CN102027304A - 液化天然气与烃气体处理 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种从液化天然气(LNG)流和烃气体流中回收乙烷、乙烯、丙烷、丙烯，和较重烃组分的工艺。该LNG进料流被分为两部分。第一部分在塔中部上部进料位置处供给至分馏塔。第二部分被引导成与从塔的分馏段的上升的较暖的蒸馏流的第一部分进行热交换，该LNG进料流被部分加热且该蒸馏流被全部冷凝。该被冷凝的蒸馏流被分为“贫”的LNG流和回流流，随后，该回流流在塔顶部进料位置处被供给至该塔。该LNG进料流的第二部分被进一步加热至将其部分或全部蒸发，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至该塔。该气体流被分为两部分。

Description

液化天然气与烃气体处理
技术领域
本发明涉及一种工艺，该工艺用于将乙烷和较重烃或者丙烷和较重烃从液化天然气(此后称为LNG)中的分离与含烃气体的分离组合，以便提供易挥发性的富含甲烷的气体流和不易挥发性的天然气液体(NGL)或液化石油气(LPG)流。申请人依据美国法典第35条第119(e)部分要求于2008年5月16日提交的在先美国临时申请61/053,814的优先权。
背景技术
作为对于管线传输的一种替代方案，位于遥远位置处的天然气有时被液化并在专用液化天然气罐中被输送，以适合于LNG接收和储存终端。该LNG然后可被再蒸发并且以与天然气相同的形式作为气态燃料使用。尽管LNG通常具有的主要部分为甲烷，也就是说，甲烷构成LNG的至少50摩尔％，LNG还含有相对较少量的较重烃，比如乙烷、丙烷、丁烷和类似物、以及氮。通常必需的是，将一部分或全部的较重烃与LNG中的甲烷分离，以使得由使LNG蒸发所产生的气态燃料符合管线热值规格。此外，常常还期望的是，将较重烃与甲烷和乙烷分离，因为这些烃作为液体产品的价值(作为一个实例，用作石化进料)比其作为燃料的价值高。
尽管有许多可用于将乙烷和/或丙烷和较重烃组分从LNG中分离出的工艺，然而这些工艺通常必须在高回收率、低效用成本和工艺简单(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LNG工艺能够进行乙烷和丙烷回收，同时生产出作为蒸气流的贫LNG，该蒸气流此后被压缩至输送压力以进入气分配网。然而，如果该贫LNG替代地被生产成能够被泵送(而不是压缩)至气分配网的输送压力的液体流，其中该贫LNG随后通过使用低水平的外部热源或其它装置而被蒸发，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和共同待决的申请11/749,268和12/060,362描述了这些工艺。
经济学和后勤学通常规定：LNG接收终端应设置成靠近将再气化的LNG输送给消费者的天然气传输管线。在许多情况中，这些区域还具有用于处理在该地区产出的天然气以回收包含在天然气中的较重烃的设备。可得到的用于分离这些较重烃的工艺包括基于气体的冷却和冷冻、油吸收和冷冻油吸收的那些工艺。另外地，由于产生能量的经济型设备的可用性以及同时进行膨胀和从正被处理的气体中提取热，低温学工艺已经变得很普及。根据气体源的压力，气体的富度(乙烷、乙烯和较重烃的含量)和期望的终端产品，可利用这些工艺中的一个或它们的组合。
目前，低温膨胀工艺对于天然气液体回收来说通常是优选的，因为它提供了最大的简单性、启动容易、操作灵活性、良好效率、安全性、以及良好的可靠性。美国专利3,292,380；4,061,481；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；5,566,554；5,568,737；5,771,712；5,799,507；5,881,569；5,890,378；5,983,664；6,182,469；6,578,379；6,712,880；6,915,662；7,191,617；7,219,513；重新公布的美国专利33,408；共同待决的申请11/430,412；11/839,693；11/971,491和12/206,230描述了相关工艺(尽管本发明的描述是基于与所引用的美国专利中描述的那些处理条件不同的处理条件的)。
发明内容
本发明通常涉及从LNG和气体流中联合回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和较重烃。本发明使用一种新颖的工艺布置来将LNG流的加热和气体流的冷却组合，从而消除了对单独的蒸发器的需要和对外部致冷器的需要，允许高的C2组分回收，同时保持处理设备简单和资金投入低。进一步地，本发明提供了在处理LNG和气体流所需的效用(能量和热)方面的降低，导致具有比其它工艺低的操作成本，并且还提供了明显减小的资本投入。
迄今为止，受让人的美国专利7,216,507已经被用来在处理LNG的设备中回收C2组分和较重烃组分，而受让人的美国专利5,568,737已经被用来在处理天然气的设备中回收C2组分和较重烃组分。令人惊讶的是，本申请人已经发现通过将受让人的美国专利7,216,507的某些特征和受让人的美国专利5,568,737的某些特征组合，通过利用比分别处理LNG和天然气的单独设备所需的能量更少的能量，可实现非常高的C2组分回收水平。
根据本发明，要处理的LNG流的典型分析是，以近似的摩尔百分比计，92.2％的甲烷；6.0％的乙烷和其它C2组分；1.1％的丙烷和其它C3组分；并加上极少量的丁烷+，以及由氮构成的余量。根据本发明，要处理的气体流的典型分析是，以近似的摩尔百分比计，80.1％的甲烷；9.5％的乙烷和其它C2组分；5.6％的丙烷和其它C3组分；1.3％的异丁烷；1.1％的正丁烷；0.8％的戊烷+，以及由氮和二氧化碳构成的余量。含硫气体有时候也存在。
附图说明
为了更好地理解本发明，参照下述实例和附图进行描述。参照附图：
图1是使用LNG来提供其冷冻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5,568,737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到8是描述本发明的应用于LNG和天然气流的替代方式的流程图；
具体实施方式
提供图1和2以用于量化本发明的优点。
在对上述附图的下述说明中，提供了表，所述表概述了对典型处理条件进行计算而得的流量。出现在本文的表中，为了方便起见，流量(摩尔/小时)的值已经被四舍五入到最近的整数。表中所显示的总流的流量包括全部非烃组分，因此通常大于烃组分的流流量之和。所示的温度是四舍五入到最近度数的近似值。还应该指出的是，为了比较附图所示的工艺目的而进行的工艺设计计算是基于从环境到工艺中(或从工艺到环境中)无热泄漏的假设的。从商业上可获得的隔离材料的质量使得这成为非常合理的假设并且本领域的技术人员通常能够作出该假设。
为了方便起见，工艺参数通常既以传统的英国单位又以国际通用单位制(SI)表示。表中给出的摩尔流量可被解释成磅摩尔/小时或者千克摩尔/小时。通过马力(HP)和/或千英热单位/小时(MBTU/Hr)表示的能量消耗对应于以磅摩尔/小时表示的设定摩尔流量。通过千瓦(kW)表示的能量消耗对应于以千克摩尔/小时表示的设定摩尔流量。
图1是示出了使用LNG流来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，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psig[4,137kPa(a)]下进入设备。如果入口气体包含一浓度的阻止产品流满足规格的硫化合物，则该硫化合物通过对进料气进行适当的预处理(没有描述)而脱除。此外，进料流通常被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该目的。
入口气体流31在热交换器12中通过与-174°F[-114℃]的部分变暖的LNG的一部分(流72a)和-107°F[-77℃]的冷却蒸馏流38a进行热交换而被冷却。冷却流31a在-79°F[-62℃]和584psia(4,027kPa(a))下进入分离器13a，在该分离器13a中，蒸气(流34)与冷凝液体(流35)分离。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力(约430psig[2,965kPa(a)])。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-93°F[-70℃]的温度，并且在塔中部第一进料位置处被供给至分馏塔20。
来自分离器13的蒸气(流34)进入做功膨胀机10，在做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气充分等熵膨胀至略高于塔的操作压力，通过做功膨胀将膨胀流34a冷却至约-101°F[-74℃]的温度。通常的可从商业上获得的膨胀机能够回收理论上可从理想的等熵膨胀中获得的功的80-88％。回收的功常常被用于驱动离心压缩机(比如部件11)，例如，该离心压缩机可用来再压缩加热的蒸馏流(流38b)。膨胀流34a在换热器14中通过与-143°F[-97℃]的冷蒸馏流38进行热交换而被进一步冷却到-124°F[-87℃]，由此，部分冷凝的膨胀流34b此后在塔中部第二进料位置处被供给至所述分馏塔20。
塔20中的脱甲烷塔是一种常规的蒸馏塔，包括多个竖直地间隔开的塔盘、一个或多个填料床，或者塔盘和填料的某种组合，以便提供下落的液体和上升的蒸气之间的必要接触。该塔还包括再沸器(比如再沸器19)，该再沸器加热沿塔向下流的液体的一部分并将其蒸发以提供汽提蒸气，该汽提蒸气沿塔向上流以汽提甲烷和较轻组分的液体产品，流41。液体产品流41基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规格以99°F[37℃]的温度离开塔底部。
塔顶蒸馏流43在-143°F[-97℃]的温度下从分馏塔20的上部部分抽出，并被分为两部分，流44和47。第一部分(流44)流向回流冷凝器22，在回流冷凝器22中，流44被冷却至-237°F[-149℃]，并通过与冷的LNG(流71a)的一部分(流72)进行热交换而被完全冷凝。冷凝流44a进入回流分离器23，其中冷凝液体(流46)与任何未被冷凝的蒸气(流45)分离。来自回流分离器23的该液体流46通过回流泵24被泵至稍高于脱甲烷塔20的操作压力，并且随后流46a作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔20。该冷的液体回流从在脱甲烷塔20的上部部分上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分和较重烃组分。
塔顶馏出蒸气流43的第二部分(流47)与来自回流分离器23的任何未冷凝的蒸气(流45)组合来形成-143°F[-97℃]的冷蒸馏流。蒸馏流38在换热器14中与膨胀流34a逆向通过，在换热器14中，蒸馏流38被加热到-107°F[-77℃](流38a)，并在换热器12中与入口气体逆向通过，在换热器12中，其被加热到47°F[8℃](流38b)。蒸馏流此后分两个阶段被再压缩。第一阶段是通过膨胀机10驱动的压缩机11。第二阶段是通过附加能量源驱动的压缩机21，该附加能量源将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中冷却到126°F[52℃]之后，流38e与温的LNG流71b组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体流42充分满足管线要求地在1262psig[8,701kPa(a)]下流入销售气管线。
来自液化天然气罐50的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分的升高LNG的压力，以使得LNG可流经换热器并由此到达销售气管线。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵51，并被分为两部分，流72和73。该一部分(流72)如先前所述在回流冷凝器22中被加热到-174°F[-114℃]，同时它向来自分馏塔20的塔顶馏出蒸气流43的一部分(流44)提供冷却，并在换热器12中达到43°F[6℃]，同时为入口气体提供冷却。该第二部分(流73)在换热器53中使用低级别辅助热(utility heat)被加热到35°F[2℃]。该加热的流72b和73b重新结合以形成40°F[4℃]的温LNG流71b，该流71b此后与蒸馏流38e组合以形成如先前所述的残余气体流42。
下表给出了图1所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表I
(图1)
Figure BPA00001255593100071
回收率 ＊
乙烷    65.37％
丙烷    85.83％
丁烷+   99.83％
动力
LNG进料泵         3,561    HP  [5,854kW]
回流泵            23       HP  [38kW]
残余气体压缩机    24,612   HP  [40,462kW]
总计              28,196   HP  [46,354kW]
低级别辅助热
LNG加热器        68,990    MBTU/Hr    [44,564kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器   80,020    MBTU/Hr    [51,689kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole    2.868
[Kw-Hr/kg mole]        [4.715]
＊(基于未四舍五入的流量)
表I中给出的回收率是相对于包含于正设备中被处理的气体流中和包含于LNG流中的乙烷、丙烷和丁烷+的总量而计算的。尽管该回收率相对于包含正被处理的气体中的较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％，)，包含在LNG流中的较重烃没有在图1的工艺中被捕获。事实上，根据LNG流71的组成，由图1工艺生产出的残余气体流42不可能满足所有管线规格。表I中给出的比功率是回收的每单位液体产品所消耗的动力，并且是总工艺效率的指示器。
图2是示出了分别根据美国专利7,216,507和5,568,737的从LNG流和天然气中回收C2+组分的工艺的流程图，其中被处理的LNG流用来向天然气设备提供致冷。图2的工艺已经被应用于与先前图1所述的相同的LNG流和入口气体流组成和条件。
在图2工艺的模拟中，来自液化天然气罐50的要处理的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分升高LNG的压力，以使得LNG可流经换热器并由此到达膨胀机55。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵，并被分流成两个部分，流75和流76。第一部分(流75)通过膨胀阀58被膨胀至分馏塔62的操作压力(约415psig[2,859kPa(a)])。该膨胀流75a在-238°F[-150℃]下离开膨胀阀58，并且此后在塔中部的上部进料位置处被供给至塔62。
第二部分(流76)在换热器52中通过与-70°F[-57℃]的冷却的、压缩的塔顶馏出蒸馏流79a和-128°F[-89℃]的回流流82而被加热到-79°F[-62℃]。部分被加热的流76a在换热器53中使用低级别辅助热被进一步加热和蒸发。被加热的流76b在-5°F[-20℃]和1334psig[9,195kPa(a)]下进入做功膨胀机55，在该做功膨胀机55中，机械能量从高压进料的那部分中提取。做功膨胀机55将蒸气充分等熵的地膨胀至塔操作压力，其中在该膨胀流76c作为进料在塔中部的下部进料位置出被供给至分馏塔62之前，利用作功膨胀将膨胀流76c冷却至约-107°F[-77℃]的温度。
分馏塔62中的脱甲烷塔是一种常规的蒸馏塔，包括多个竖直地间隔开的塔盘、一个或多个填料床、或者塔盘和填料的某种组合，所述脱甲烷塔包括两段。上部吸收(精馏)段包括塔盘和/或填料，以便提供上升的蒸气和下降的液体之间的必要接触，以用于冷凝和吸收乙烷和较重组分；下部汽提(脱甲烷)段包括塔盘和/或填料，以便提供下降的液体和上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷塔还包括一个或多个再沸器(比如利用低级别辅助热的侧部再沸器60和使用高级别辅助热的再沸器61)，所述再沸器加热沿塔向下流的液体的一部分并将其蒸发，以提供沿塔向上流的汽提蒸气。该塔的液体流80基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以54°F[12℃]的温度离开塔底部。
塔顶馏出蒸馏流79在-144°F[-98℃]下从分馏塔62的上部区域被抽出，并流至由膨胀机55驱动的压缩机56中，在该压缩机56中，塔顶馏出蒸馏流79被压缩至807psig[5,567kPa(a)](流79a)。在此压力下，如前所述，当该流在换热器52中被冷却至-128°F[-89℃]时，该流被完全冷凝。冷凝的液体(流79b)于是被分为两部分，流83和流82。第一部分(流83)是富含甲烷的贫LNG流，该富含甲烷的贫LNG流通过泵63被泵到1270psig[8,756kPa(a)]以用于在换热器12中的后续蒸发，如将下述段落[0032]中描述的，加热到40°F[4℃]的流83a用于生产出温的贫LNG流83b。
冷凝的液体流79b的剩余部分(回流流82)流至换热器52，在该换热器52中，其通过与先前描述的冷LNG(流76)的一部分进行热交换而被过冷却至-237°F [-149℃]。过冷却的流82a然后通过膨胀阀57被膨胀至脱甲烷塔62的操作压力。然后，-236°F[-149℃]下的膨胀流82b作为冷的塔顶进料(回流)被供给至脱甲烷塔62。该冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔62的上部精馏段中上升的C2和较重烃组分。
在图2工艺的模拟中，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psia(4,137kPa(a))下进入设备。该进料流31在换热器12中通过与-116°F[-82℃]的冷贫LNG(流83a)、-96°F[-71℃]的冷却蒸馏流38a，和-3°F[-20℃]的脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。冷却流31a在-67°F[-55℃]和584psia(4,027kPa(a))下进入分离器13，在该分离器13中，蒸气(流33)与冷凝液体(流35)分离。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力(约375psig[2,583kPa(a)])。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-86°F[-65℃]的温度，并在塔中部第一下部进料位置处被供给至分馏塔20。
来自分离器13的蒸气流33被分为两个流，流32和流34。含有总蒸气的大约22％的流32流经换热器14以与-150°F[-101℃]的冷蒸馏流38成热交换关系，在该处，流32被冷却至基本冷凝。所产生的处于-144°F[-98℃]的基本冷凝的流32a通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀16)被快速膨胀至分馏塔20的操作压力，冷却流32b在塔中部上部进料位置处被供给至所述分馏塔20之前被冷却至-148°F[-100℃]。
来自分离器13的剩余的78％的蒸气(流34)进入做功膨胀机10，在该做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气基本等熵地膨胀至塔的操作压力，其中做功膨胀将膨胀流34a冷却至约-100°F[-73℃]的温度。部分冷凝的膨胀流34a此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述分馏塔20。
分馏塔20中的脱甲烷塔是一种常规的蒸馏塔，包括多个竖直间隔开的塔盘、一个或多个填料床、或塔盘和填料的某种组合，所述脱甲烷塔包括两段。上部吸收(精馏)段包括塔盘和/或填料，以便用于提供上升的蒸气和下降的液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和较重组分；下部汽提(脱甲烷)段包括塔盘和/或填料，以便提供下降的液体和上升的蒸气之间的必要接触。该脱甲烷塔还包括一个或多个再沸器(比如先前所述的换热器12中的侧部再沸器，和使用高级别辅助热的再沸器19)，所述再沸器加热沿塔向下流的液体的一部分并将其蒸发，以提供沿塔向上流的汽提蒸气。该塔的液体流40基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以85°F[30℃]的温度离开塔底部，并与流80组合，形成液体产品(流41)。
塔顶馏出蒸馏流38在-150°F[-101℃]下从分馏塔20的上部区域被抽出。该塔顶馏出蒸馏流38在换热器14中与蒸气流32和再循环流36a逆流地通过，在该换热器14中，塔顶馏出蒸馏流38被加热到-96°F[-71℃](流38a)，并在换热器12中与入口气体流31和再循环流36逆流地通过，在该换热器12中，其被加热到6°F[-15℃](流38b)。蒸馏流然后分两阶段被再压缩。第一阶段是由膨胀机10驱动的压缩机11。第二阶段是通过附加的能量源驱动的压缩机21，压缩机21将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中被冷却到126°F[52℃]之后，流38e被分为两部分，流37和再循环流36。流37与温的贫LNG流83b组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体产品42充分满足管线规格地在1262psia(8,701kPa(a))下流到销售气体管线。
再循环流36流向换热器12，并通过与先前描述的冷贫LNG(流83a)、冷却蒸馏流38a和脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却至-102°F[-75℃]。流36a通过在先前所述的换热器14中与冷蒸馏流38进行热交换而被进一步冷却至-144°F[-98℃]。基本冷凝的流36b然后通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀15)被膨胀到脱甲烷塔的操作压力，导致全部的流冷却至-152°F[-102℃]。膨胀流36c然后作为塔顶部进料被供给至分馏塔20。流36c的蒸气部分与从塔的顶部分馏段上升的蒸气组合以形成蒸馏蒸气38，该蒸馏蒸气38从上述塔的上部区域被抽出。
下表给出了图2所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表II
(图2)
回收率 ＊
乙烷    99.51％
丙烷    100.00％
丁烷+    100.00％
动力
LNG进料泵        3,561     HP    [5,854kW]
LNG产品泵        1,746     HP    [2,870kW]
残余气体压缩机   31,674    HP    [52,072kW]
总计             36,981    HP    [60,796kW]
低级别辅助热
液体进料加热器   66,200    MBTU/Hr  [42,762kW]
脱甲烷塔再沸器   6023,350  MBTU/Hr  [15,083kW]
总计             89,550    MBTU/Hr  [57,845kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器19 20,080    MBTU/Hr   [12,971kW]
脱甲烷塔再沸器61 3,400     MBTU/Hr   [2,196kW]
总计             23,480    MBTU/Hr   [15,167kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole    2.851
[Kw-Hr/kg mole]            [4.687]
＊(基于未四舍五入的流量)
对表I和表II中所示的回收水平的比较表明：由于包含在分馏塔62的LNG流中的较重烃液体的回收，图2所示工艺的液体回收率远远高于图1所示工艺的回收率。乙烷回收率从65.37％提高到99.51％，丙烷回收率从85.83％提高到100.00％，和丁烷+回收率从99.83％提高到100.00％。此外，图2所示工艺的处理效率与图1所示工艺相比在比功率方面提高了约1％。
本发明的描述
实例1
图3描述了根据本发明的工艺的流程图。在图3所示工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成和条件与图1和图2所示的相同。因此，图3的工艺可以与图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，来自液化天然气罐50的要处理的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分升高该LNG的压力，以使得LNG可流经换热器并由此到达分离器54。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵，并被分流为两个部分，流72和流73。第一部分(流72)变成流75并通过膨胀阀58被膨胀至分馏塔62的操作压力(约415psig[2,859kPa(a)])。膨胀流75a在-238°F[-150℃]下离开膨胀阀58，并且此后在塔中部的上部进料位置处被供给至塔62。
第二部分(流73)在进入分离器54之前被加热，以使得其全部或一部分被蒸发。在图3所示的实例中，流73首先在换热器52中通过-70°F[-57℃]的冷却的、压缩的塔顶馏出蒸馏流79a和-116°F[-82℃]的回流流81而被加热到-77°F[-61℃]。被部分加热的流73a变为流76，并且在换热器53中使用低级别辅助热被进一步加热。(高级别辅助热，比如用于塔的再沸器61中的加热介质，通常比低级别辅助热更贵，因此当使低级别热(比如海水)的使用最大化并高级别辅助热流的使用最小化时，通常能够实现较低的操作成本)。应指出的是，在所有情况下，换热器52和53代表多个单通道换热器或单个多通道换热器或它们的任意结合。(对于是否对指定的加热服务使用多于一个换热器的决定将取决于很多因素，包括但不限于：入口LNG的流量、换热器的尺寸、流的温度等)。
被加热的流76a在-5°F[-20℃]和1334psig[9,195kPa(a)]下进入分离器54，在该分离器54中，蒸气(流77)与任何剩余液体(流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在该做功膨胀机55中，机械能量从高压进料的那部分提取。该做功膨胀机55将蒸气基本等熵地膨胀至塔的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流77a冷却到约-107°F[-77℃]。回收的功常常被用于驱动离心压缩机(比如部件56)，该离心压缩机例如可用于再压缩塔顶馏出蒸气(流79)。被部分冷凝的膨胀流77a此后作为进料在塔中部的下部进料位置处被供给至分馏塔62。分离器液体(流78)，如果有的话，在膨胀流78a在塔中部的第二下部进料位置处被供给至分馏塔62之前，分离器液体(流78)通过膨胀阀59被膨胀至分馏塔62的操作压力。
分馏塔62中的脱甲烷塔是一种传统的蒸馏塔，包括多个竖直地间隔开的塔盘、一个或多个填料床、或者塔盘和填料的某种组合。该分馏塔62可以包括两段。上部吸收(精馏)段包括塔盘和/或填料，以提供上升的蒸气和下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和较重组分；下部汽提(脱甲烷)段包括塔盘和/或填料，以提供下降的液体和上升的蒸气之间的必要接触。该脱甲烷塔还包括一个或多个再沸器(比如使用低级别辅助热的侧部再沸器60，和使用高级别辅助热的再沸器61)，所述再沸器加热沿塔向下流的液体的一部分并将其蒸发，以提供沿塔向上流的汽提蒸气。塔的液体流80基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以54°F[12℃]的温度离开塔底部。
塔顶馏出蒸馏流79在-144°F[-98℃]下从分馏塔62的上部区域被抽出，并流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在该压缩机56中，该塔顶馏出蒸馏流79被压缩至805psig[5,554kPa(a)](流79a)。在此压力下，当该流在如前所述的换热器52中被冷却至-116°F[-82℃]时，该流被完全冷凝。冷凝的液体(流79b)然后被分为两部分，流83和流81。第一部分(流83)是富含甲烷的贫LNG流，该富含甲烷的贫LNG流通过泵63被泵到1275psig[8，791kPa(a)]，以用于在换热器14和12中的后续蒸发，分别将流83a加热到-94°F[-70℃]和40°F[4℃](如在下述段落[0047]和[0049]中所述的)以生产出温的贫LNG流83c。
冷凝的液体流79b的剩余部分(流81)流至换热器52，在换热器52中，流81通过与先前所述的冷的LNG(流73)的一部分进行热交换而被过冷却至-237°F[-149℃]。过冷却的流81a然后被分为两部分，流82和流36。第一部分(回流流82)通过膨胀阀57被膨胀至脱甲烷塔62的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流82a作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔62。该冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔62的上部精馏段中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。用于脱甲烷塔20的第二部分(回流流36)的处理在下述段落[0050]中进行描述。
在图3工艺的模拟中，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psia(4,137kPa(a))下进入设备。该进料流31被分为两部分，流32和流33。第一部分(流32)在换热器12中通过与-94°F[-70℃]的冷的贫LNG(流83b)、-94°F[-70℃]的冷却蒸馏流38a和-78°F[-61℃]的脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。被部分冷却的流32a在换热器14中通过与-97°F[-72℃]的冷的贫LNG(流83a)和-144°F[-98℃]的冷的蒸馏流38进行热交换而从-89°F[-67℃]被进一步冷却至-120°F[-85℃]。应指出的是，在所有情况下，换热器12和14代表多个单通道换热器或单个多通道换热器，或它们的任意组合。(对于是否对指定的加热服务使用多于一个换热器的决定取决于很多因素，包括但不限于：入口气体流量、换热器尺寸、流的温度等)。基本冷凝的流32b然后通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀16)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力(约415psig[2,861kPa(a)])。在流32c在塔中部上部进料位置处被供给至分馏塔20之前，流32c被冷却至-132°F[-91℃]。
进料流31的第二部分(流33)进入做功膨胀机10，在该做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气基本等熵地膨胀至略高于分馏塔20的操作压力的压力，其中利用做功膨胀将膨胀流33a冷却至约92°F[33℃]的温度。回收的功常常被用于驱动离心压缩机(比如部件11)，该离心压缩机例如可用于再压缩加热的蒸馏流(流38b)。膨胀流33a在换热器12中通过与如前所述的冷的贫LNG(流83b)、冷却蒸馏流38a和脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被进一步冷却。被进一步冷却的流33b在-84°F[-65℃]和423psia(2,916kPa(a))下进入分离器13，在该分离器13中，蒸气(流34)与冷凝液体(流35)分离。
蒸气流34在换热器14中通过与如前所述的冷的贫LNG(流83a)和冷却的蒸馏流38进行热交换而被冷却到-120°F[-85℃]。被部分冷凝的流34a然后在塔中部第一下部进料位置处被供给至分馏塔20。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-85°F[-65℃]的温度，并在塔中部第二下部进料位置处被供给至分馏塔20。
过冷却的流81a的第二部分(回流流36)通过膨胀阀15被膨胀至脱甲烷塔20的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流36a然后作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔20。冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔20的上部精馏段20a中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。
分馏塔20中的脱甲烷塔是一种常规的蒸馏塔，包括多个竖直地间隔开的塔盘、一个或多个填料床、或者塔盘和填料的某种组合。该分馏塔20可以包括两段。上部吸收(精馏)段20a包括塔盘和/或填料，以提供上升的蒸气和下降的冷的液体之间的必要接触，从而冷凝和吸收乙烷和较重组分；下部汽提(脱甲烷)段20b包括塔盘和/或填料，以提供下降的液体和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(比如先前所述换热器12中的侧部再沸器，和使用高级别辅助热的再沸器19)，所述再沸器加热沿塔向下流的液体的一部分并将其蒸发，以提供提供沿塔向上流的汽提蒸气。塔的液体流40基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以95°F[35℃]的温度离开塔底部，并与流80组合以形成液体产品(流41)。
塔顶馏出蒸馏流38在-144°F[-98℃]下从分馏塔20的上部区域被抽出。该塔顶馏出蒸馏流38在换热器14中与入口气体流31的第一部分(流32a)以及蒸气流34逆流地通过，在该换热器14中，该塔顶馏出蒸馏流38被加热到-94°F[-70℃](流38a)，并在换热器12中与入口气体流31的第一部分(流32)以及膨胀的第二部分(流33a)逆流地通过，在换热器12中，其被加热到13°F[-11℃](流38b)。蒸馏流然后分两阶段被再压缩。第一阶段是由膨胀机10驱动的压缩机11。第二阶段是通过附加的能量源驱动的压缩机21，该压缩机21将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中被冷却到126°F[52℃]之后，流38e与温的贫LNG流83c组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体产品42充分满足管线规格地在1262psia(8,701kPa(a))下流到销售气体管线。
下表给出了图3所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表III
(图3)
Figure BPA00001255593100181
回收率 ＊
乙烷    99.55％
丙烷    100.00％
丁烷+   100.00％
动力
LNG进料泵        3,561     HP  [5,854kW]
LNG产品泵        1,740     HP  [2,861kW]
残余气体压缩机   24,852    HP  [40,856kW]
总计             30,153    HP  [49,571kW]
低级别辅助热
液体进料加热器      65,000  MBTU/Hr  [41,987kW]
脱甲烷塔再沸器60    19,000  MBTU/Hr  [12,273kW]
总计                84,000M  BTU/Hr  [54,260kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器19    41,460 MBTU/Hr  [26,781kW]
脱甲烷塔再沸器61    8,400  MBTU/Hr  [5,426kW]
总计                49,860 MBTU/Hr  [32,207kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole        2.316
[Kw-Hr/kg mole]        [3.808]
＊(基于未四舍五入的流量)
与图1和图2的工艺相比，根据本发明图3的实施例提供的改进令人惊讶。比较图3实施例的上述表III所示的回收率水平与图1工艺的表I的回收率水平表明：本发明图3的实施例将乙烷回收率从65.37％提高至99.55％，将丙烷回收率从85.83％提高至100.00％，将丁烷+回收率从99.83％提高至100.00％。进一步地，通过比较表III的效用消耗和I的效用消耗表明：尽管本发明图3的实施例所需的动力比图1工艺的高约7％，但本发明图3的实施例的处理效率明显高于图1工艺。处理效率的增加显然可从比功率从图1工艺的2.868HP-Hr/Lb.Mole[4.715Kw-Hr/kg mole]到图3实施例的2.316HP-Hr/Lb.Mole[3.808Kw-Hr/kg mole]的下降和生产效率增加大于19％看出。
通过比较图3实施例的上述表III所示的回收率水平与图2工艺的表I的回收率水平表明：液体回收率水平基本上是相同的。然而，通过比较表III和II的效用消耗表明：本发明图3实施例所需的动力比图2工艺的低约18％。这导致比功率从图2工艺的2.851HP-Hr/Lb.Mole[4.687Kw-Hr/kgmole]降低到本发明图3实施例的2.316HP-Hr/Lb.Mole[3.808Kw-Hr/kg mole]，以及生产效率提高了将近19％。
有六个主要因素用于说明了本发明的改进效率。第一，与许多现有技术相比，本发明没有依靠LNG进料本身直接用作分馏塔62的回流。而是，将冷的LNG的固有致冷用于换热器52中以产生液体回流流(流82)，该液体回流流包含非常少量的要回收的C2组分和较重烃组分，结果产生分馏塔62的吸收段中的有效精馏，并且避免了现有技术中的均衡限制。第二，在LNG进料向分馏塔62供料之前将其分流为两个部分能够允许更高效地使用低级别热，由此降低由再沸器61消耗的高级别辅助热的量。LNG进料(流75a)的冷的部分用作分馏塔62的补充回流流，从而提供了膨胀蒸气和液体流(分别为流77a和78a)中蒸气的部分精馏，以使得对LNG进料的其它部分(流73)的加热和至少部分蒸发不会过度地增加换热器52的冷凝负荷。第三，使用冷的LNG进料(流75a)的一部分作为补充回流流能够允许使用更少量的用于分馏塔62的顶部回流(流82a)。较低的顶部回流流量，加上在换热器53中使用低级别辅助热进行的较高程度的加热，结果使供给至分馏塔62的液体总量较少，从而降低了在再沸器61中所需的职能，以及降低满足来自于脱甲烷塔62的底部液体的产品规格所需的高级别辅助热的量。
第四，使用冷的贫LNG流83a来提供换热器12和14中的气体流的“免费(free)”致冷消除了对单独的、用于在LNG输送至销售气管线之前对其进行再气化的蒸发设备(比如图1工艺中的换热器53)的需要。第五，在入口气体流31的一部分(流32)膨胀至脱甲烷塔20的操作压力之前先将其冷却至基本冷凝允许膨胀的、基本冷凝的流32c用作分馏塔20的补充回流流，从而提供部分冷凝的蒸气和膨胀的液体流(分别为流34a和35a)中的蒸气的部分精馏，以使得分馏塔20需要的顶部回流(流36a)较少。第六，将LNG设备与气体设备组合允许使用贫的LNG的一部分(流36)作为脱甲烷塔20的回流。所产生的流36a非常冷并含有非常少量的要回收的C2组分和较重烃组分，结果使吸收段20a中的精馏非常有效，以及进一步地降低了脱甲烷塔20所需的回流量。
实例2
一种处理天然气的替代方法显示于如图4所示的本发明的另一个实施例中。图4所示工艺中的LNG流和入口气体流的组成和条件与图1至3的相同。因此，图4的工艺可以与图1和2的工艺进行比较以说明本发明的优点，并同样可与图3所示的实例进行比较。
在图4工艺的模拟中，来自液化天然气罐50的要处理的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分升高LNG的压力，以使得该LNG可流经换热器并由此到达分离器54。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵，并被分流为两个部分，流72和流73。该第一部分(流72)变成流75，并通过膨胀阀58被膨胀至分馏塔62的操作压力(约415psig[2,859kPa(a)])。该膨胀流75a在-238°F[-150℃]下离开膨胀阀58，此后在塔中部的上部进料位置处被供给至塔62。
第二部分(流73)在进入分离器54之前被加热，以使得其全部或一部分被蒸发。在图4所示的实例中，流73首先在换热器52中通过-70°F[-57℃]的冷却的、压缩的塔顶馏出蒸馏流79a以及-115°F[-82℃]的回流流81而被加热到-77°F[-61℃]。被部分加热的流73a变成流76，并在换热器53中使用低级别辅助热被进一步加热。被加热的流76a在-5°F[-20℃]和1334psig[9,195kPa(a)]下进入分离器54，在分离器54中，蒸气(流77)与任何剩余液体(流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在做功膨胀机55中，机械能量从高压进料的那部分提取。该做功膨胀机55将蒸气基本等熵地膨胀至塔的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流77a冷却到约-107°F[-77℃]的温度。被部分冷凝的膨胀流77a此后作为进料在塔中部的下部进料位置处被供给至分馏塔62。分离器液体(流78)，如果有的话，在膨胀流78a在塔中部的第二下部进料位置处被供给至分馏塔62之前通过膨胀阀59膨胀至分馏塔62的操作压力。
塔的液体流80基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以54°F[12℃]的温度离开塔底部。塔顶馏出蒸馏流79在-144°F[-98℃]下从分馏塔62的上部区域被抽出，并流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在压缩机56中，塔顶馏出蒸馏流79被压缩至805psig[5,554kPa(a)](流79a)。在此压力下，在该流在如前所述的换热器52中被冷却至-115°F[-82℃]时，该流被完全冷凝。冷凝的液体(流79b)然后被分为两部分，流83和流81。第一部分(流83)是富含甲烷的贫LNG流，该富含甲烷的贫LNG流通过泵63被泵到1270psig[8,756kPa(a)]，以用于在换热器12中的后续蒸发，将流83a加热到40°F[4℃](如在下述段落[0063]所述的)，以生产出温的贫LNG流83b。
冷凝液体流79b的剩余部分(流81)流至换热器52，在换热器52中，流81通过与先前描述的冷的LNG(流73)的一部分进行热交换而被过冷却至-237°F[-149℃]。过冷却的流81a然后被分为两部分，流82和流36。第一部分(回流流82)通过膨胀阀57被膨胀至脱甲烷塔62的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流82a然后作为冷的塔顶部进料(回流)供给至脱甲烷塔62。该冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔62的上部精馏区域中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。用于脱甲烷塔20的第二部分(回流流36)的处理在下述段落[0066]中进行描述。
在图4工艺的模拟中，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psia(4,137kPa(a))下进入设备。进料流31被分为两部分，流32和流33。第一部分(流32)在换热器12中通过与-96°F[-71℃]的冷的贫LNG(流83a)、-109°F[-78℃]的冷却的、压缩的蒸馏流38b以及-63°F[-53℃]的脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。被部分冷却的流32a在换热器14中通过与-128°F[-89℃]的冷的、压缩的蒸馏流38a进行热交换而从-96°F[-71℃]被进一步冷却至-121°F[-85℃]。被基本冷凝的流32b然后通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀16)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力(约443psig[3,052kPa(a)])，其中在流32c在塔中部的上部进料位置处被供给至分馏塔20之前，将流32c冷却至-129°F[-90℃]。
进料流31的第二部分(流33)在换热器12中通过与先前所述的冷的贫LNG(流83a)、冷却的压缩蒸馏流38b以及脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。被冷却的流33a在-86°F[-65℃]和584psia(4,027kPa(a))下进入分离器13，在分离器13中，蒸气(流34)与冷凝液体(流35)分离。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-100°F[-73℃]的温度，并在塔中部第一下部进料位置处被供给至分馏塔20。
来自分离器13的蒸气(流34)进入做功膨胀机10，在做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气基本等熵地膨胀至略高于塔的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流34a冷却至约-106°F[-77℃]的温度。膨胀流34a在换热器14中通过与先前所述的冷的压缩蒸馏流38a进行热交换而被进一步冷却至-121°F[-85℃]，由此，被部分冷凝的流34b此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至分馏塔20。
过冷却的流81a的第二部分(回流流36)通过膨胀阀15被膨胀至脱甲烷塔20的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流36a然后作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔20。冷的液体回流从在脱甲烷塔20的上部精馏段中上升的蒸气中吸收和冷凝C2组分和较重烃组分。
塔的液体流40基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以102°F[39℃]离开塔底部，并与流80组合以形成液体产品(流41)。塔顶馏出蒸馏流38在-141°F[-96℃]下从分馏塔20的上部区域被抽出，并流至由膨胀机10驱动的压缩机11，在压缩机11中，塔顶馏出蒸馏流38被压缩至501psig[3,452kPa(a)]。冷的压缩蒸馏流38a在换热器14中与入口气体流31的第一部分(流32a)和膨胀的蒸气流34a逆流地通过，在换热器14中，其被加热到-109°F[-78℃](流38b)，并在换热器12中与入口气体流31的第一部分(流32)和第二部分(流33)逆流地通过，在换热器12中，其被加热到31°F[-1℃](流38c)。被加热的蒸馏流然后进入由附加的能量源驱动的压缩机21，该压缩机21将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中被冷却到126°F[52℃]之后，流38e与温的贫LNG流83b组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体产品42充分满足管线规格地在1262psia(8,701kPa(a))下流到销售气体管线。
下表给出了图4所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表IV
(图4)
Figure BPA00001255593100251
回收率 ＊
乙烷    99.51％
丙烷    100.00％
丁烷+    100.00％
动力
LNG进料泵        3,561   HP  [5,854kW]
LNG产品泵        1,727   HP  [2,839kW]
残余气体压缩机   24,400  HP  [40,113kW]
总计             29,688  HP  [48,806kW]
低级别辅助热
液体进料加热器    65,000 MBTU/Hr  [41,987kW]
脱甲烷塔再沸器60  19,000 MBTU/Hr  [12,273kW]
总计              84,000 MBTU/Hr  [54,260kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器19  37,360 MBTU/Hr  [24,133kW]
脱甲烷塔再沸器61  8,400  MBTU/Hr  [5,426kW]
总计              45,760 MBTU/Hr  [29,559kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole    2.282
[Kw-Hr/kg mole]        [3.751]
＊(基于未四舍五入的流量)
比较表III和表IV表明：本发明图4的实施例基本实现了与图3实施例相同的液体回收率。然而，图4实施例使用的动力比图3实施例的少，比功率提高了稍微大于1％。此外，本发明图4的实施例所需的高级别辅助热比图3实施例的少约8％。
实例3
另一种处理天然气的替代方法显示于图5所示的本发明的实施例中。图5所示工艺的LNG流和入口气体流的组成和条件与图1至4所示的相同。因此，图5的工艺可以与图1和2的工艺进行比较以说明本发明的优点，并同样可以与图3和4所示的实施例进行比较。
在图5工艺的模拟中，来自液化天然气罐50的要处理的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分升高LNG的压力，以使得LNG可流经换热器并由此流到分离器54。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵，并被分流为两个部分，流72和流73。第一部分(流72)变为流75并通过膨胀阀58被膨胀至分馏塔62的操作压力(约415psig[2,859kPa(a)])。膨胀流75a在-238°F[-150℃]下离开膨胀阀58，并此后在塔中部的上部进料位置处被供给至塔62。
第二部分(流73)在进入分离器54之前被加热，以使得其全部或一部分被蒸发。在图5所示的实例中，流73首先在换热器52中被-70°F[-57℃]的冷却压缩塔顶蒸馏流79a和-112°F[-80℃]的回流流81加热到-77°F[-61℃]。被部分加热的流73a变为流76并在换热器53中使用低级别辅助热被进一步加热。被加热的流76a在-5°F[-20℃]和1334psig[9,195kPa(a)]下进入分离器54，在分离器54中，蒸气(流77)与任何剩余液体(流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在做功膨胀机55中，机械能量从高压进料的那部分中提取。做功膨胀机55将蒸气基本等熵地膨胀至塔的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流77a冷却到约-107°F[-77℃]的温度。被部分冷凝的膨胀流77a此后作为进料在塔中部的下部进料位置处被供给至分馏塔62。分离器液体(流78)，如果有的话，在膨胀流78a在塔中部的第二下部进料位置处被供给至分馏塔62之前，通过膨胀阀59被膨胀至分馏塔62的操作压力。
塔的液体流80基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以54°F[12℃]的温度离开塔底部。塔顶馏出蒸馏流79在-144°F[-98℃]下从分馏塔62的上部区域被抽出，并流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在压缩机56中，塔顶馏出蒸馏流79被压缩至805psig[5,554kPa(a)](流79a)。在此压力下，当该流在如前所述的换热器52中被冷却至-112°F[-80℃]时，该流被完全冷凝。冷凝液体(流79b)然后被分为两部分，流83和流81。第一部分(流83)是富含甲烷的贫LNG流，该富含甲烷的贫LNG流通过泵63被泵到1270psig[8,756kPa(a)]以用于在换热器12中的后续蒸发，将流83a加热到40°F[4℃](如下述段落[0075]段描述所述的)，以生产出温的贫LNG流83b。
冷凝液体流79b的剩余部分(流81)流至换热器52，在换热器52中，其通过与先前所述的冷的LNG(流73)的一部分进行热交换而被过冷却至-237°F[-149℃]。被过冷却的流81a然后被分为两部分，流82和流36。第一部分(回流流82)通过膨胀阀57被膨胀至脱甲烷塔62的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流82a然后作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔62。冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔62的上部精馏区域中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。用于脱甲烷塔20的第二部分(回流流36)的处理在下述段落[0078]段中进行描述。
在图5工艺的模拟中，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psia(4,137kPa(a))下进入设备。该进料流31被分为两部分，流32和流33。第一部分(流32)在换热器12中通过与-89°F[-67℃]的冷的贫LNG(流83a)、-91°F[-68℃]的冷却的压缩蒸馏流38b以及-89°F[-67℃]的脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。被部分冷却的流32a在换热器14中通过与-112°F[-80℃]的冷的压缩蒸馏流38a进行热交换而从-86°F[-65℃]被进一步冷却至-100°F[-74℃]。基本冷凝的流32b然后通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀16)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力(约428psig[2,949kPa(a)])，在流32c在塔中部的上部进料位置处被供给至分馏塔20之前，流32c被冷却至-117°F[-83℃]。
进料流31的第二部分(流33)进入做功膨胀机10，在做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气基本等熵地膨胀至略高于分馏塔20的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流33a冷却至约95°F[35℃]的温度。膨胀流33a在换热器12中通过与先前所述的冷的贫LNG(流83a)、冷却的压缩蒸馏流38b以及脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被进一步冷却。被进一步冷却的流33b在-85°F[-65℃]和436psia(3,004kPa(a))下进入分离器13，在分离器13中，蒸气(流34)与冷凝液体(流35)分离。
蒸气流34在换热器14中通过与先前所述的冷的压缩蒸馏流38a进行热交换而被冷却至-100°F[-74℃]。部分冷凝的流34a然后在塔中部的第一下部进料位置处被供给至分馏塔20。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-86°F[-65℃]的温度，并在塔中部第二下部进料位置处被供给至分馏塔20。
过冷却的流81a的第二部分(回流流36)通过膨胀阀15被膨胀至脱甲烷塔20的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流36a然后作为冷的塔顶部进料(回流)被供给至脱甲烷塔20。冷的液体回流吸收和冷凝在自脱甲烷塔20的上部精馏段中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。
塔的液体流40基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以98°F[37℃]的温度离开塔底部，并与流80组合以形成液体产品(流41)。塔顶馏出蒸馏流38在-143°F[-97℃]下从分馏塔20的上部区域被抽出，并流至由膨胀机10驱动的压缩机11，在压缩机11中，塔顶馏出蒸馏流38被压缩至573psig[3,950kPa(a)]。冷的压缩蒸馏流38a在换热器14中与入口气体流31的第一部分(流32a)和蒸气流34逆流地通过，在换热器14中，该冷的压缩蒸馏流38a被加热到-91°F[-68℃](流38b)，并在换热器12中与入口气体流31的第一部分(流32)和膨胀的第二部分(流33a)逆流地通过，在换热器12中，其被加热到67°F[19℃](流38c)。被加热的蒸馏流然后进入由附加的能量源驱动的压缩机21，该压缩机21将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中被冷却到126°F[52℃]之后，流38e与温的贫LNG流83b组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体产品42充分满足管线规格地在1262psia(8,701kPa(a))下流到销售气体管线。
下表给出了图5中所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表V
(图5)
回收率 ＊
乙烷    99.48％
丙烷    100.00％
丁烷+    100.00％
动力
LNG进料泵        3,561   HP  [5,854kW]
LNG产品泵        1,778   HP  [2,923kW]
残余气体压缩机   23,201  HP  [38,142kW]
总计             28,540  HP  [46,919kW]
低级别辅助热
液体进料加热器     65,000  MBTU/Hr  [41,987kW]
脱甲烷塔再沸器60   19,000  MBTU/Hr  [12,273kW]
总计               84,000  MBTU/Hr  [54,260kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器19  53,370  MBTU/Hr  [34,475kW]
脱甲烷塔再沸器61  8,400   MBTU/Hr  [5,426kW]
总计              61,770  MBTU/Hr  [39,901kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole    2.193
[Kw-Hr/kg mole]            [3.605]
＊(基于未四舍五入的流量)
比较表III、表IV、和表V表明：本发明图5的实施例基本实现了与图3和图4的实施例相同的液体回收率。图5实施例使用的动力比图3和4实施例的更少，比功率比图3的实施例提高了5％以上，比图4的实施例提高了接近4％。然而，本发明图5的实施例所需的高级别辅助热比图3和图4实施例(分别为24％和35％)的稍高。对哪种方案用于具体应用的选择通常取决于动力和高级别辅助热的成本以及泵、换热器和压缩机的相对经济投资成本。
实例4
一种处理天然气的替代方法显示于图6所示的本发明的实施例中。描述于图6工艺中的LNG流和入口气体流的组成和条件与图1至5的相同。因此，图6的工艺可以与图1和2的工艺进行比较来说明本发明的优点，并同样可以与图3至5所示的实施例进行比较。
在图6工艺的模拟中，来自液化天然气罐50的要处理的LNG(流71)在-251°F[-157℃]下进入泵51。泵51充分升高LNG的压力，以使得LNG可流经换热器并由此到达分离器54。流71a在-242°F[-152℃]和1364psig[9,401kPa(a)]下离开泵，并被分流为两个部分，流72和流73。第一部分(流72)变为流75，并通过膨胀阀58被膨胀至分馏塔20的操作压力(约435psig[2,997kPa(a)])。膨胀流75a在-238°F[-150℃]下离开膨胀阀58，并且此后在塔中部的第一上部进料位置处被供给至塔20。
第二部分(流73)在进入分离器54之前被加热，以使得其全部或一部分被蒸发。在图6所示的实例中，流73首先在换热器52中被-65°F[-54℃]的冷却的、压缩塔顶馏出蒸馏流81a和-117°F[-82℃]的回流流82加热到-76°F[-60℃]，然后，如在下述段落[0085]中所述的，在换热器14中被加热。被部分加热的流73b变为流76并在换热器53中使用低级别辅助热被进一步加热。被加热的流76a在-5°F[-20℃]和1334psig[9,195kPa(a)]下进入分离器54，在分离器54中，蒸气(流77)与任何剩余液体(流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55，在功膨胀机55中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机55将蒸气基本等熵地膨胀至塔的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流77a冷却到约-104°F[-76℃]的温度。被部分冷凝的膨胀流77a此后作为进料在塔中部的第一下部进料位置处被供给至分馏塔20。分离器液体(流78)，如果有的话，在膨胀流78a在塔中部的第二下部进料位置处供给至分馏塔20之前，通过膨胀阀59被膨胀至分馏塔20的操作压力。
在图6工艺的模拟中，入口气体作为流31在126°F[52℃]和600psia(4,137kPa(a))下进入设备。进料流31被分为两部分，流32和流33。第一部分(流32)在换热器12中通过与-103°F[-75℃]的冷的贫LNG(流83a)、-92°F[-69℃]的冷却的、压缩蒸馏流38b以及-78°F[-61℃]的脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被冷却。被部分冷却的流32a在换热器14中通过与LNG流的部分加热的第二部分(流73a)以及-106°F[-77℃]的冷的压缩蒸馏流38a进行热交换而从-94°F[-70℃]被进一步冷却到至-101°F[-74℃]。被基本冷凝的流32b然后通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀16)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力，在流32c在塔中部第二上部进料位置处被供给至分馏塔20之前，流32c被冷却至-117°F[-83℃]。
进料流31的第二部分(流33)进入做功膨胀机10，在做功膨胀机10中，机械能量从高压进料的那部分提取。做功膨胀机10将蒸气基本等熵地膨胀至略高于分馏塔20的操作压力，其中利用做功膨胀将膨胀流33a冷却至约96°F[36℃]的温度。膨胀流33a在换热器12中通过与先前所述的冷的贫LNG(流83a)、冷却的压缩蒸馏流38b以及脱甲烷塔液体(流39)进行热交换而被进一步冷却。被进一步冷却的流33b在-90°F[-68℃]和443psia(3,052kPa(a))下进入分离器13，在分离器13中，蒸气(流34)与冷凝液体(流35)分离。
蒸气流34在换热器14中通过与先前所述的LNG流的被部分加热的部分(流73a)以及冷却的压缩蒸馏流38a进行热交换而被冷却至-101°F[-74℃]。被部分冷凝的流34a然后在塔中部第三下部进料位置处被供给至分馏塔20。液体流35通过适合的膨胀装置(比如膨胀阀17)被快速膨胀到分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀流35a达到-90°F[-68℃]的温度，并在塔中部的第四下部进料位置处被供给至分馏塔20。
塔的液体流41基于在塔底产品中甲烷与乙烷的摩尔比为0.020∶1的常规规格以89°F[32℃]的温度离开塔底部。塔顶馏出蒸馏流79在-142°F[-97℃]下从分馏塔20的上部区域被抽出并分为两个部分，流81和流38。第一部分(流81)流至由膨胀机55驱动的压缩机56，在压缩机56中，其被压缩至864psig[5,955kPa(a)](流81a)。在此压力下，当在如前所述的换热器52中被冷却至-117°F[-83℃]时，该流被完全冷凝。冷凝液体(流81b)然后被分为两部分，流83和流82。第一部分(流83)是富含甲烷的贫LNG流，其通过泵63被泵到1270psig[8,756kPa(a)]以用于在换热器12中的后续蒸发，如先前所述的，将流83a加热到40°F[4℃]以生产出温的贫LNG流83b。
流81b的剩余部分(流82)流至换热器52，在换热器52中，流82通过与先前描述的冷的LNG(流73)的一部分进行热交换而被过冷却至-237°F[-149℃]。过冷却的流82a通过膨胀阀57被膨胀至分馏塔20的操作压力。-236°F[-149℃]的膨胀流82b作为冷的塔顶进料(回流)被供给至脱甲烷塔20。冷的液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔20的上部精馏区域中上升的蒸气中的C2组分和较重烃组分。
蒸馏流79的第二部分(流38)流至由膨胀机10驱动的压缩机11，在压缩机11中，流38被压缩至604psig[4,165kPa(a)]。冷却的压缩蒸馏流38a在换热器14中与入口气体流31的第一部分(流32a)以及蒸气流34逆流地通过，在换热器14中，冷却的压缩蒸馏流38a被加热到-92°F[-69℃](流38b)，并且在换热器12中与入口气体流31的第一部分(流32)以及膨胀的第二部分(流33a)逆流地通过，在换热器12中，流38b被加热到48°F[9℃](流38c)。被加热的蒸馏流然后进入由附加的能量源驱动的压缩机21，压缩机21将流38c压缩至销售管线压力(流38d)。在排放冷却器22中被冷却到126°F[52℃]之后，流38e与温的贫LNG流83b组合以形成残余气体产品(流42)。残余气体产品42充分满足管线规格地在1262psia(8,701kPa(a))下流到销售气体管线。
下表给出了图6所示工艺的流的流量和能量消耗的概况：
表VI
(图6)
Figure BPA00001255593100351
回收率 ＊
乙烷     99.48％
丙烷     100.00％
丁烷+    100.00％
动力
LNG进料泵    3,561   HP    [5,854kW]
LNG产品泵        1,216   HP  [1,999kW]
残余气体压缩机   21,186  HP  [34,829kW]
总计             25,963  HP  [42,682kW]
低级别辅助热
液体进料加热器    70,000   MBTU/Hr   [45,217kW]
脱甲烷塔再沸器18  30,000   MBTU/Hr   [19,378kW]
总计              100,000  MBTU/Hr   [64,595kW]
高级别辅助热
脱甲烷塔再沸器19  39,180  MBTU/Hr    [25,308kW]
比功率
HP-Hr/Lb.Mole        1.999
[Kw-Hr/kg mole]            [3.286]
＊(基于未四舍五入的流量)
比较表III、表IV、V和VI表明：本发明图6的实施例实现了与图3、4和5的实施例基本相同的液体回收率。然而，本发明图6实施例与图3至5相比在能量消耗的降低方面意料不到地大。图6实施例使用的动力比图3、4和5实施例的更少，分别将比功率降低了14％、12％和9％。本发明图6的实施例所需的高级别辅助热也分别比图3、4和5实施例的少21％、14％和37％。在处理效率方面的很大增加主要是由于将LNG处理和天然气处理结合于单个分馏塔(脱甲烷塔20)而获得的塔进料的更优化分布。例如，入口气体流31在流32(其形成基本冷凝的膨胀流32c)和供给至膨胀机10的流33之间的相对分布可被最优化以用于产生动力，因为来自LNG流71的流75a为塔20提供了补充精馏部分，该塔20在图3至5的实施例中必须全部由流32c提供。
本发明图6实施例中的投资成本通常比图3、4和5实施例的低，因为它仅使用一个分馏塔，而且还由于动力和高级别辅助热消耗方面的降低。对哪种方案用于具体应用的选择通常取决于动力和高级别辅助热的相对成本以及塔、泵、换热器和压缩机的相对投资成本。
其它实施例
如图7的实施例所示，一些情况可能想要在压缩之前使用图6实施例中的冷的蒸馏流38进行热交换。在其它的例子中，如图8实施例所示的，在冷却和分离任何液体之后，高压入口气体的做功膨胀可能是更有利的。关于做功膨胀所用的流和在何处应用在压缩处理流中产生的能量的选择取决于比如入口气体压力和组成的因素，并且必须根据每个应用进行确定。
当入口气体较贫时，可以不需要图3至8中的分离器13。根据进料气体中较重烃的量和进料气体压力，离开换热器12的冷却流33b(图3、5、6和7)或冷却流33a(图4和8)可能不含有任何液体(因为其高于其露点，或因为其高于其临界凝结压力(circondenbar))，所以可以确定没有分离器13。在这样的情况中，如虚线所示的，分离器13和膨胀阀17可被去除。当要处理的LNG很贫或者当能预期到LNG在换热器52和53中完全蒸发时，可以确定没有图3至8的分离器54。根据入口LNG中的较重烃的量和离开进料泵51的LNG流的压力，离开换热器53的加热的LNG流可能不含有任何液体(因为其高于其露点，或因为其高于其临界凝结压力)。在这样的情况中，如虚线所示，分离器54和膨胀阀59可被去除。
在图4和8所示的本发明的实施例中，膨胀的、基本冷凝流32c通过使用入口气体流31的一部分(流32)而形成。根据进料气的组成和其它因素，替代地，一些情况可能想要使用来自分离器13的蒸气(流34)的一部分。在这样的例子中，如图4和8中的虚线所示，分离器13的蒸气的一部分形成流32a，其中剩余部分形成供到膨胀机10中的流34。
在所示的实例中，示出了图3至5中的流79b和图6至8中的流81b的完全冷凝。一些情况可能想要对这些流过冷却，而其它情况可能想要仅部分冷凝。假若实现这些流的部分冷凝，未被冷凝的蒸气的处理可能是必要的，即，使用压缩机或其它方式来升高蒸气的压力，以使得其能够加入该被泵压的冷凝液体。替代地，未冷凝的蒸气可以通过管线传送至设备燃料系统或用作其它应用。
进料气条件、LNG条件、设备尺寸、可获得的设备或其它因素可以指明：去除做功膨胀机10和/或55，或者用替代的膨胀装置(比如膨胀阀)进行替换都可行的。尽管在具体膨胀装置中显示了单独的流膨胀，适当时可应用替代的膨胀装置。
在图3至8中，单独的换热器已经被表示用于大多数服务。然而，可能将两个或多个热交换服务组合成普通换热器，比如将图3至8中的换热器12和14组合成普通换热器。在一些例子中，一些情况可能想要将热交换服务分成多个换热。对于是否对换热将热交换服务进行组合或使用多于一个换热器以用于指定服务的决定取决于很多因素，包括但不仅限于：入口气体的流量、LNG的流量、换热器的尺寸、流的温度等。根据本发明所述的，用于工艺热交换的富含甲烷的贫LNG和塔顶馏出流的使用和分布、用于加热LNG流和冷却进料气体流的换热器的具体布置、以及用于特定热交换服务的处理流的选择，必须针对每个特殊具体应用进行评价。
在图3至8所示的本发明的实施例中，贫LNG流83a被直接用来在换热器12或者换热器12和14中提供冷却。然而，一些情况可能想要使用贫LNG来冷却中间传热流体，比如丙烷或其它适宜的流体，由此，该被冷却传热流体然后用于向换热器12或者向换热器12和14提供冷却。这种间接地使用可从贫LNG流83a中得到的致冷的替换方式实现了与如本发明图3至8的实施例中的直接使用流83a进行冷却相同的处理目的。对如何最好地使用贫LNG流进行致冷的选择主要取决于入口气体的组成，但是其它因素也可能影响该选择。
应认为，在进入分馏塔62的分流的LNG进料的每个分支中、在进入分馏塔20的分流的入口气体的每个分支中以及进入分馏塔20的分流的LNG进料和分流的入口气体的每个分支中发现的相对进料量取决于若干因素，包括：入口气体的组成、LNG的组成、可经济地从进料中提取热的量，和可获得的马力量。供入塔顶部的更多进料可以提高回收率，然而增加了再沸器61和/或19的职能，由此增加了对高级别辅助热的需要。增加塔下部进料降低了高级别辅助热的消耗，但也可能降低产品的回收率。塔中部进料的相对位置可根据入口气体的组成、LNG的组成、或者比如期望的回收率水平和在加热LNG流过程中形成的蒸气量的其它因素而改变。而且，两个或更多个进料流或它们的一部分可以根据各个流的相对温度和量进行组合，然后组合后的流被供给至塔中部进料位置。
在一些情况中，可期望的是，从LNG进料流71的供给至脱甲烷塔62(图3-5)和脱甲烷塔20(图6-8)上的塔中部上部进料位置处的那部分(流75a)中回收致冷。在这样的情况中，全部的流71a被引导至换热器52(流73)，并且被部分加热的LNG流(图3-5中的流73a和图6-8中的流73b)然后被分为流76和流74(如虚线所示)，由此，流74被引导成流75。
在图3至6的实施例中给出的实例中，示出了C2组分和较重烃组分的回收率。然而，应认为，当期望仅仅回收C3组分和较重烃组分时，图3至8的实施例也是有利的。本发明根据操作该工艺所需的效用(utility)消耗的量提供了C2组分和较重烃组分或者C3组分和较重烃组分的提高的回收率。用于操作该工艺所需的效用消耗的改进可体现为：压缩机或泵装置的减少的动力要求；塔再沸器的降低的能量要求；或它们的组合。替代地，本发明的优点可以通过在给定的效用消耗量的前提下完成较高的回收率水平或者通过较高回收率与效用消耗的改进的某些组合来实现。
虽然已描述了被认为是本发明优选的实施例，但是本领域技术人员应意识到，在不偏离下述权利要求书所限定的本发明的精神的情况下，可对其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。

Claims (45)

1.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至较低压力，此后在塔中部第一上部进料位置处被供给至蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其蒸发，由此形成蒸气流；
(d)所述蒸气流被膨胀至所述较低压力，并且在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(f)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝，此后被膨胀至所述较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(g)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部第二上部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(h)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(i)塔顶馏出蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域被抽出并至少分为第一部分和第二部分，随后，所述第一部分被压缩至较高压力；
(j)所述被压缩的第一部分被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(k)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流流；
(l)所述回流流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的加热的至少一部分；
(m)所述被进一步冷却的回流流在塔顶进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(n)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的一部分；
(o)所述第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(p)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二部分组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(q)所述回流流的量和温度以及供给至所述蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性的液体组分中被回收。
2.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至较低压力，此后在塔中部第一上部进料位置处被供给至蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其蒸发，由此形成第一蒸气流；
(d)所述第一蒸气流被膨胀至所述较低压力，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(f)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝并此后被膨胀至所述较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(g)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部第二上部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(h)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力，此后被充分冷却至将其部分冷凝；
(i)所述部分冷凝的、膨胀的第二气态流由此被分离，以提供第二蒸气流和第三液体流；
(j)所述第二蒸气流被进一步冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(k)所述第三液体流在塔中部第三下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(l)塔顶馏出蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域被抽出并至少分为第一部分和第二部分，随后，所述第一部分被压缩至较高压力；
(m)所述被压缩的第一部分被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(n)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流流；
(o)所述回流流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(p)所述被进一步冷却的回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(q)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(r)所述第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(s)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二部分组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(t)所述回流流的量和温度以及供给至所述蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性的液体组分中被回收。
3.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至较低压力，此后在塔中部第一上部进料位置处被供给至蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其部分蒸发；
(d)所述被部分蒸发的第二液体流由此被分离，以提供蒸气流和第三液体流；
(e)所述蒸气流被膨胀至所述较低温度，并在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(f)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(g)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝并此后被膨胀至所述较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(h)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部第二上部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(i)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(j)所述第三液体流被膨胀至所述较低压力，并此后在塔中部第三下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(k)塔顶馏出蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域被抽出并至少分为第一部分和第二部分，随后，所述第一部分被压缩至较高压力；
(l)所述被压缩的第一部分被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(m)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流流；
(n)所述回流流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(o)所述被进一步冷却的回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(p)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(q)所述第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(r)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二部分组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(s)所述回流流的量和温度以及供给至所述蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性的液体组分中被回收。
4.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至较低压力，此后在塔中部第一上部进料位置处被供给至蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其部分蒸发；
(d)所述部分蒸发的第二液体流由此被分离，以提供第一蒸气流和第三液体流；
(e)所述第一蒸气流被膨胀至所述较低压力，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(f)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(g)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝并此后被膨胀至所述较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(h)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部第二上部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(i)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力；
(j)所述被膨胀的第二气态流被充分冷却至将其部分冷凝；
(k)所述部分冷凝的、膨胀的第二气态流由此被分离，以提供第二蒸气流和第四液体流；
(l)所述第二蒸气流被进一步冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(m)所述第三液体流被膨胀至所述较低压力，此后在塔中部第三下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(n)所述第四液体流在塔中部第四下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(o)塔顶馏出蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域被抽出并至少分为第一部分和第二部分，随后，所述第一部分被压缩至较高压力；
(p)所述被压缩的第一部分被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(q)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流流；
(r)所述回流流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(s)所述被进一步冷却的回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(t)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(u)所述第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(v)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二部分组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(w)所述回流流的量和温度以及供给至所述蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性的液体组分中被回收。
5.根据权利要求1或3的工艺，其中
(a)所述第二部分被压缩至较高压力；
(b)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(c)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二部分组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
6.根据权利要求2或4的工艺，其中
(a)所述第二部分被压缩至较高压力；
(b)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(c)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二部分组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
7.根据权利要求1或3的工艺，其中
(a)所述第二气态流在进行所述膨胀之前被冷却；
(b)所述第二部分被压缩至较高压力；
(c)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(d)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(e)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二部分组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
8.根据权利要求2所述的工艺，其中
(a)所述第二气态流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述部分冷凝的第二气态流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第三液体流；
(c)所述第二蒸气流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(d)所述第三液体流被膨胀至所述较低压力，此后在塔中部第三下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述第二部分被压缩至较高压力；
(f)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(g)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(h)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二部分组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
9.根据权利要求4的工艺，其中
(a)所述第二气态流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述部分冷凝的第二气态流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第四液体流；
(c)所述第二蒸气流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(d)所述第四液体流被膨胀至所述较低压力，此后在塔中部第四下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述第二部分被压缩至较高压力；
(f)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(g)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(h)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二部分组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
10.根据权利要求8的工艺，其中
(a)所述气体流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述部分冷凝的气体流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第三液体流；
(c)所述第二蒸气流被分为至少所述第一气态流和所述第二气态流；
(d)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(f)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中一个或多个的所述冷却的至少一部分。
11.根据权利要求9的工艺，其中
(a)所述气体流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述部分冷凝的气体流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第四液体流；
(c)所述第二蒸气流被分为至少所述第一气态流和所述第二气态流；
(d)所述第二气态流被膨胀至所述较低压力，被冷却，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(f)所述被压缩的第二部分被加热，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分。
12.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至第一较低压力，而后在塔中部上部进料位置处被供给至第一蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其蒸发，由此形成蒸气流；
(d)所述蒸气流被膨胀至所述第一较低压力，并在塔中部下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(e)第一塔顶馏出蒸馏流从所述第一蒸馏塔的上部区域被抽出并被压缩至较高压力；
(f)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(g)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流液体流；
(h)所述回流液体流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(i)所述被进一步冷却的回流液体流至少被分为第一回流流和第二回流流；
(j)所述第一回流流在塔顶部进料位置处供给至所述第一蒸馏塔；
(k)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(l)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝，此后被膨胀至第二较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(m)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部上部进料位置处被供给至第二蒸馏塔；
(n)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，并此后在塔中部下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(o)所述第二回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(p)第二塔顶馏出蒸馏流从所述第二蒸馏塔的上部区域被抽出；
(q)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(r)所述第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(s)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(t)来自所述第一蒸馏塔的第一塔底液体和来自所述第二蒸馏塔的第二塔底液体组合，以形成所述相对不易挥发性残余液体组分；和
(u)所述第一回流流和第二回流流的量和温度以及供给所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性液体馏分中被回收。
13.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至第一较低压力，而后在塔中部上部进料位置处被供给至第一蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其蒸发，由此形成第一蒸气流；
(d)所述第一蒸气流被膨胀至所述第一较低压力，此后在塔中部下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(e)第一塔顶馏出蒸馏流从所述第一蒸馏塔的上部区域被抽出并被压缩至较高压力；
(f)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流被充分冷却至其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(g)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流液体流；
(h)所述回流液体流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(i)所述被进一步冷却的回流液体流至少被分为第一回流流和第二回流流；
(j)所述第一回流流在塔顶部进料位置处供给至所述第一蒸馏塔；
(k)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(l)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝且此后被膨胀至第二较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(m)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部上部进料位置处被供给至第二蒸馏塔；
(n)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，此后被充分冷却至将其部分冷凝；
(o)所述部分冷凝的、膨胀的第二气态流由此被分离，以提供第二蒸气流和第三液体流；
(p)所述第二蒸气流被进一步冷却并由此在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(q)所述第三液体流在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(r)所述第二回流流在塔顶部进料位置处供给至所述第二蒸馏塔；
(s)第二塔顶馏出蒸馏流从所述第二蒸馏塔的上部区域被抽出；
(t)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(u)所述第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(v)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(w)来自所述第一蒸馏塔的第一塔底液体和来自所述第二蒸馏塔的第二塔底液体组合，以形成所述相对不易挥发性液体馏分；和
(x)所述第一回流流和第二回流流的量和温度以及供给所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性液体馏分中被回收。
14.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至第一较低压力，而后在塔中部上部进料位置处被供给至第一蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其部分蒸发；
(d)所述部分蒸发的第二液体流由此被分离，以提供蒸气流和第三液体流；
(e)所述蒸气流被膨胀至所述第一较低压力，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(f)所述第三液体流被膨胀至所述第一较低压力，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(g)第一塔顶馏出蒸馏流从所述第一蒸馏塔的上部区域被抽出并被压缩至较高压力；
(h)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(i)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流液体流；
(j)所述回流液体流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(k)所述被进一步冷却的回流液体流至少被分为第一回流流和第二回流流；
(l)所述第一回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(m)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(n)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝且此后被膨胀至第二较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(o)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部上部进料位置处被供给至第二蒸馏塔；
(p)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，此后在塔中部下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(q)所述第二回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(r)第二塔顶馏出蒸馏流从所述第二蒸馏塔的上部区域被抽出；
(s)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(t)所述第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(u)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(v)来自所述第一蒸馏塔的第一塔底液体和来自所述第二蒸馏塔的第二塔底液体组合，以形成所述相对不易挥发性液体馏分；和
(w)所述第一回流流和第二回流流的量和温度以及供给所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性液体馏分中被回收。
15.一种工艺，用于将含有甲烷和较重烃组分的液化天然气和含有甲烷和较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较重烃组分的主要部分的相对不易挥发性液体馏分，在该工艺中：
(a)所述液化天然气至少被分为第一液体流和第二液体流；
(b)所述第一液体流被膨胀至第一较低压力，而后在塔中部上部进料位置处被供给至第一蒸馏塔；
(c)所述第二液体流被充分加热至将其部分蒸发；
(d)所述部分蒸发的第二液体流由此被分离，以提供第一蒸气流和第三液体流；
(e)所述第一蒸气流被膨胀至所述第一较低压力，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(f)所述第三液体流被膨胀至所述第一较低压力，此后在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(g)第一塔顶馏出蒸馏流从所述第一蒸馏塔的上部区域被抽出并被压缩至较高压力；
(h)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流被充分冷却至将其至少部分冷凝并由此形成冷凝流，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(i)所述冷凝流至少被分为易挥发性液体流和回流液体流；
(j)所述回流液体流被进一步冷却，其中所述冷却提供所述第二液体流的所述加热的至少一部分；
(k)所述被进一步冷却的回流液体流至少被分为第一回流流和第二回流流；
(l)所述第一回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述第一蒸馏塔；
(m)所述气体流至少被分为第一气态流和第二气态流；
(n)所述第一气态流被冷却至将其基本全部冷凝，此后被膨胀至第二较低压力，由此所述第一气态流被进一步冷却；
(o)所述被膨胀的、基本冷凝的第一气态流此后在塔中部上部进料位置处被供给至第二蒸馏塔；
(p)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，此后被充分冷却至将其部分冷凝；
(q)所述被部分冷凝的、膨胀的第二气态流由此被分离，以提供第二蒸气流和第四液体流；
(r)所述第二蒸气流被进一步冷却，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(s)所述第四液体流在塔中部第二下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(t)所述第二回流流在塔顶部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(u)第二塔顶馏出蒸馏流从所述第二蒸馏塔的上部区域被抽出；
(v)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(w)所述第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(x)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成含有所述甲烷的主要部分的所述易挥发性残余气体馏分；
(y)来自所述第一蒸馏塔的第一塔底液体和来自所述第二蒸馏塔的第二塔底液体组合，以形成所述相对不易挥发性液体馏分；和
(z)所述第一回流流和第二回流流的量和温度以及供给所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的所述进料的温度有效地将所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔的塔顶温度保持在一温度，由此，所述较重烃组分的主要部分通过在所述第一蒸馏塔和第二蒸馏塔中进行分馏而在所述相对不易挥发性液体馏分中被回收。
16.根据权利要求12或14的工艺，其中
(a)所述第二塔顶馏出蒸馏流被压缩至较高压力；
(b)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(c)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的、压缩的第二压缩塔顶馏出蒸馏流组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
17.根据权利要求13或15的工艺，其中
(a)所述第二塔顶馏出蒸馏流被压缩至较高压力；
(b)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述被膨胀的第二气态流和所述第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(c)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
18.根据权利要求12或14的工艺，其中
(a)所述第二气态流在进行所述膨胀之前被冷却；
(b)所述第二塔顶馏出蒸馏流被压缩至较高压力；
(c)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(d)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(e)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
19.根据权利要求13所述的工艺，其中
(a)所述第二气态流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述被部分冷凝的第二气态流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第三液体流；
(c)所述第二蒸气流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，此后在塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(d)所述第三液体流被膨胀至所述第二较低压力，此后在所述塔中部第二下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(e)所述第二塔顶馏出蒸馏流被压缩至较高压力；
(f)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(g)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(h)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
20.根据权利要求15的工艺，其中
(a)所述第二气态流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述被部分冷凝的第二气态流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第四液体流；
(c)所述第二蒸气流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，此后在所述塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(d)所述第四液体流被膨胀至所述第二较低压力，此后在所述塔中部第二下部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；
(e)所述第二塔顶馏出蒸馏流被压缩至较高压力；
(f)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；
(g)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述第一气态流、所述第二气态流和所述被膨胀的第二蒸气流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(h)所述被蒸发的易挥发性液体流和所述被加热、压缩的第二塔顶馏出蒸馏流组合，以形成所述易挥发性残余气体馏分。
21.根据权利要求19的工艺，其中
(a)所述气体流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述被部分冷凝的气体流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第三液体流；
(c)所述第二蒸气流至少被分为所述第一气态流和所述第二气态流；
(d)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，此后在所述塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(e)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(f)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分。
22.根据权利要求20的工艺，其中
(a)所述气体流被充分冷却至将其部分冷凝；
(b)所述被部分冷凝的气体流由此被分离，以提供所述第二蒸气流和所述第四液体流；
(c)所述第二蒸气流至少被分为所述第一气态流和所述第二气态流；
(d)所述第二气态流被膨胀至所述第二较低压力，被冷却，此后在所述塔中部第一下部进料位置处被供给至所述第二蒸馏塔；
(e)所述易挥发性液体流被充分加热至将其蒸发，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分；和
(f)所述被压缩的第二塔顶馏出蒸馏流被加热，其中所述加热提供所述气体流、所述第一气态流和所述被膨胀的第二气态流中的一个或多个的所述冷却的至少一部分。
23.根据权利要求1、2、3、4、8、9、10或11的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一部分和所述回流流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
24.根据权利要求5的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一部分和所述回流流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
25.根据权利要求6的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一部分和所述回流流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
26.根据权利要求7的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一部分和所述回流流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
27.根据权利要求12、13、14、15、19、20、21或22的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流和所述回流液体流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
28.根据权利要求16的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流和所述回流液体流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
29.根据权利要求17的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流和所述回流液体流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
30.根据权利要求18的工艺，其中
(a)所述液化天然气被加热，此后至少被分为所述第一液体流和所述第二液体流；和
(b)所述被压缩的第一塔顶馏出蒸馏流和所述回流液体流的所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分。
31.根据权利要求1、2、3、4、8、9、10、11、12、13、14、15、19、20、21或22的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
32.根据权利要求5的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
33.根据权利要求6的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
34.根据权利要求7的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
35.根据权利要求16的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
36.根据权利要求17的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
37.根据权利要求18的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
38.根据权利要求23的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
39.根据权利要求24的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
40.根据权利要求25的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
41.根据权利要求26的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
42.根据权利要求27的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
43.根据权利要求28的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
44.根据权利要求29的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
45.根据权利要求30的工艺，其中所述易挥发性残余气体馏分含有所述甲烷的主要部分和C2组分。
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