)不会对NGL回收设备产生什么操作问题，但二氧化碳的主要部分会在脱甲烷塔顶部蒸气(流36)中离开设备，随后污染LNG生产区的进料流(流71)。此进料流中的二氧化碳浓度约为0.4摩尔％，大大超过现有技术工艺流程所容许的浓度(约0.005摩尔％)。因此，进料流71进入LNG生产区前，必须在二氧化碳去除设备50(二氧化碳去除部分50也可包括使处理的气流脱水)中处理，以防止二氧化碳结冰产生操作上的问题。
经处理的进料流以120°F[49℃]和730psia[5,033kPa(a)]压力作为流72进入LNG生产区，在热交换器51中通过与-200°F[-129℃]的LP闪蒸蒸气(流75)、-164°F[-109℃]的HP闪蒸蒸气(流73)和来自NGL回收设备的-154°F[-103℃]脱甲烷塔顶部蒸气中的一部分进行热交换而冷却。热交换器51的目的是冷却进料流使其基本上冷凝，并优选使其过冷，以减少在随后的LNG冷却阶段的膨胀步骤中产生的闪蒸蒸气量。然而对于所述条件，进料流压力高于临界冷凝压力，所以此流冷却后没有液体冷凝出来。相反，冷却流72a在-148°F[-100℃]作为密相流体离开热交换器51。而在低于临界冷凝压力的压力，流72a通常会作为冷凝(并可能过冷)液体流离开热交换器51。
密相流72a在膨胀阀52中从约727psia[5,012kPa(a)]基本上等焓地急骤膨胀至HP闪蒸槽53的操作压力279psia[1,924kPa(a)]。在膨胀过程中，密相流的一部分被蒸发，导致整个流被冷却至-164°F[-109℃](流72b)。急骤膨胀流72b随后进入HP闪蒸槽53，在其中HP闪蒸蒸气(流73)如前所述地被分离，进入热交换器51。设置HP闪蒸槽的操作压力，务使离开热交换器51的加热后的HP闪蒸蒸气(流73a)处于足够的压力，以使其与离开NGL回收设备的加热的脱甲烷塔顶部蒸气(流36c)合并，随后被压缩机15和19压缩。
来自HP闪蒸槽53的HP蒸液体(流74)在膨胀阀54中从HP闪蒸槽的操作压力基本上等焓的急骤膨胀至约118psia[814kPa(a)]的LP闪蒸槽55操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流被冷却至-200°F[-129℃](流74a)。急骤膨胀的流74a随后进入LP闪蒸槽55，在其中，LP闪蒸蒸气(流75)如前所述地被分离、进入热交换器51。设置LP闪蒸槽的操作压力，使得离开热交换器51的加热的LP闪蒸蒸气(流75a)处于足够的压力，以使之可用作设备的燃料气。
来自LP闪蒸槽55的LP闪蒸液体(流76)在膨胀阀56中从LP闪蒸槽的操作压力基本上等焓的急骤膨胀至稍高于大气压力的LNG贮槽压力(18psia[124kPa(a)])。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流被冷却至-254°F[-159℃](流76a)，随后它进入LNG贮罐57，在此贮罐中源自膨胀的闪蒸蒸气(流77)从LNG产物(流78)中分离出来。
来自LNG贮罐57的闪蒸蒸气(流77)压力太低，不能用作设备燃料气，且太冷，不能直接进入压缩机。因此，它首先在加热器58中加热至-30°F[-34℃](流77a)，接着(由补充动力源驱动的)压缩机59和60将流(流77c)压缩。在后冷却机61中冷却以后，115psia[793kPa(a)]的流77d与流37和75a合并成为设备的燃料气。
图3所示流程各流的流量和能量消耗汇总在下表中：
表III
(图3)
Figure C0281253800221
*(以末经四舍五入的流量为基础)
图3的流程使用冷的脱甲烷塔顶部蒸气(流36)的一部分(流43)为LNG生产过程提供冷量，它占用了NGL回收设备的一些冷量。比较表III所示的图3流程的回收率和表II中图2流程的回收率表明，这两个过程的NGL回收率维持在基本上相同的水平。然而，这是以提高图3流程的动力消耗指标为代价的。比较表III和表II中的动力消耗指标表明，图3流程的剩余气体压缩动力消耗指标比图2流程高将近18％。因此，只有通过减少脱甲烷塔17的操作压力、增大作功膨胀机14中的作功膨胀并由此降低脱甲烷塔顶部蒸气(流36)的温度来补偿在流43中给NGL回收设备损失的冷量，才能维持图3流程的回收率。
比较表I和III可见，图3的设备燃料气消耗浇高，因为闪蒸蒸气的压缩机59和60要额外消耗动力(压缩机59和60假定为由燃气发动机或叶轮机驱动)。结果是进入剩余气体压缩机19的气体量相应较少(流45a)，但由于压缩比较高，图3流程的压缩机动力消耗指标与图1流程相比仍然较高。生产额定的50,000加仑/天[417m3/D]的LNG，图3流程相对于图1流程的压缩动力净增加是2,696HP[4,432kW]。图3流程的单位动力消耗指标是0.366马力-小时/磅[0.602kW-H/kg]，比图2流程约高20％。
图3流程没有从LNG生产区的进料气中去除较重碳氢化合物的设备。尽管进料气中存在的较重碳氢化合物有一些以闪蒸蒸气(流73和75)的形式离开分离器53和55的，但是大部分的较重碳氢化合物成为LNG产物中的一部分，使其纯度降低。图3流程不能提高LNG的纯度，如果进料气包含较高浓度的较重碳氢化合物(例如入口气流31，或者甚至是当NGL回收设备以降低的回收水平操作时的残余气流45c)被作为进料气供给LNG产生设备时，LNG的纯度甚至比本例中所显示的更低。
发明的详细描述
实施例1
图4是依据本发明的方法的流程图。图4所示流程考虑的入口气体组成和条件与图1到3中的相同。因此，图4流程可与图2和3的流程相比较，用来说明本发明的优点。
在图4的流程中，NGL回收设备入口气体的冷却、分离和膨胀过程与图1所用的基本相同。主要区别是入口气体(流30)分配成两部分，仅第一部分(流31)被供给NGL回收设备。另一部分(流71)是本发明的LNG生产区的进料气。
入口气体在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]作为流30进入设备。引出LNG生产区的进料气(流71)，而其余部分(流31)在热交换器10中通过与-66°F[-54℃]的冷脱甲烷塔顶部蒸气(流36a)、来自泵18的51°F[10℃]塔底液体产物(流41a)、30°F[-1℃]脱甲烷塔再沸器液体(流40)、和-39°F[-39℃]脱甲烷塔侧再沸器液体(流39)进行热交换而冷却。冷却流31a在-44°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]进入分离器11，在分离器中，蒸气(流32)与冷凝液体(流35)分离。
来自分离器11的蒸气(流32)被分配成第一和第二股气流33和34。气流33占整个蒸气的大约26％，它通过热交换器12与冷的蒸馏蒸气流36进行热交换而冷却至-148°F[-100℃]。所得基本上冷凝的流33a随后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约301psia[2,075kPa(a)])。在膨胀过程中，流33a的一部分蒸发，导致整个流被冷却。在图4所示流程中，离开膨胀阀13的膨胀流33b达到-156°F[-105℃]的温度，被供入分馏塔17作为顶部进料。流33b的蒸气部分(如果有)与从塔顶部的分馏段上升起的蒸气合并形成蒸馏蒸气流42，从塔的上部引出。
回头说第二股气流34，它是来自分离器11的其余74％的蒸气，进入作功膨胀机14，在其中从这部分高压进料提取机械能量。作功膨胀机14使蒸气从约725psia[4,999kPa(a)]的压力基本等熵膨胀到塔操作压力，作功膨胀使膨胀流34a冷却到约-111°F[-80℃]的温度。膨胀和部分冷凝的流34a随后在分馏塔17的一个中间点作为进料供入。分离器液体(流35)同样地通过膨胀阀16膨胀到塔操作压力、冷却至-75°F[-59℃]，然后在塔的一个较低进料点进入分馏塔17。
液体产物(流41)在45°F[7℃]离开塔17底部。该液体流在泵18中被打至约650psia[4,482kPa(a)]压力(流41a)，在热交换器10中对流31进行冷却的同时被加热至84°F[29℃](流41b)。形成于塔顶的-152°F[-102℃]的蒸馏蒸气流(流42)被分配成两部分。一部分(流86)导往LNG生产区。其余部分(流36)以与进入的进料气逆流的方式在热交换器12和10中通过，在热交换器12中流36被加热至-66°F[-54℃](流36a)，在热交换器10中被加热至72°F[22℃](流36b)。加热的蒸馏蒸气流的一部分(流37)被引出用作设备燃料气的一部分，其余部分配成为第一剩余气体(流43)。第一剩余气体随后分两级进行再次压缩，形成压缩的第一剩余气体(流43b)，这两级压缩是由膨胀机14所驱动的压缩机15和由补充动力源所驱动的压缩机19进行的。
现在转向使用本发明的LNG生产区，进料流71在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]进入热交换器50。注意，在所有情况下，热交换器50表示的是多个单独的热交换器、或者是单个多通道热交换器、或它们的任意组合。(是否使用一个以上热交换器用于所示冷却操作的决定取决于诸多因素，包括但不限于入口气体流量、热交换器大小、流的温度等。)在热交换器50中，进料流71通过与冷的LNG闪蒸蒸气(流83a)及来自NGL回收设备的蒸馏蒸气流(流86)进行热交换而冷却。冷却流71a在-36°F[-38℃]和737psia[5,081kPa(a)]进入分离器51，在分离器中蒸气(流72)与冷凝液体(流73)分离。
来自分离器51的蒸气(流72)进入作功膨胀机52，在其中从这部分高压进料提取机械能量。作功膨胀机52使蒸气从约737psia[5,081kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到稍高于蒸馏塔56的操作压力(440psia[3,034kPa(a)])，作功膨胀使膨胀流72a冷却到约-79°F[-62℃]的温度。经膨胀和部分冷凝的流72a进入热交换器50，通过与冷的LNG闪蒸蒸气(流83a)及来自NGL回收设备的蒸馏蒸气流(流80)如前文所述地进行热交换、并被闪蒸液体和-135°F[-93℃]的蒸馏塔再沸器液体进一步冷却和冷凝。冷凝流72b现处于-135°F[-93℃]，随后在一个中间点作为进料供入蒸馏塔56。
蒸馏塔56用作LNG纯化塔。它是个常规蒸馏塔，包含多个垂直间隔开的塔盘、一个或多个填充层、或者是塔盘和填充物的某种组合。这个塔能回收进料流(流72b)中存在的几乎所有比甲烷重的碳氢化合物作为其底部产物(流77)，从而使其顶部馏分(流74)中唯一重要的杂质是包含在进料流中的氮。同样重要的是，该塔也在其底部产物(流77)中截取了几乎所有进入塔的二氧化碳，因此二氧化碳不会进入下游的LNG冷却设备，冷却设备中非常低的温度本会导致固体二氧化碳形成，产生操作问题。LNG纯化塔56的下部有个加热和蒸发沿塔下流液体的一部分的再沸器(如前所述，通过热交换器50中的冷却流72a)，这是为了提供沿塔上升的汽提蒸气，以便汽提液体中的部分甲烷。这就减少了塔底产物(流77)中的甲烷量，所以当该流被提供给分馏塔17时，分馏塔17必须排除的甲烷就少了(如后所述)。
蒸馏塔56的回流通过在热交换器50中使塔顶蒸气(-142°F[-96℃]的流74)与-147°F[-99℃]的冷的LNG闪蒸蒸气(流83a)及-152°F[-102℃]的闪蒸液体(流80)进行热交换来对塔顶蒸气冷却与冷凝产生的。现已-144°F[-98℃]的冷凝流74a分配成两部分。一部分(流78)成为LNG冷却设备的进料。另一部分(流75)进入回流泵55。在泵送后，-143°F[-97℃]的流75a在LNG纯化塔56的塔顶进料点供入以提供塔回流液体。回流液体精馏沿塔上升的蒸气，使得塔顶蒸气(流74)及后续的LNG冷却设备进料流78含有最小量的二氧化碳和重于甲烷的碳氢化合物。塔底再沸的量要按照从塔产生充分量的塔顶蒸气进行必需的调节，使得有足够量的来自热交换器50的回流液体提供塔中所需的精馏。
LNG冷却设备的进料流(冷凝液体流78)在-144°F[-98℃]进入热交换器58并通过与-255°F[-160℃]的冷的LNG闪蒸蒸气(流83)和冷的闪蒸液体(流79a)进行热交换而过冷。冷的闪蒸液体是通过从热交换器58引出一部分过冷的进料流(流79)、然后通过适当的膨胀装置如膨胀阀59急骤膨胀到稍高于分馏塔17操作压力来产生的。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流从-157°F[-105℃]冷却至-161°F[-107℃](流79a)。经急骤膨胀的流79a随后如前所述地供入热交换器58。
部分过冷的进料流的剩余部分进一步在热交换器58中过冷至-170°F[-112℃](流82)。接着它进入作功膨胀机60，在其中从这一部分中压流提取机械能量。作功膨胀机60使过冷液体从约434psia[2,992kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到稍高于大气压力的LNG存贮压力(18psia[124kPa(a)])。作功膨胀使膨胀流82a冷却到约-255°F[-160℃]的温度，随后输入LNG贮罐61，在贮罐61中因膨胀而来的闪蒸蒸气(流83)从LNG产物(流84)中分离出来。
来自LNG纯化塔56的塔底部流77通过膨胀阀57急骤膨胀至稍高于分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，流77的一部分被蒸发，导致整个流从-133°F[-92℃]冷却至-152°F[-102℃](流77a)。急骤膨胀的流77a随后与以-147°F[-99℃]离开热交换器58的受热后的闪蒸液体流79b合并，形成供给热交换器50的-152°F[-102℃]组合闪蒸液体流。它如前所述地给膨胀流72a和塔顶蒸气流74提供冷却作用，而自身加热到-88°F[-67℃]。
分离器液体(流73)通过膨胀阀54急骤膨胀至分馏塔17的操作压力，使流73a冷却至-65F[-54℃]。膨胀流73a与加热后的闪蒸液体流80a合并形成流81，流81在分馏塔一个中间进料点向塔17供料。如果需要，流81可与前述急骤膨胀的流35a合并在一起，合并后的流在塔上较低的一个中间进料点向塔供料。
来自LNG贮罐61的闪蒸蒸气(流83)在热交换器58中与进入的液体逆流地通过，被加热至-147°F[-99℃](流83a)。它随后进入热交换器50，在其中它向进料流71、膨胀流72a和塔顶流74提供冷却作用，而本身加热至87°F[31℃](流83b)。由于该流处于低压(15.5psia[107kPa(a)])，它在可用作设备燃料气以前必须进行压缩。有中间冷却器64的压缩机63和65(由补充动力源驱动)用来对流压缩(流83e)。在后冷却器66中冷却后，处于115psia[793kPa(a)]的流83f与流37合并成为设备的燃料气(流85)。
来自NGL回收设备的冷蒸馏蒸气(流86)在热交换器50中给进料流71和膨胀流72a提供冷却作用，而自身被加热至86°F[30℃]，成为第二剩余气体(流86a)。随后此第二剩余气体进行两级再压缩，此两级压缩是由作功膨胀机52驱动的压缩机53和由补充动力源驱动的压缩机62进行的。压缩后的第二剩余气体(流86c)与压缩后的第一剩余气体(流43b)合并形成剩余气流38。剩余气体产物(流38a)在排放冷却器20中冷却到120°F[49℃]后，以740psia[5,102kPa(a)]压力流入销售气体管道。
图4所示流程各流的流量和能量消耗汇总列在下表中：
表IV
(图4)
Figure C0281253800271
*(以未经非四舍五入的流量为基础)
比较表IV所示图4流程的回收率和表I中图1流程的回收率表明，这两个流程的NGL回收设备的回收率维持在基本上相同的水平。比较表IV所示图4流程和表I中图1流程的动力消耗表明，两个流程的NGL回收设备所需剩余气体的压缩动力消耗基本上相同。这表明，尽管用来自NGL回收设备的冷蒸馏蒸气(流42)的一部分(流86)来提供冷却作用给LNG生产区备，回收效率并没有损失。因此，不像图3流程，本发明的LNG生产过程和NGL回收设备的整合对NGL回收效率并无不利影响。
图4流程相比图1流程的压缩动力净增加是1,498HP[2,463kW]，图4流程的单位动力消耗指标是0.204马力-小时/磅[0.366kW-H/kg]。因此，本发明的单位动力消耗指标仅为图2现有技术流程的67％，仅为图3现有技术流程的56％。此外，本发明不需要像现有技术流程那样，将二氧化碳在进入LNG生产区以前从进料气中去除，消除了图2和图3流程所需的气体处理过程的制造和运转相关的资金成本和运转成本。
本发明不仅比任一种现有技术流程的效率更高，而且由于包括了LNG纯化塔56，它生成的LNG的纯度也更高。考虑到用于本例的进料气(入口气体，流30)包含比图2和图3流程所用进料气(即NGL回收设备剩余气体)浓度高许多的较重碳氢化合物，LNG纯度较高这一点更值得注意。事实上，LNG纯度仅受比进料流71中的甲烷挥发性更大气体(例如氮)的浓度限制，这是由于纯化塔56的操作参数可以按需要调节成保持LNG产物中较重碳氢化合物浓度尽量低。
实施例2
图4描述的是本发明对于所示温度和压力条件的一个较佳实施方案，因为它通常能提供最有效的LNG生产。一个复杂性略微降低、而以稍高的动力消耗指标维持相同的LNG生产率的设计可通过用图5流程所示的另一个本发明较佳实施方案来实现。图5所示流程中考虑的入口气体组成和条件与图1到4相同。因此，图5流程可与图2和3流程比较用来阐述本发明的优点，并可同样地与图4所示实施方案相比较。
在图5流程的模拟中，NGL回收设备入口气体的冷却、分离和膨胀方案与图4所用的相同。入口气体在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]作为流30进入设备。用于LNG生产区的进料气(流71)被引出，而剩余部分(流31)在热交换器10中通过与-65°F[-54℃]的冷蒸馏蒸气(流36a)、来自脱甲烷塔底部泵18的50°F[10℃]的塔底液体产物(流41a)、29°F[-2℃]的脱甲烷塔再沸器液体(流40)、及-41°F[-40℃]的脱甲烷塔侧再沸器液体(流39)进行热交换而冷却。冷却流31a在-43°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]压力进入分离器11，在分离器中蒸气(流32)与冷凝液体(流35)分离。
来自分离器11的蒸气(流32)分为两股气流33和34。占总蒸气量大约26％的气流33通过热交换器12，与冷的蒸馏蒸气流36进行热交换而被冷却至-148°F[C-100℃]。所得基本冷凝的流33a然后通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力(约296psia[2,041kPa(a)]。在膨胀过程中，流33a的一部分蒸发，使整个流被冷却，在图5的流程中，离开膨胀阀13的膨胀流33b达到温度-157°F(-105℃)，作为塔顶进料供给分馏塔17。流33b的蒸气部分(如果有的话)与来自塔的上部分馏级的蒸气合并形成蒸馏蒸气流42，从塔的上部区域引出。
回头再说第二气流34，它是来自分离器11的蒸气其余的74％，进入作功膨胀机14，在其中从这部分高压进料提取机械能量。膨胀机14将蒸气从约725psia[4,999kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到塔操作压力，作功膨胀使膨胀流34a冷却到约-112°F[-80℃]。膨胀和部分冷凝的流34a随后在分馏塔17的一个中间点供入塔中。分离器液体(流35)同样地通过膨胀阀16膨胀到塔的操作压力，将流35a冷却至-75°F[-59℃]，然后在分馏塔17的一个较低的中间进料点供入塔17。
液体产物(流41)在44°F[7℃]从塔17的底部出来。流41在泵18中被增至约650psia[4,482kPa(a)](流41a)，然后在热交换器10中使流31冷却的同时加热至83°F[28℃](流41b)。在-153°F[-103℃]形成塔顶馏分的蒸馏蒸气流(流42)分配成两部分。一部分(流86)导向LNG生产区。其余部分(流36)与进入的进料气逆流地在热交换器12和10中通过，在热交换器12中流36加热至-65°F[-54℃](流36a)，在热交换器10中加热至73°F[23℃](流36b)。加热了的蒸馏蒸气流的一部分(流37)引出成为设备燃料气的一部分，剩余部分配成为第一剩余气体(流43)。随后该第一剩余气体分两级再次压缩形成压缩的第一剩余气体(流43b)，这两级是由作功膨胀机14驱动的压缩机15和由补充动力源驱动的压缩机19。
现在转向使用本发明另一个实施方案的LNG生产区，进料流71在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]进入热交换器50。在热交换器50中进料流71通过与冷LNG闪蒸蒸气(流83a)、来自NGL回收设备的-153°F[-103℃]的蒸馏蒸气流(流86)、闪蒸液体(流80)和-134°F[-92℃]的蒸馏塔再沸器液体(流76)进行热交换而冷却到-120°F[-84℃]。所得基本冷凝的流71a随后通过一适当膨胀装置如膨胀阀52急骤膨胀到蒸馏塔56的操作压力(440psia[3,034kPa(a)])。在膨胀过程中，流的一部分蒸发了，导致整个流被冷却。在图5所示流程中，离开膨胀阀52的膨胀流71b达到-134°F[-92℃]的温度，随后在蒸馏塔56的一个中间点作为进料供入塔中。
如同在图4的本发明实施方案中，蒸馏塔56用作LNG纯化塔，回收几乎所有二氧化碳和比其进料流(流71b)中甲烷重的碳氢化合物作为塔底产物(流77)，使得其顶部馏分(流74)的唯一重要的杂质是包含在进料流中的氮。蒸馏塔56的回流通过在热交换器50中与-146°F[-99℃]的冷LNG闪蒸蒸气(流83a)及-152°F[-102℃]的闪蒸液体(流80)进行了热交换而冷却并冷凝聚塔顶蒸气(-141°F[-96℃]的流74)来产生。已为-144°F[-98℃]的冷凝流74a分配成两部分。一部分(流78)成为LNG冷却区的进料。另一部分(流75)进入回流泵55。在泵送后，-143°F[-97℃]的流75a被送到顶部进料点供给LNG纯化塔56，为塔提供回流液体。此回流液体对塔中上升的蒸气进行精馏，所以塔顶馏分(流74)和随后的LNG冷却区的进料流78包含最小量的二氧化碳和比甲烷重的碳氢化合物。
LNG冷却区的进料流(冷凝液体流78)在-144°F[-98℃]进入热交换器58通过与-255°F[-160℃]的冷的LNG闪蒸蒸气(流83)和冷的闪蒸液体(流79a)热交换而冷却。冷的闪蒸液体通过从热交换器58引出半过冷的进料流(流79)的一部分、通过一适当的膨胀装置如膨胀阀59急骤膨胀达到稍高于分馏塔17操作压力的方式来产生。在膨胀过程中，此流的一部分被蒸发，导致整个流从-157°F[-105℃]冷却至-162°F[-108℃](流79a)。急骤膨胀的流79a随后如前所述地供给热交换器58。
半过冷的(partially subcooled)进料流的其余部分进一步在热交换器58中过冷至-170°F[-112℃](流82)。接着它进入作功膨胀机60，在其中从这部分中等压力流提取机械能量。作功膨胀机60使过冷液体从约434psia[2,992kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到稍高于大气压的LNG贮存压力(18psia[124kPa(a)])。作功膨胀使膨胀流82a冷却到约-255°F[-160℃]的温度，随后导入LNG贮罐61，在贮罐61中源自膨胀的闪蒸蒸气(流83)从LNG产物(流84)中分离出来。
来自LNG纯化塔56的塔底流77通过膨胀阀57急骤膨胀至稍高于分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流从-133°F[-92℃]冷却至-152°F[-102℃](流77a)。急骤膨胀的流77a随后与以-146°F[-99℃]离开热交换器58的加热后的闪蒸液体流79b合并形成供给热交换器50的-152°F[-102℃]的组合闪蒸液体流。如前所述，在它使进料流71和塔顶蒸气流74冷却的同时，自身加热到-87°F[-66℃]，之后在分馏塔的一个较低中间进料点供入塔中。如果需要，流80a可与前述急骤膨胀的流35a合并，合并后在塔上一个较低的中间进料点供入塔中。
来自LNG贮罐61的闪蒸蒸气(流83)与进入的液体逆流的在热交换器58中通过，在热交换器58中流83加热至-146°F[-99℃](流83a)。它随后进入热交换器50，在其中它对进料流71和塔顶流74进行冷却，而自身加热至87°F[31℃](流83b)。由于该流处于低压(15.5psia[107kPa(a)])，它在可用作设备燃料气以前必须压缩。有中间冷却器64的压缩机63和65(均由补充动力源驱动)被用来对流进行压缩(流83e)。在后冷却机66中冷却后，115psia[793kPa(a)]的流83f与流37合并成为设备燃料气(流85)。
来自NGL回收设备的冷的蒸馏蒸气(流86)在热交换器50中对进料流71进行冷却，而自身被加热至86°F[30℃]，成为第二剩余气体(流86a)，第二剩余气体随后在由补充动力源驱动的压缩机62中再次压缩。经压缩的第二剩余气体(流86b)与经压缩的第一剩余气体(流43b)合并形成剩余气流38。在排放冷却器20中冷却到120°F[49℃]后，剩余气体产物(流38a)以740psia[5,102kPa(a)]流入销售气体管道。
图5所示过程各流的流量和能量消耗指标的汇总列在下表中：
表V
(图5)
Figure C0281253800321
Figure C0281253800331
*(以未经四舍五入的流量为基础)
如将表V所示图5流程的回收率和动力消耗指标分别与表I所示图1流程的及表IV所示图4流程的比较可见，当将本发明这个实施方案与NGL回收设备整合用来共同生产LNG时，NGL回收设备的回收效率没有减少。该实施方案的LNG生产效率没有图4所示较佳实施方案那么高，这是由于第二剩余气体压缩机62的动力消耗指标较高，而这又是由于去掉了用来驱动图4实施方案的压缩机53的作功膨胀机52的缘故。产生额定的50,000加仑/天[417m3/D]的LNG，图5流程相对于图1流程的压缩动力净增加值是2,097HP[3,447kW]，图5流程的单位动力消耗指标是0.286马力-小时/磅[0.470kW-H/kg]。尽管这比图4所示较佳实施方案约高40％，但它仍比图2和3所示任何一种现有技术的流程低。此外，对于图4的实施方案，LNG的纯度比这两种现有技术都高，且不要求从LNG生产区的进料气中去除二氧化碳。
在本发明的图4实施方案和图5实施方案之间做选择，是取决于图5实施方案较简单的设备和较低的资金成本与图4实施方案的较低动力消耗指标之间的相对价值。在具体环境下决定使用本发明的哪个实施方案通常取决于诸如工厂大小、可利用的设备、资金成本相对于运转成本的经济平衡等因素。
实施例3
在图4和5中，设备的入口气体的一部分用本发明来处理以共同生产LNG。或者，如图6中所示，可以使本发明适于处理设备剩余气体的一部分来共同生产LNG。图6中所示流程考虑的入口气体组成和条件与图1到5相同。因此，图6流程可与图2和3过程相比较用来阐述本发明的优点，并可同样地与图4和5所示实施方案相比较。
在图6流程的模拟中，NGL回收设备入口气体的冷却、分离和膨胀方案基本上与图1所用的相同。主要区别是冷蒸馏流(流42)的处置和NGL回收设备产生的经压缩及冷却的第三剩余气体(流44a)。注意，第三剩余气体(流44a)分配成两部分，且仅第一部分(流38)成为由NGL回收设备流入销售气体管道的剩余气体产品。另一部分(流71)成为采用了本发明的LNG生产区的进料流。
入口气体在90°F[32℃]和740psia[5,102kPa(a)]作为流31进入设备，在热交换器10中通过与-66°F[-55℃]的冷的蒸馏蒸气流36a、来自脱甲烷塔底部泵18的52°F[11℃]塔底液体产物(流41a)、31°F[0℃]脱甲烷塔再沸器液体(流40)、和-42°F[-41℃]脱甲烷塔侧再沸器液体(流39)进行热交换而冷却。冷却流31a在-44°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]进入分离器11，在分离器中蒸气(流32)与冷凝液体(流35)分离。
来自分离器11的蒸气(流32)分配成第一和第二股气流33和34。流33占总蒸气量的大约26％，它通过热交换器12与冷的蒸馏蒸气流36进行热交换而被冷却至-146°F[-99℃]。所得基本冷凝的流33a随后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约306psia[2,110kPa(a)])。在膨胀过程中，流33a的一部分被蒸发，使整个流冷却。在图6所示流程中，离开膨胀阀13的膨胀流33b达到-155°F[-104℃]的温度，供给分馏塔17作为塔顶进料。流33b的蒸气部分(如果有的话)与从塔的上部分馏段上升的蒸气合并形成蒸馏蒸气流42，从塔的上部引出。
回头看第二气流34，是来自分离器11蒸气的其余74％，进入作功膨胀机14，在其中从这部分高压进料提取机械能量。膨胀机14使蒸气从约725psia[4,999kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到塔操作压力，作功膨胀使膨胀流34a冷却到约-110°F[-79℃]的温度。经膨胀和部分冷凝的流34a在分馏塔的一个中间点供入塔中。分离器液体(流35)同样地通过膨胀阀16膨胀到塔操作压力，将流35a冷却至-75°F[-59℃]，然后在分馏塔17的较低的一个进料点供入塔17。
液体产物(流41)在47°F[8℃]从塔17的底部出来。流41在泵18中被增压至约650psia[4,482kPa(a)](流41a)并在热交换器10中向流31提供冷却的同时被加热至83°F[28℃](流41b)。在-151°F[-102℃]形成塔顶馏分的蒸馏蒸气流(流42)分配成两个部分。一个部分(流86)导往LNG生产区。剩余部分(流36)与进入的进料气逆流地在热交换器12和10中通过，在热交换器12中，流36加热至-66°F[-55℃](流36a)，在热交换器10中加热至72°F[22℃](流36b)。加热了的蒸馏蒸气流的一部分引出作为设备燃料气的一部分，剩余部分配成为第一剩余气体(流43)。第一剩余气体随后分两级再次压缩形成压缩的第一剩余气体(流43b)，这两级是由作功膨胀机14驱动的压缩机15和由补充动力源驱动的压缩机19。
现在转向采用了本发明另一种实施方案的LNG生产区，进料流71在120°F[49℃]和740psia[5,102kPa(a)]进入热交换器50。进料流71在热交换器50中与冷的LNG闪蒸蒸气(流83a)、来自NGL回收设备的-151°F[-102℃]的蒸馏蒸气流(流86)、闪蒸液体(流80)和-142°F[-97℃]的蒸馏塔再沸器液体(流76)进行热交换而冷却至-120°F[-84℃]。(对于所述条件，进料流压力高于临界冷凝压力，因而在流被冷却时没有液体会冷凝。相反，冷却流71a作为密相流体离开热交换器50。而对于其它加工条件，进料流压力可能低于其临界冷凝压力，这种情况下进料流会冷却到基本上冷凝。此外，类似于图4所示的实施方案，将进料流冷却到一中间温度后引出、分离掉可能已经形成的冷凝液体、然后在作功膨胀机中将蒸气流膨胀后再冷却此膨胀流到基本上冷凝，是有利的。在此情形中，将密相进料流膨胀没有什么优点，因此用图6所示较简单实施方案取而代之。)所得冷却流71a随后通过一适当的膨胀装置如膨胀阀52急骤膨胀到蒸馏塔56的操作压力(约420psia[2,896kPa(a)])。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流冷却。在图6所示流程中，离开膨胀阀52的膨胀流71b达到-143°F[-97℃]的温度，且随后在蒸馏塔56的一个中间点供入塔中。
至于本发明图4和图5实施方案，蒸馏塔56用作LNG纯化塔，回收几乎所有二氧化碳和比其进料流(流71b)中存在的甲烷重的碳氢化合物作为塔底产物(流77)，从而其顶部馏分(流74)的唯一重要杂质是包含在进料流中的氮。蒸馏塔56的回流是通过在热交换器50中将塔顶蒸气(-144°F[-98℃]的流74)与-155°F[-104℃]的冷LNG闪蒸蒸气(流83a)和-156°F[-105℃]的闪蒸液体(流80)进行热交换进行冷却和冷凝聚来产生的。已经-146°F[-99℃]的冷凝流74a分配成两部分。一部分(流78)成为LNG冷却区的进料。另一部分(流75)进入回流泵55。在泵送后，-145°F[-98℃]的流75a被送到塔顶部进料点供入LNG纯化塔56，以提供塔的回流液体。此回流液体对塔中上升的蒸气进行精馏，从而塔顶馏分(流74)和随后的LNG冷却设备进料流78包含最小量二氧化碳和重于甲烷的碳氢化合物。
LNG冷却区的进料流(冷凝液体流78)在-146°F[-99℃]进入热交换器58，通过与-255°F[-159℃]的冷的LNG闪蒸蒸气(流83)和冷的闪蒸液体(流79a)进行热交换而过冷。冷的闪蒸液体是通过从热交换器58引出一部分半过冷的进料流(流79)并通过适当的膨胀装置如膨胀阀59将该流急骤膨胀到稍高于分馏塔17操作压力来产生的。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流从-156°F[-104℃]冷却至-160°F[-106℃](流79a)。急骤膨胀的流79a随后如前所述地供给热交换器58。
半过冷进料流的剩余部分进一步在热交换器58中过冷至-169°F[-112℃](流82)。接着它进入作功膨胀机60，在其中从这个中等压力流提取机械能量。作功膨胀机60使过冷液体从约414psia[2，858kPa(a)]的压力基本等熵地膨胀到稍高于大气压的LNG贮存压力(18psia[124kPa(a)])。作功膨胀使膨胀流82a冷却到约-255°F[-159℃]的温度，它随后通入LNG贮罐61，在贮罐61中源自膨胀的闪蒸蒸气(流83)与LNG产物(流84)分离。
来自LNG纯化塔56的塔底流77通过膨胀阀57急骤膨胀至稍高于分馏塔17的操作压力。在膨胀过程中，流77的一部分被蒸发，导致整个流从-141°F[-96℃]冷却至-156°F[-105℃](流77a)。急骤膨胀的流77a随后与在-155°F[-104℃]离开热交换器58的加热后的闪蒸液体流79b合并形成供给热交换器50的-156°F[-105℃]的组合闪蒸液体流。如前所述，它在使进料流71和塔顶蒸气流74冷却的同时，自身加热到-90°F[-68℃]，之后在分馏塔17的一个较低的中间进料点供入塔17。如果需要，流80a可与前述急骤膨胀的流35a合并，合并后的流在塔上一个较低的中间进料点供入塔中。
来自LNG贮罐61的闪蒸蒸气(流83)与进入的液体逆流地在热交换器58中通过，在热交换器58中，流83加热至-155°F[-104℃](流83a)。它随后进入热交换器50，在其中它对进料流71和塔顶流74冷却的同时，自身加热至115°F[46℃](流83b)。由于该流处于低压(15.5psia[107kPa(a)])，它在可用作设备燃料气以前必须压缩。有中间冷却器64的压缩机63和65(均由补充动力源驱动)用于流的压缩(流83e)。在后冷却机66中冷却后，115psia[793kPa(a)]的流83f与流37合并成为设备的燃料气(流85)。
来自NGL回收设备的冷蒸馏蒸气(流86)在热交换器50中对进料流71冷却，而自身加热至115°F[46℃]，成为第二剩余气体(流86a)，随后此第二剩余气体在由补充动力源驱动的压缩机62中再次压缩。压缩的第二剩余气体(流86b)与压缩的第一剩余气体(流43b)合并形成第三剩余气流44。在排放冷却器20中冷却到120°F[49℃]后，第三剩余气流44a分配成两部分。一部分(流71)成为LNG生产区的进料流。另一部分剩余气体产物(流38)以740psia[5,102kPa(a)]压力流入销售气体管道。
图6所示流程各流的流量和能量消耗指标的汇总列在下表中：
表VI
(图6)
Figure C0281253800381
*(以未经四舍五入的流量为基础)
比较表VI所示图6流程的回收率和表I所示图1流程的回收率表明，这两个过程的NGL回收设备的回收率维持在基本上相同的水平。生产额定的50,000加仑/天[417m3/D]的LNG，图6流程相对于图1流程的压缩动力净增加值是2,222HP[3,653kW]，图6流程的单位动力消耗指标是0.303马力-小时/磅[0.498kW-H/kg]。因此，本发明的单位动力消耗指标比图2和图3现有技术流程都低，且不需要像现有技术流程那样在进料气进入LNG生产区前从中去除二氧化碳。
本发明的这个实施方案使用来自NGL回收设备的剩余气体作为进料气，它的LNG产生效率低于处理NGL回收设备进料气的一部分的图4和图5实施方案。效率较低主要是因为NGL回收设备效率降低，而这又是由于用了来自NGL回收设备的冷蒸馏蒸气(流42)的一部分(流86)来提供LNG生产区的部分制冷作用的缘故。尽管流86以图4和图5实施方案的类似方式使用，这些实施方案的NGL回收设备加工较少量的入口气体，这是因为一部分(图4和图5中的流71)流入LNG生产区，而不是流入NGL回收设备。NGL回收设备效率的损失反映在表VI所示图6流程的第一剩余气体压缩机19的动力消耗指标分别比表IV和V所示图4和图5流程的对应值较高。
对于大部分入口气体，如实施例1和2所述，为了根据本发明进行加工，设备入口气体是进料流的优选来源。然而在有些情况下，NGL回收设备的剩余气体可以是所述进料流来源的更佳选择，如实施例3所示。例如，如果入口气体含有在低温时会固化的碳氢化合物如重链烷烃或苯，NGL回收设备可通过以NGL产物的形式回收这些化合物来起到LNG生产区进料调节设备的作用。离开NGL回收设备的剩余气体不会包含大量较重碳氢化合物，因此加工设备剩余气体的一部分用在使用本发明的共同生产LNG中可在这些实例中完成，而不会有在LNG生产和LNG冷却设备的热交换器中形成固体的风险。在一具体情况中决定使用本发明哪个实施方案，取决于一些因素，如入口气体和剩余气体的压力水平、设备大小、可利用的装置、以及资金成本相对于运转成本的经济平衡。
其它实施方案
本领域技术人员可以认识到，能够将本发明与所有NGL回收设备一起使用来共同生产LNG。前述实施例都描述的是把本发明用在采用了美国专利号4,278,457所揭示的工艺的NGL回收设备上的，以便于将本发明与现有技术相比较。然而，本发明一般适合用在使用任何产生温度为-500F[-46℃]或更冷的蒸馏蒸气流的NGL回收工艺上。这种NGL回收过程的例子描述和阐明于美国专利号3,292,380；4,140,504；4,157,904；4,171,964；4,185,978；4,251,249；4,278,457；4,519,824；4,617,039；4,687,499；4,689,063；4,690,702；4,854,955；4,869,740；4,889,545；5,275,005；5,555,748；5,568,737；5,771,712；5,799,507；5,881,569；5,890,378；5,983,664；6,182,469；再公告的美国专利号33,408；和待审批的申请号60/225,260和09/677,220，它们的全部内容通过引用结合于此。此外，本发明适合用在使用设计为在NGL产物中回收C3组分和较重碳氢化合物组分的NGL回收设备上(即不大量回收C2组分)，或用在使用设计为在NGL产物中仅回收C2组分和较重碳氢化合物组分、但在运行时是将C2组分弃转到剩余气体中、而在NGL产物中仅回收C3组分和较重碳氢化合物组分的NGL回收设备上(即运行的乙烷弃转模式)。这种进料上的灵活性是由于图4到图6所示的LNG纯化塔56，它能确保仅甲烷(和其它存在的挥发性气体)进入LNG冷却设备。
根据本发明，LNG生产区进料流的冷却可以许多方式完成。在图4到图6的流程中，进料流71、膨胀流72a(仅用于图4流程)和蒸馏蒸气流74被一部分的脱甲烷塔顶部蒸气(流86)及LNG生产和冷却设备生成的闪蒸蒸气、闪蒸液体及塔液体所冷却而凝聚。然而，和如图7所示的急骤膨胀流73a一样，脱甲烷塔液体(如流39)可被用来提供图4到图6的流71和74和/或图4的流72a的一部分或全部冷却和凝聚作用。此外，可以使用任何比被冷却流温度低的流。例如，从脱甲烷塔侧部引出的蒸气可用来冷却。其它冷却作用的可能来源包括，但不限于，高压分离器的闪蒸液体和机械致冷系统。冷却源的选择取决于众多因素，包括但不限于：进料气的组成和状态、设备大小、热交换器大小、可能的冷却源的温度等。本领域技术人员还会认识到，上述冷却源或冷却方法的任何组合可组合使用，以获得所需进料流的温度。
根据本发明，外部致冷也可用来对来自其它过程流的可用于进料气的冷却作用进行补充，特别是在比实施例1和2中所用进料气更丰富的情况中。LNG塔液体在过程热交换中的应用和分配，以及用于进料气冷却的热交换器的具体安排，必须就各具体用途以及具体热交换器的过程流的选择来进行评估。
也要认识到，导往LNG冷却区的进料流71(流78)和引出成为闪蒸液体(流79)的相对量取决于若干因素，包括但不限于，进料气压力、进料气组成、可经济地从进料中提取的热量和可用动力的量。进入LNG冷却设备的进料量较多，可增加LNG的产量，但同时降低LNG(流84)的纯度，因为LNG纯化塔的回流(流75)相应的减少了。增加引出来成为闪蒸液体的量，用于闪蒸蒸气压缩的动力消耗减少，但用于第一剩余气体压缩的动力消耗增加，因为增加了以流79向脱甲烷塔17再循环的量。此外，如图4到图7的虚线所示，闪蒸液体可从热交换器58中完全排除(以提高流83中闪蒸蒸气量并增加用于闪蒸蒸气压缩的动力消耗为代价)。
在热交换器58中使冷凝液体流78过冷，能减少在膨胀到LNG贮塔盘61操作压力过程中产生的闪蒸蒸气(流83)的量。这一般会减少闪蒸蒸气压缩机63和65的动力消耗，从而降低生产LNG的单位动力消耗指标。然而如图8和图4到图7的虚线所示，有些情况下，完全去掉热交换器58会有利于降低设备的资金成本。也如图8和图4到图7虚线所示，塔底部流77的量可能无法保障将急骤膨胀流77a用于热交换。在这种情况下，如所显示的，急骤膨胀流77a可在某个适当进料位置直接供给分馏塔17。
尽管显示的是各个流的膨胀在某一具体膨胀装置中进行，但只要合适，可以使用另外的膨胀方式。例如，条件可能允许使基本上冷凝的进料流(图5、6和8中的流71a)或LNG纯化塔的塔底流(图4到8中的流77)进行作功膨胀。此外，等焓急骤膨胀可用来代替图4到图7中过冷液体流82或图8中冷凝液体流78的作功膨胀(结果是膨胀产生的闪蒸蒸气相对量增加、提高闪蒸蒸气压缩的动力消耗)，或者代替图4和7中蒸气流72的作功膨胀(结果是压缩第二剩余气体的动力消耗增加)。
尽管描述了据信是本发明的一些较佳实施方案，本领域技术人员应能认识到可做出其它和进一步的更改，例如使本发明适应于多种条件、进料类型或其它要求，而不会脱离本发明的精神。

Claims (21)

1. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的方法，其特征在于，
(a)将所述天然气流(71)从回收天然气液体的低温天然气加工设备中引出；
(b)将所述天然气流(71)在足够使其部分冷凝的压力下冷却，形成部分冷凝的天然气流(71a)；
(c)将一蒸馏流(86)从所述低温天然气加工设备中引出，向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)将所述部分冷凝的天然气流(71a)分离成液体流(73)和蒸气流(72)，并将所述液体流(73)导往所述低温天然气加工设备；
(e)所述蒸气流(72)被膨胀至一中等压力，并进一步在该中等压力冷却以将其冷凝，形成冷凝的膨胀流(72b)；
(f)将所述冷凝的膨胀流(72b)在蒸馏塔(56)的一个中间进料点输入蒸馏塔(56)；
(g)将液体蒸馏流(77)从所述蒸馏塔(56)较低区域引出并输入所述低温天然气加工设备；
(h)将蒸气蒸馏流(74)从所述蒸馏塔(56)上部区域引出，并在压力下冷却，以冷凝其至少一部分并形成一冷凝流(74a)；
(i)将所述冷凝流(74a)分配成至少两部分，第一部分(75)在顶部进料位置(75a)导往所述蒸馏塔(56)；
(j)所述冷凝流(74a)的第二部分(78)被膨胀至一较低压力，形成所述液化天然气流(84)；以及
(k)所述部分冷凝的天然气流(71a)的温度和进入所述蒸馏塔(56)的所述进料流(72b，75a)的量及温度，可有效地维持所述蒸馏塔(56)的塔顶在这样的温度，即该温度可使大部分的所述较重碳氢化合物组分回收在所述液体流(73)和所述液体蒸馏流(77)中。
2. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的方法，其特征在于，
(a)将所述天然气流(71)从回收天然气液体的低温天然气加工设备中引出；
(b)将所述天然气流(71)在足够使其部分冷凝的压力下冷却，形成部分冷凝的天然气流(71a)；
(c)将一蒸馏流(86)从所述低温天然气加工设备中引出，向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)将所述部分冷凝的天然气流(71a)分离成液体流(73)和蒸气流(72)；
(e)将所述液体流(73)膨胀至一中等压力、加热并随后导往所述低温天然气加工设备；
(f)将所述蒸气流(72)膨胀至一中等压力，并进一步在所述中等压力冷凝之，形成冷凝的膨胀流(72b)；
(g)将所述冷凝的膨胀流(72b)在一蒸馏塔(56)的一个中间进料点导往该蒸馏塔(56)；
(h)将一液体蒸馏流(77)从所述蒸馏塔(56)较低区域引出，并导往所述低温天然气加工设备；
(i)将一蒸气蒸馏流(74)从所述蒸馏塔(56)上部引出，并在压力下冷凝其至少一部分，形成一冷凝流(74a)；
(j)将所述冷凝流(74a)分配成至少两部分(75，78)，将第一部分(75)在顶部进料位导往所述蒸馏塔(56)；
(k)将所述冷凝流(74a)的第二部分(78)膨胀至一较低压力，形成所述液化天然气流(84)；以及
(l)所述部分冷凝的天然气流(71a)的温度和进入所述蒸馏塔的所述进料流(72b，75a)的量及温度，可有效地维持所述蒸馏塔(56)的塔顶处于这样一个温度，即大部分的所述较重碳氢化合物组分由此回收在所述液体流(73)和所述液体蒸馏流(77)中。
3. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的方法，其特征在于，
(a)将所述天然气流(71)从回收天然气液体的低温天然气加工设备中引出；
(b)在压力下将所述天然气流(71)至少部分冷凝，形成冷凝的天然气流(71a)；
(c)将一蒸馏流(86)从所述低温天然气加工设备中引出，向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)所述冷凝天然气流(71a)被膨胀至一中等压力，然后在一蒸馏塔(56)的一个中间进料点导往该蒸馏塔；
(e)将一液体蒸馏流(77)从所述蒸馏塔(56)较低区域引出，并导往所述低温天然气加工设备；
(f)将一蒸气蒸馏流(74)从所述蒸馏塔(56)上部区域引出，并在压力下冷凝其至少一部分，形成一冷凝流(74a)；
(g)将所述冷凝流(74a)分配成至少两部分(75，78)，第一部分(75)在顶部进料位置导往所述蒸馏塔(56)；
(h)将所述冷凝流(74a)的第二部分(78)膨胀至较低压力，形成所述液化天然气流(84)；以及
(i)进入所述蒸馏塔(56)的所述进料流(71b，75a)的量及温度能有效地维持所述蒸馏塔的塔顶处于这样的温度，即大部分的所述较重碳氢化合物组分由此回收在所述液体蒸馏流(77)中。
4. 如权利要求1、2或3所述的方法，其特征在于，将所述冷凝流(74a)的所述第二部分(78)冷却之后再膨胀到所述较低压力。
5. 如权利要求4所述的方法，其特征在于，引出所述冷凝流(74a)的第三部分(79)，膨胀到一中等压力，使其与所述冷凝流(74a)的所述第二部分(78)进行热交换，以便向所述冷却提供至少一部分作用。
6. 如权利要求1、2或3所述的方法，其特征在于，将所述液体蒸馏流(77)膨胀并加热，然后再导往所述低温天然气加工设备。
7. 如权利要求4所述的方法，其特征在于，将所述液体蒸馏流(77)膨胀并加热，然后再导往所述低温天然气加工设备。
8. 如权利要求5所述的方法，其特征在于，将所述液体蒸馏流(77)膨胀并加热，然后再导往所述低温天然气加工设备。
9. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的设备，其特征在于，所述设备包括：
(a)与回收天然气液体的低温天然气加工设备相连的第一引出装置，用来引出所述天然气流(71)；
(b)与所述第一引出装置相连的第一热交换装置(50)，用来接收所述天然气流(71)并在足够使其部分冷凝的压力下将其冷却，形成部分冷凝的天然气流(71a)；
(c)与所述低温天然气加工设备相连的第二引出装置，用于引出一蒸馏流(86)，所述第二引出装置还与所述第一热交换装置(50)相连，以加热所述蒸馏流(86)，并由此向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)与所述第一热交换装置(50)相连的分离装置(51)，用来接收所述部分冷凝的天然气流(71a)、并使其分离成一蒸气流(72)和一液体流(73)，然后将所述液体流(73)导往所述天然气加工设备；
(e)与所述分离装置(51)相连的第一膨胀装置(52)，用来接收所述蒸气流(72)并使其膨胀到一中等压力，所述第一膨胀装置(52)还与所述第一热交换装置(50)相连，以将所述膨胀蒸气流(72a)提供给所述第一热交换装置(50)，所述第一热交换装置(50)适于在所述中等压力进一步冷却所述膨胀蒸气流(72a)使其至少部分冷凝，形成冷凝的膨胀流(72b)；
(f)与所述第一热交换装置(50)相连的一个蒸馏塔(56)，用来在所述蒸馏塔(56)的一个中间进料点接收所述冷凝的膨胀流(72b)，所述蒸馏塔(56)适于从所述蒸馏塔(56)较低区域引出一液体蒸馏流(77)并将其导往所述低温天然气加工设备、还适于从所述蒸馏塔(56)上部区域引出一蒸气蒸馏流(74)，所述蒸馏塔(56)还与所述第一热交换装置(50)相连，以向所述第一热交换装置(50)提供所述蒸气蒸馏流(74)，所述第一热交换装置(50)适于在压力下冷却所述蒸气蒸馏流(74)，由此冷凝其至少一部分并形成一冷凝流(74a)；
(g)与所述第一热交换装置(50)相连的分配装置，用来接收所述冷凝流(74a)并将其分配成至少两部分(75，78)，所述分配装置还与所述蒸馏塔(56)相连，以使所述冷凝流(74a)的第一部分(75)在顶部进料位置导往所述蒸馏塔(56)；
(h)与所述分配装置相连的第二膨胀装置(60)，用来接收所述冷凝流(74a)的第二部分(78)、并使它膨胀到一较低压力以形成所述液化天然气流(84)；以及
(i)适于调节所述部分冷凝的天然气流(71a)的温度和进入所述蒸馏塔(56)的所述进料流(72b，75a)的量及温度的控制装置，用来维持所述蒸馏塔(56)塔顶处于这样的温度，即大部分所述较重碳氢化合物组分由此被回收在所述液体流(73)和所述液体蒸馏流(77)中。
10. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的设备，其特征在于，所述设备包括：
(a)与回收天然气液体的低温天然气加工设备相连的第一引出装置，用于引出所述天然气流(71)；
(b)与所述第一引出装置相连的第一热交换装置(50)，用来接收所述天然气流(71)并在足够使其部分冷凝的压力下冷却之，形成部分冷凝的天然气流(71a)；
(c)与所述低温天然气加工设备相连的第二引出装置，用于引出一蒸馏流(86)，所述第二引出装置还与所述第一热交换装置(50)相连，以加热所述蒸馏流(86)并由此向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)与所述第一热交换装置(50)相连的分离装置(51)，用来接收所述部分冷凝的天然气流(71a)、并使其分离成一蒸气流(72)和一液体流(73)；
(e)与所述分离装置(51)相连的第一膨胀装置(52)，用来接收所述蒸气流(72)并使其膨胀到一中等压力，所述第一膨胀装置(52)还与所述第一热交换装置(50)相连，以将所述膨胀蒸气流(72a)提供给所述第一热交换装置(50)，所述第一热交换装置(50)适于在所述中等压力进一步冷却所述膨胀蒸气流(72a)以使其至少部分冷凝，形成冷凝的膨胀流；
(f)与所述第一热交换装置(50)相连的一个蒸馏塔(56)，用来在塔的一个中间进料点接收所述冷凝的膨胀流(72b)，所述蒸馏塔(56)适于从所述蒸馏塔(56)较低区域引出一液体蒸馏流(77)并将其导往所述天然气加工设备、还适于从所述蒸馏塔(56)上部区域引出一蒸气蒸馏流(74)，所述蒸馏塔(56)还与所述第一热交换装置(50)相连，以将所述蒸气蒸馏流(74)提供给所述第一热交换装置(50)，所述第一热交换装置(50)适于在压力下冷却所述蒸气蒸馏流(74)，由此冷凝其至少一部分而形成一冷凝流(74a)；
(g)与所述第一热交换装置(50)相连的分配装置，用来接收所述冷凝流(74a)并将其分配成至少两部分(75，78)，所述分配装置还与所述蒸馏塔(56)相连，以使所述冷凝流(74a)的第一部分(75)在顶部进料位置导往所述蒸馏塔(56)；
(h)与所述分配装置相连的第二膨胀装置(60)，用来接收所述冷凝流(74a)的第二部分(78)、并使它膨胀到一较低压力以形成所述液化天然气流(84)；
(i)与所述分离装置(51)相连的第三膨胀装置(54)，用来接收所述液体流(73)并使其膨胀到一中等压力，所述第三膨胀装置(54)还与所述第一热交换装置(50)相连，以加热所述膨胀液体流(73a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体流(81)然后导往所述低温天然气加工设备；
(j)适于调节所述部分冷凝的天然气流(71a)的温度和进入所述蒸馏塔(56)的所述进料流(72b，75a)的量及温度的控制装置，用来维持所述蒸馏塔(56)塔顶处于这样的温度，即大部分的所述较重碳氢化合物组分由此被回收在所述液体流(73)和所述液体蒸馏流(77)中。
11. 一种使包含甲烷和较重碳氢化合物组分的天然气流(71)液化的设备，其特征在于，所述设备包括：
(a)与回收天然气液体的低温天然气加工设备相连的第一引出装置，用来引出所述天然气流(71)；
(b)与所述第一引出装置相连的第一热交换装置(50)，用来接收所述天然气流(71)并在压力下将其部分冷却，形成冷凝流(71a)；
(c)与所述所述低温天然气加工设备相连的第二引出装置，用于引出一个蒸馏流(86)，所述第二引出装置还与所述第一热交换装置(50)相连，以加热所述蒸馏流(86)，并由此向所述天然气流(71)的冷却提供至少一部分作用；
(d)与所述第一热交换装置(50)相连的第一膨胀装置(52)，用来接收所述冷凝流(71a)并将其膨胀到一中等压力，形成膨胀流(71b)；
(e)与所述第一膨胀装置(52)相连的一个蒸馏塔(56)，用来在蒸馏塔(56)的一个中间进料点接收所述膨胀流(71b)，所述蒸馏塔(56)适于从所述蒸馏塔一较低区域引出一液体蒸馏流(77)并将其导往所述低温天然气加工设备、还适于从所述蒸馏塔(56)一个上部区域引出一蒸气蒸馏流(74)，所述蒸馏塔(56)还与所述第一热交换装置(50)相连，以将所述蒸气蒸馏流(74)提供给所述第一热交换装置(50)，所述第一热交换装置(50)适于在压力下冷却所述蒸气蒸馏流(74)，由此使其至少一部分冷凝而形成一冷凝流(74a)；
(f)与所述第一热交换装置(50)相连的分配装置，用来接收所述冷凝流(74a)并将其分配成至少两部分(75，78)，所述分配装置还与所述蒸馏塔(56)相连，以使所述冷凝流(74a)的第一部分(75)在顶部进料位置导往所述蒸馏塔(56)；
(g)与所述分配装置相连的第二膨胀装置(60)，用来接收所述冷凝流(74a)的第二部分(78)、并使它膨胀到一较低压力以形成所述液化天然气流(84)；以及
(h)适于调节进入所述蒸馏塔(56)的所述进料流(71b，75a)的量及温度的控制装置，用来维持所述蒸馏塔(56)塔顶处于这样的温度，即大部分的所述较重碳氢化合物组分由此回收在所述液体蒸馏流(77)中。
12. 如权利要求9或11所述的设备，其特征在于，第二热交换装置(58)与所述分配装置相连，以接收所述冷凝流(74a)的第二部分(78)并使其冷却，所述第二热交换装置(58)还连接成用来将所述经冷却的第二部分(82)提供给所述第二膨胀装置(60)。
13. 如权利要求10所述的设备，其特征在于，第二热交换装置(58)与所述分配装置相连，用来接收所述冷凝流(74a)的第二部分(78)并使其冷却，所述第二热交换装置(58)还连接成用来将所述经冷却的第二部分(82)提供给所述第二膨胀装置(60)。
14. 如权利要求12所述的设备，其特征在于，第三引出装置连接于所述第二热交换装置(58)，以从所述冷却的第二部分(82)引出所述冷凝流(74a)的第三部分(79)，所述第三引出装置还连接成将所述第三部分(79)提供给第三膨胀装置(59)、并使其膨胀到一中等压力，所述第三膨胀装置(59)还连接成将所述膨胀的第三部分(79a)提供给所述第二热交换装置(59)以提供至少一部分的所述冷却作用。
15. 如权利要求13所述的设备，其特征在于，第三引出装置连接于所述第二热交换装置(58)，以从所述冷却的第二部分(82)引出所述冷凝流(74a)的第三部分(79)，所述第三引出装置还连接成将所述第三部分(79)提供给第四膨胀装置(59)并使其膨胀到一中等压力，所述第四膨胀装置(59)还连接成将所述膨胀的第三部分(79a)提供给所述第二热交换装置(58)以提供至少一部分的所述冷却作用。
16. 如权利要求9或11所述的设备，其特征在于，第三膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第三膨胀装置(57)还与所述第一热交换装置(50)相连，以加热所述膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(80a)然后导往所述低温天然气加工设备。
17. 如权利要求10所述的设备，其特征在于，第四膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第四膨胀装置(57)还连接成将所述膨胀的液体蒸馏流(77a)提供给所述第一热交换装置(50)，以加热所述膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(81)然后导往所述低温天然气加工设备。
18. 如权利要求12所述的设备，其特征在于，第三膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第三膨胀装置(57)还连接成将所述膨胀的液体蒸馏流(77a)提供给所述第一热交换装置(50)，以加热膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(80a)然后导往所述低温天然气加工设备。
19. 如权利要求13所述的设备，其特征在于，第四膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第四膨胀装置(57)还连接成将所述膨胀的液体蒸馏流(77a)提供给所述第一热交换装置(50)，以加热所述膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(81)然后导往所述低温天然气加工设备。
20. 如权利要求14所述的设备，其特征在于，第四膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第四膨胀装置(57)还连接成将膨胀的液体蒸馏流(77a)提供给所述第一热交换装置(50)，以加热膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(80a)然后导往所述低温天然气加工设备。
21. 如权利要求15所述的设备，其特征在于，第五膨胀装置(57)连接于所述蒸馏塔(56)，以接收所述液体蒸馏流(77)并使其膨胀，所述第五膨胀装置(57)还连接成将所述膨胀的液体蒸馏流(77a)提供给所述第一热交换装置(50)，以加热所述膨胀的液体蒸馏流(77a)，并由此提供至少一部分的所述冷却作用，所述加热的膨胀的液体蒸馏流(81)然后导往所述低温天然气加工设备。
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