CN102460049A - 烃气体处理 - Google Patents

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Abstract

公开了以紧凑型工艺设备从烃气流中回收乙烷、乙烯、丙烷、丙烯及重烃组分的工艺及装置。将气流冷却并分流成第一和第二料流。将第一料流进一步冷却以基本上将其全部冷凝，此后膨胀到较低的压力并加热以形成蒸气馏分和液体馏分。将液体馏分作为第一顶部进料提供给工艺设备内的吸收装置。也将第二料流膨胀到较低的压力并作为底部进料提供给吸收装置。从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流。

Description

烃气体处理
技术领域
本发明涉及分离含烃气体的工艺及装置。申请人根据美国法典第35篇第119(e)节的条款要求提交于2009年6月11日的在先美国临时申请61/186,361的权益。根据美国法典第35篇120节的条款，申请人还要求提交于2010年3月31日的美国部分继续专利申请12/750,862、提交于2010年3月4日的美国部分继续专利申请12/717,394、提交于2010年1月19日的美国部分继续专利申请12/689,616以及提交于2009年2月17日的美国部分继续专利申请12/372,604的权益。受让人S.M.E.Products LP和Ortloff Engineers，Ltd.是在本申请的发明完成前有效的一项联合研究协议的缔约方。
可以从多种气体中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或重烃，这些气体如天然气、炼厂气和由其它烃材料(如煤、原油、石脑油、油页岩、焦油砂及褐煤)获得的合成气流。天然气通常具有较大比例的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷合起来占天然气的至少50摩尔％。天然气还含有相对较少量的重烃(如丙烷、丁烷、戊烷等)以及氢、氮、二氧化碳及其它气体。
本发明一般地涉及从这种气流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重烃。对按本发明要进行处理的气流进行典型分析，近似摩尔百分比的结果是90.3％的甲烷、4.0％的乙烷及其它C2组分、1.7％的丙烷及其它C3组分、0.3％的异丁烷、0.5％的正丁烷和0.8％的戊烷及以上的烃，余者由氮和二氧化碳组成。有时还存在含硫气体。
背景技术
天然气及其天然气液体(NGL)成分两者的价格在历史上的周期性波动有时会使乙烷、乙烯、丙烷、丙烯及重组分作为液体产品的增值缩减。这己经导致对于可为这些产品提供更高回收率的工艺、对于可以较低投资成本提供高效回收率的工艺，及对于可容易地适应或调节以在大范围上改变特定组分回收率的工艺的需要。用于分离这些材料的现有工艺包括基于气体的冷却及致冷、油吸收和冷冻油吸收的工艺。另外，由于能在膨胀并从工艺气体中获取热量的同时产生动力的经济型设备的有效性，低温工艺已经得到普及。根据气源压力、气体的富度(乙烷、乙烯和重烃含量)以及所需最终产品的情况，可以采取这些工艺中的每一种或它们的联合工艺。
低温膨胀工艺对于天然气液体回收来说目前一般是优选的，因为该工艺可提供最大程度的简单性，易于启动，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；4,140,504；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；再公告的美国专利33,408；以及共同待决的申请11/430,412；11/839,693；11/971,491；和12/206,230描述了相关的工艺(虽然本发明的描述在有些情况下是基于与引用的美国专利中所述不同的工艺条件)。
在典型的低温膨胀回收工艺中，在压力下的进料气流通过与其它工艺料流和/或外部致冷源(如丙烷压缩致冷系统)进行热交换而被冷却。随着气体被冷却，液体可以被冷凝，并作为含一些所需的C2+组分的高压液体收集在一个或多个分离器中。根据气体的富度和所形成的液体量的情况，可以使高压液体膨胀到较低的压力并分馏。在液体膨胀期间发生的气化导致料流的进一步冷却。在一些情况下，为了进一步降低源于膨胀的温度，在膨胀之前预冷却高压液体是可取的。包括液体和蒸气的混合物的膨胀料流在蒸馏(脱甲烷装置或脱乙烷装置)塔中被分馏。在塔中，蒸馏膨胀冷却的料流以将残余甲烷、氮及其它挥发性气体作为塔顶蒸气与作为底部液体产品的所需C2组分、C3组分和重烃组分分离，或者将残余甲烷、C2组分、氮及其它挥发性气体作为塔顶蒸气与作为底部液体产品的所需C3组分和重烃组分分离。
如果进料气体没有完全冷凝(一般是没有完全冷凝的)，则可以将从部分冷凝中剩余的蒸气分成两个料流。使一部分蒸气通过做功膨胀机或发动机或膨胀阀达到较低的压力，在所述较低的压力下，由于料流的进一步冷却，更多的液体被冷凝。膨胀后的压力基本上与蒸馏塔的操作压力相同。将由膨胀产生的蒸气-液体合并相作为进料提供给塔。
将蒸气的剩余部分冷却到通过与其它工艺料流(例如冷的分馏塔塔顶馏分)进行热交换而基本上冷凝。一些或所有的高压液体可以在冷却之前与此蒸气部分合并。然后通过适当的膨胀装置(如膨胀阀)将所得到的冷却料流膨胀到脱甲烷装置的操作压力。在膨胀期间，一部分液体将气化，导致总的料流的冷却。然后将快速膨胀的料流作为顶部进料提供给脱甲烷装置。一般地，快速膨胀料流的蒸气部分和脱甲烷装置塔顶蒸气在分馏塔中的上部分离器段中合并作为残余甲烷产品气。或者，可以把冷却并膨胀的料流提供给分离器以提供蒸气和液流。将蒸气与塔顶馏分合并，并将液体作为塔顶部进料提供给塔。
在这种分离工艺的理想操作中，离开工艺的残余气体含有进料气体中基本上所有的甲烷，且基本上没有重烃组分，离开脱甲烷装置的底部馏分含有基本上所有的重烃组分，且基本上没有甲烷或挥发性较大的组分。然而在实践中，因为常规的脱甲烷装置主要作为汽提塔操作，所以并不能达到理想的状况。因此，工艺的甲烷产品通常包括离开塔的顶部分馏级段的蒸气，连同未经受任何精馏步骤的蒸气。C2、C3和C4+组分发生相当大的损失，因为顶部液体进料含有相当量的这些组分和重烃组分，导致蒸气中相应平衡量的C2组分、C3组分、C4组分和重烃组分离开脱甲烷装置的顶部分馏级段。如果能够使上升的蒸气与相当大量能够吸收蒸气中的C2组分、C3组分、C4组分和重烃组分的液体(回流)接触，则可以大大地减少这些所需组分的损失。
近年来，优选的烃分离工艺采用上部吸收装置段以提供上升蒸气的附加精馏。一种对上部精馏段产生回流料流的方法是利用快速膨胀的基本上冷凝的料流来冷却和部分地冷凝塔顶蒸气，然后将受热快速膨胀的料流导至脱甲烷装置的塔中间进料点。将从塔顶蒸气冷凝的液体分离并作为顶部进料提供给脱甲烷装置，同时将未冷凝的蒸气作为残余甲烷产品气体排出。受热的快速膨胀料流仅部分气化，因此含有大量的用作脱甲烷装置的补充回流的液体，然后使得顶部回流进料可精馏离开塔下段的蒸气。美国专利No.4,854,955为此类工艺的一个实例。
发明内容
本发明采用新型装置更有效地实施上述各步骤，并且使用设备的件数较少。这是通过以下方式实现的，将到目前为止单个的设备产品组合到共同的框体当中，从而减少处理厂所需的地块空间并降低设施的投资成本。意外的是，申请人已发现，更紧凑的布置也大大地降低了实现给定回收水平所需的动力消耗，从而提高了工艺效率并降低了设施的操作成本。此外，更紧凑的布置也避免了需要传统工厂设计中用于互连单个设备产品的大部分管道，进一步降低了投资成本，并且还避免了需要相关的法兰管道连接。因为管道法兰是潜在的烃(其为促成了温室气体并且也可能是大气臭氧形成前体的挥发性有机化合物，VOC)泄漏源，避免使用这些法兰能降低破坏环境的大气排放物的潜在危害。
根据本发明已经发现，可以获得超过86％的C2的回收率。类似地，在C2组分并非所需的情况下，可以获得超过99％的C3回收率，同时残余气流中基本上完全排除了C2组分。此外，与现有技术相比，本发明能够以较低的能量需求使甲烷(或C2组分)和轻组分与C2组分(或C3组分)和重组分实现基本上100％的分离，同时保持相同的回收水平。虽然本发明可应用于较低的压力和较暖的温度，但当在要求-50°F[-46℃]或更冷的NGL回收塔塔顶馏分温度的条件下，工艺进料气体在400至1500psia[2,758至10,342kPa(a)]或更高的范围内时是特别有利的。
附图说明
为了更好地理解本发明，参考以下的实施例及附图。参考附图：
图1和2是根据美国专利No.4,854,955的现有技术天然气处理厂的流程图；
图3是根据本发明的天然气处理厂的流程图；以及
图4至6是示出本发明申请对天然气流的替代装置的流程图。
具体实施方式
在下面对上述图形的说明中，提供了对代表性工艺条件计算的流速的汇总表。为了方便起见，在本文中出现的表中，流速值(摩尔/小时)已经四舍五入到最接近的整数。示于表中的总流率包括所有的非烃组分，因此通常大于烃组分料流流速的总和。所指温度是四舍五入到最接近度数的近似值。还应当指出的是，为比较附图中描述的工艺而进行的工艺设计计算是基于这样的假定，即没有从环境到工艺或从工艺到环境的热漏泄。市售隔离材料的质量使这成为非常合理的假设，并且通常是本领域技术人员可以做出的。
为了方便起见，以传统的英式单位和以国际单位制(SI)两者记录工艺参数。表中给出的摩尔流速可以解释为磅摩尔/小时或公斤摩尔/小时。记录为马力(HP)和/或千英国热单位/小时(MBTU/Hr)的能量消耗对应于所述以磅摩尔/小时为单位的摩尔流速。记录为千瓦(kW)的能量消耗对应于所述以千克摩尔/小时为单位的摩尔流速。
现有技术描述
图1是显示采用根据美国专利No.4,854,955的现有技术从天然气中回收C2+组分的处理厂设计的工艺流程图。在这一工艺的模拟中，入口气体作为料流31在110℃[43℃]和915psia[6,307kPa(a)]下进入工厂。如果入口气体含有一定浓度的妨碍产品流符合规格的含硫化合物，则通过对进料气体进行适当的预处理(未示出)移除含硫化合物。此外，通常对进料流进行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。
进料流31被分流成料流32和33两个部分。料流32在热交换器10中通过与冷的残余气流42a进行热交换被冷却到-34℃[-37℃]，同时料流33在热交换器11中通过与52℃[11℃]的脱甲烷装置再沸器液体(料流45)和-49℃[-45℃]的塔侧再沸器液体(料流44)进行热交换被冷却到-13℃[-25℃]。料流32a和33a再合并形成料流31a其在-28℃[-33℃]和893psia[6,155kPa(a)]下进入分离器12，蒸气(料流34)在该处与冷凝液(料流35)分离。
来自分离器12的蒸气(料流34)被分流成料流36和39两个料流。含约27％的总蒸气的料流36与分离器液体(料流35)合并，合并的料流38以与冷的残余气流42呈热交换关系的方式通过热交换器13，在该处被冷却到基本上冷凝。然后通过膨胀阀14将所得到的-135℃[-93℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到略高于分馏塔18的操作压力(大约396psia[2,730kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流气化，导致总的料流的冷却。在图1示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-138℃[-94℃]的温度，然后进入热交换器20。在热交换器20中，快速膨胀的料流被加热且部分气化，这时它对塔顶料流41提供冷却和部分冷凝，此后-139℃[-95℃]的受热料流38c在上部塔中间进料点提供给分馏塔18(注意：料流38b/38c的温度随着其被加热而略微下降，这是由于通过热交换器20的压降以及所产生的包含在料流中的一些液态甲烷的气化所致)。
来自分离器12(料流39)的剩余73％蒸气进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15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39a冷却到大约-95℃[-71℃]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80-85％。取得的功往往用于驱动离心压缩机(如装置16)，所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的残余气流(料流42b)。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料在下部塔中间进料点提供给分馏塔18。
塔顶蒸气(料流41)从脱甲烷装置18的顶部被抽出，并在热交换器20中通过与快速膨胀的基本上冷凝的料流38b的热交换(如先前所述)而从-136℃[-93℃]冷却至-138℃[-94℃]且部分冷凝(料流41a)。将回流分离器21中的操作压力391psia[2,696kPa(a)])维持在略低于脱甲烷装置18的操作压力。这提供了致使塔顶蒸气流41流过热交换器20，并从此流入回流分离器21的驱动力，其中冷凝液(料流43)与未冷凝的蒸气(料流42)分离。来自回流分离器21的液流43由泵22泵到略高于脱甲烷装置18的操作压力的压力，然后将料流43a作为冷的塔顶部进料(回流)提供给脱甲烷装置18。这种冷液体回流吸收并冷凝上升通过脱甲烷装置18的吸收段18a的上部区域的蒸气中的C2组分、C3组分和重组分。
塔18中的脱甲烷装置为常规的蒸馏塔，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。如同通常在天然气处理厂中的情况，脱甲烷装置塔可以由两段构成：上部吸收(精馏)段18a，其包括塔板和/或填料，以提供向上升的膨胀料流39a的蒸气部分与向下降的冷液体之间的必要接触，从而冷凝并吸收C2组分、C3组分和重组分；和下部汽提(脱甲烷)段18b，其包括塔板和/或填料，以提供向下降的冷液体与向上升的蒸气之间的必要接触。脱甲烷段18b还包括再沸器(如先前描述的再沸器和塔侧再沸器)，其加热沿塔向下流动的液体的一部分并将其气化以提供汽提蒸气，所述汽提蒸气沿塔向上流动以汽提甲烷和轻组分的液体产品(料流46)。根据在底部产物中甲烷与乙烷的质量比为0.010∶1的典型规范，液体产品料流46在77℃[25℃]下离开塔底
来自回流分离器21的蒸气流42为冷的残余气流。其与进来的进料气流逆流地通过热交换器13，在该处被加热到-54℃[-48℃](料流42a)，以及通过热交换器10，在该处被加热到98℃[37℃](料流42b)，这时其如先前所述提供冷却。然后分两个阶段再压缩残余气体。第一阶段由膨胀机15驱动压缩机16。第二阶段由补充动力源驱动压缩机23，所述压缩机23将残余气体(料流42d)压缩到销售管线压力。在排放冷却器24中冷却到110℃[43℃]后，残余气流42e在足以满足管线要求(通常大概为入口压力)的915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
下表中给出图1所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总：
表I
(图1)
料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
Figure BDA0000117885760000081
回收率＊
乙烷    84.99％
丙烷    97.74％
丁烷+   99.83％
功率
残余气体压缩    5,505HP        [9,050KW]
＊(基于未四舍五入的流速)
图2是工艺流程图，表示其中图1处理厂的设计可适应于在较低的C2组分回收水平下操作的一种方式。当天然气和液态烃的相对值发生变化并从而导致C2组分的回收率有时显得不经济时，这是一般的要求。图2的工艺已经应用于与先前针对图1所述的相同进料气体组分和条件。然而，在图2的工艺的模拟中，已将工艺操作条件调整为排除进入残余气体的几乎所有C2组分，而不是在来自分馏塔的底部液体产品中对其进行回收。
在该工艺的模拟中，入口气体在110°F[43℃]和915psia[6,307kPa(a)]下作为料流31进入装置，并在热交换器10中通过与冷却的残余气流42a进行热交换被冷却。冷却的料流31a在15°F[-9℃]和900psia[6,203kPa(a)]下进入分离器12，蒸气(料流34)在该处与冷凝液(料流35)分离。
来自分离器12的蒸气(料流34)被分流成料流36和39两个料流。含约28％总蒸气的料流36与分离器液体(料流35)合并，合并的料流38以与冷的残余气流42呈热交换关系的方式通过热交换器13，在该处被冷却到基本上冷凝。然后通过膨胀阀14将所得到的-114℃[-81℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到略高于分馏塔18的操作压力(大约400psia[2,758kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流气化，导致总料流的冷却。在图2示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-137℃[-94℃]的温度，然后进入热交换器20。在热交换器20中，快速膨胀的料流被加热且部分气化，这时它对塔顶料流41提供冷却和部分冷凝，此后-107°F[-77℃]的受热料流38c在上部塔中间进料点提供给分馏塔18。
来自分离器12的剩余72％蒸气(料流39)进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15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39a冷却到大约-58°F[-50℃]的温度，然后其作为进料在下部塔中间进料点提供给分馏塔18。
塔顶蒸气(料流41)从脱乙烷装置18的顶部被抽出，并在热交换器20中通过与快速膨胀的基本上冷凝的料流38b进行热交换(如先前所述)而从-102°F[-74℃]冷却至-117°F[-83℃]且部分冷凝(料流41a)。部分冷凝的料流41a进入在395psia[2,723kPa(a)]下操作的回流分离器21，冷凝液(料流43)在该处与未冷凝的蒸气(料流42)分离。来自回流分离器21的液流43由泵22泵到略高于脱乙烷装置18的操作压力的压力，然后将料流43a作为冷的塔顶部进料(回流)提供给脱乙烷装置18。
根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.050∶1的典型规范，液体产品料流46在223℃[106℃]下离开塔底。冷残余气体(来自回流分离器21的蒸气流42)与逆流地通入热交换器13中的进来的进料气体，在该处被加热到-25℃[-31℃](料流42a)，以及在热交换器10被加热到105℃[41℃](料流42b)，这时其如先前所述提供冷却。然后分两个阶段再压缩残余气体，即由膨胀机15驱动压缩机16以及由补充动力源驱动压缩机23。当料流42d在排放冷却器24中冷却到110℃[43℃]后，残余气体产品(料流42e)在915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
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)
料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
Figure BDA0000117885760000101
Figure BDA0000117885760000111
回收率＊
丙烷    99.50％
丁烷+   100.00％
功率
残余气体压缩    5,595HP    [[9,198kW]
＊(基于未四舍五入的流速)
发明描述
实施例1
图3示出根据本发明工艺的流程图。在图3给出的工艺中所考虑的进料气体组成及条件与图1中的相同。因此，可以将图3工艺与图1工艺进行比较以说明本发明的优点。
在图3工艺的模拟中，入口气体作为料流31进入所述装置并被分流成料流32和33两个部分。第一部分为料流32，进入工艺设备118内部的进料冷却段118a的上部区域中的热交换装置。这一热交换装置可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通道的料流32与从工艺设备118内部的精馏段118b中上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，所述蒸馏蒸气流已经在进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置中被加热。料流32在进一步加热蒸馏蒸气流的同时被冷却，料流32a以-29℃[-34℃]离开所述热交换装置。
第二部分为料流33，进入工艺设备118内部的汽提段118d中的传热及传质装置。这一传热及传质装置也可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置传热及传质装置以提供流过所述传热及传质装置的一个通道的料流33与从汽提段118d中的传热及传质装置上方的吸收装置向下流动的蒸馏液流之间的热交换，使得料流33冷却，同时加热蒸馏液流，在其离开传热及传质装置之前将料流33a冷却到-10℃[-23℃]。随着蒸馏液流被加热，其一部分气化形成汽提蒸气，所述汽提蒸气随着剩余液体继续向下流动通过传热及传质装置而向上升。传热及传质装置提供汽提蒸气与蒸馏液流之间的连续接触，因此它也起到提供蒸气相与液相之间的传质的作用，从而汽提甲烷及轻组分的液体产品料流46。
料流32a和33a再合并形成料流31a，其在-23°F[-31℃]和900psia[6,203kPa(a)]下进入工艺设备118内部的分离器段118e，于是蒸气(料流34)与冷凝液(料流35)分离。分离器段118e具有内部头件或其它装置以将其与汽提段118d分开，使得工艺设备118内的两个段可以在不同的压力下操作。
来自分离器段118e的蒸气(料流34)被分流成36和39两个料流。含约29％总蒸气的料流36与分离的液体(料流35，经由料流37)合并，合并的料流38进入工艺设备118内的进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置。这一热交换装置同样可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通道的料流38与从工艺设备118内的精馏段118b上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，使得料流38在加热蒸馏蒸气流的同时被冷却到基本上冷凝。
然后通过膨胀阀14将所得到的-135℃[-93℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到略高于工艺设备118内的精馏段118b和吸收段118c(吸收装置)的操作压力(大约388psia[2,675kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流可能会气化，导致总料流的冷却。在图3示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-139°F[-95℃]的温度，然后其被导至精馏段118b内的传热及传质装置中。这一传热及传质装置也可包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置传热及传质装置以提供向上流过所述传热及传质装置的一个通道从吸收段118c中上升的蒸馏蒸气流与向下流动的膨胀料流38b之间的热交换，使得蒸馏蒸气被冷却，同时加热膨胀的料流。当蒸馏蒸气流冷却时，其一部分被冷凝并向下降，同时剩余的蒸馏蒸气继续向上流过传热及传质装置。所述传热及传质装置提供冷凝液与蒸馏蒸气之间的持续接触，使得其也起到提供蒸气相与液相之间的传质的作用，从而提供蒸馏蒸气的精馏。从传热及传质装置的底部收集冷凝液并导至吸收段118c。
快速膨胀的料流38b在其对蒸馏蒸气流提供冷却和部分冷凝时被部分气化，并以-140°F[-96℃]离开精馏段118b中的传热及传质装置(注意：料流38b的温度随着其被加热而略微下降，这是由于通过传热及传质装置的压降以及所产生的包含在料流中的一些液态甲烷的气化所致)。受热快速膨胀的料流被分离成其相应的蒸气相和液相，蒸气相与从吸收段118c中上升的蒸气合并，以形成进入精馏段118b中的传热及传质装置的蒸馏蒸气流，如先前所述。液相被导至吸收段118c的上部区域，以与从精馏段118b中的蒸馏蒸气流冷凝的液体结合。
来自分离器段118e的剩余71％蒸气(料流39)进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15将蒸气基本上等熵地膨胀到吸收段118c的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流39a冷却到大约-93°F[-70℃]的温度。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料提供给工艺设备118内的吸收段118c的下部区域，与提供给吸收段118c的上部区域的液体接触。
吸收段118c和汽提段118d各包括由以下组成的吸收装置：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。吸收段118c和汽提段118d中的塔板和/或填料提供向上升的蒸气与向下降的冷液体之间的必要接触。膨胀料流39a的液体部分与从吸收段118c中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入到汽提段118d当中。从汽提段118d中上升的蒸气与膨胀料流39a的蒸气部分合并，并上升通过吸收段118c以与向下降的冷液体接触，从而从这些蒸气中冷凝并吸收大部分的C2组分、C3组分和重组分。从吸收段118c中上升的蒸气与受热膨胀料流38b的蒸气部分合并，并上升通过精馏段118b而被冷却和精馏，从而移除这些蒸气中剩余的大部分C2组分、C3组分和重组分，如先前所述。受热膨胀的料流38b的液体部分与从精馏段118b中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入到吸收段118c当中。
从工艺设备118内的汽提段118d中的传热及传质装置中向下流动的蒸馏液已经被汽提了甲烷和轻组分。所得到的液体产品(料流46)离开汽提段118d的下部区域，并以73°F[23℃]离开工艺设备118。从精馏段118b中上升的蒸馏蒸气流在进料冷却段118a中升温，这时它对料流32和38提供冷却，如先前所述，并且所得到的残余气流42以99°F[37℃]离开工艺设备118。然后分两个阶段再压缩残余气流，即由膨胀机15驱动压缩机16，和由补充动力源驱动压缩机23。当料流42b在排放冷却器24中冷却到110°F[43℃]后，残余气体产品(料流42c)在915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
下表中给出图3所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总：
表III
(图3)
料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
回收率＊
乙烷    86.66％
丙烷    98.01％
丁烷+   99.81％
功率
残余气体压缩    5,299HP    [[8,711kW]
＊(基于未四舍五入的流速)
表I和III的比较显示，与现有技术相比，本发明将乙烷的回收率从84.99％提高至86.66％并将丙烷的回收率从97.74％提高至98.01％，并且保持了基本上相同的丁烷+回收率(99.81％对现有技术的99.83％)。表I和表III的比较进一步显示，实现产品收率所使用的动力比现有技术大为减少。就回收效率(定义为每单位动力回收的乙烷量)而言，本发明相当于比现有技术的图1工艺的改进超过近6％。
由本发明提供的较现有技术的图1工艺的回收效率的改进主要是由于三个因素。首先，热交换装置在工艺设备118内部的进料冷却段118a和精馏段118b中的紧凑布置消除了由见于常规处理厂中的互联管道所施加的压降。结果是，流至压缩机16的残余气体相比现有技术而言处于较高的压力下，使得进入压缩机24的残余气体处于显著较高的压力下，从而减少了本发明将残余气体恢复到管道压力所需的动力。
第二，在汽提段118d中使用传热及传质装置同时地加热离开汽提段118d中的吸收段的蒸馏液，同时使所得到的蒸气能接触液体并汽提其挥发性组分，这比使用带有外部再沸器的常规蒸馏塔更有效率。挥发性组分被连续地从液体中汽提出来，更快地减少了挥发性组分在汽提蒸气中的浓度，从而提高了本发明的汽提效率。
第三，使用精馏段118b中的传热及传质装置同时地冷却从吸收段118c中上升的蒸馏蒸气流，同时冷凝蒸馏蒸气流中的重烃组分，这提供了比在常规蒸馏塔中使用回流更有效的精馏。结果相比图1工艺的现有技术而言，使用可在膨胀料流38b中得到的致冷可以从蒸馏蒸气流中移除更多的C2组分、C3组分和重烃组分。
与现有技术相比，本发明除了提高工艺效率之外还提供两个其它的优点。首先，本发明工艺设备118的紧凑布置用单一的设备产品(图3中的工艺设备118)代替现有技术中的八个单独的设备产品(图1中的热交换器10、11、13和20；分离器12；回流分离器21；回流泵22；以及分馏塔18)。这样减少了地块空间要求且排除了互连管道，并且避免了回流泵的动力消耗，与现有技术相比减少了处理厂利用本发明的投资成本和操作成本。第二，排除互连管道意味着利用本发明的处理厂具有的法兰连接远少于现有技术，减少了工厂中潜在的泄漏源数目。烃是挥发性有机化合物(VOC)，其中一些被列为温室气体，其中一些可能是形成大气臭氧的前体，这意味着本发明可以减少能破坏环境的大气排放物的潜在危害。
实施例2
在其中必须减少液体产品中C2组分回收水平的情况下(例如，正如先前描述的图2现有技术工艺)，本发明提供了比图2所示现有技术工艺更显著的效率优势。图3工艺的操作条件可按图4所示进行变化，以将本发明液体产品中的乙烷含量降低到与图2现有技术工艺的相同水平。在图4给出的工艺中所考虑的进料气体组成及条件与图2中的相同。因此，可以将图4工艺与图2工艺进行比较以进一步说明本发明的优点。
在图4工艺的模拟中，入口气体料流31进入工艺设备118内部的进料冷却段118a的上部区域中的热交换装置中。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通道的料流31与从工艺设备118内部的精馏段118b中上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，所述蒸馏蒸气流已经在进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置中被加热。冷却料流31，同时进一步加热蒸馏蒸气流，料流31a离开热交换装置并此后在15℃[-9℃]和900psia[6,203kPa(a)]下进入工艺设备118内的分离器段118e，然后蒸气(料流34)与冷凝液(料流35)分离。
来自分离器段118e的蒸气(料流34)被分流成36和39两个料流。含约28％总蒸气的料流36与分离的液体(料流35，经由料流37)合并，合并的料流38进入工艺设备118内的进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置。配置热交换装置以提供流过所述热交换装置的一个通道的料流38与从工艺设备118内的精馏段118b上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，使得料流38在加热蒸馏蒸气流的同时被冷却到基本上冷凝。
然后通过膨胀阀14将所得到的-114℃[-81℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到略高于工艺设备118内的精馏段118b和吸收段118c的操作压力(大约393psia[2,710kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流可能会气化，导致总料流的冷却。在图4示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-138℃[-94℃]的温度，然后其被导至精馏段118b内的传热及传质装置中。配置传热及传质装置以提供向上流过所述传热及传质装置的一个通道从吸收段118c中上升的蒸馏蒸气流与向下流动的膨胀料流38b之间的热交换，使得蒸馏蒸气被冷却，同时加热膨胀的料流。当蒸馏蒸气流冷却时，其一部分被冷凝并向下降，同时剩余的蒸馏蒸气继续向上流过传热及传质装置。所述传热及传质装置提供冷凝液与蒸馏蒸气之间的持续接触，使得其也起到提供蒸气相与液相之间的传质的作用，从而提供蒸馏蒸气的精馏。从传热及传质装置的底部收集冷凝液并导至吸收段118c。
快速膨胀的料流38b部分气化，这时其对蒸馏蒸气流提供冷却和部分冷凝，然后以-104℃[-75℃]离开精馏段118b中的传热及传质装置，并被分离成其相应的蒸气相和液相。蒸气相与从吸收段118c中上升的蒸气合并，以形成进入精馏段118b中的传热及传质装置的蒸馏蒸气流，如先前所述。液相被导至吸收段118c的上部区域，以与从精馏段118b中的蒸馏蒸气流冷凝的液体结合。
来自分离器段118e的剩余72％蒸气(料流39)进入做功膨胀机15，在其中由这部分高压进料获得机械能。机器15将蒸气基本上等熵地膨胀到吸收段118c的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流39a冷却到大约-60℃[-51℃]的温度。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料提供给工艺设备118内的吸收段118c的下部区域，与提供给吸收段118c的上部区域的液体接触。
吸收段118c和汽提段118d各包括吸收装置。汽提段118d还包括位于其吸收装置下方的传热及传质装置，配置所述传热及传质装置以提供流过所述传热及传质装置的一个通道的加热介质与从吸收装置向下流动的蒸馏液流之间的热交换，使得蒸馏液流被加热。随着蒸馏液流被加热，其一部分气化形成汽提蒸气，所述汽提蒸气随着剩余液体继续向下流动通过传热及传质装置而向上升。传热及传质装置提供汽提蒸气与蒸馏液流之间的连续接触，因此它也起到提供蒸气相与液相之间的传质的作用，汽提甲烷、C2组分及轻组分的液体产品料流46。所得到的液体产品(料流46)离开汽提段118d的下部区域，并以221°F[105℃]离开工艺设备118。
从精馏段118b中上升的蒸馏蒸气流在进料冷却段118a中升温，这时它对料流31和38提供冷却，如先前所述，并且所得到的残余气流42以106℃[41℃]离开工艺设备118。然后分两个阶段再压缩残余气流，即由膨胀机15驱动压缩机16，和由补充动力源驱动压缩机23。当料流42b在排放冷却器24中冷却到110℃[43℃]后，残余气体产品(料流42c)在915psia[6,307kPa(a)]下流至销售气管道。
下表中给出图4所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总：
表IV
(图4)
料流流量汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
Figure BDA0000117885760000191
回收率＊
丙烷     99.50％
丁烷+    100.00％
功率
残余气体压缩     5,384HP    [[8,851kW]
＊(基于未四舍五入的流速)
表II和IV的比较显示，本发明保持了与现有技术基本上相同的回收率。然而，表II和IV的进一步比较显示，实现产品收率所使用的动力比现有技术大为减少。就回收效率(定义为每单位动力回收的丙烷量)而言，本发明相当于比现有技术的图2工艺的改进超过近4％。
本发明的图4实施方案例提供了与图3实施方案中的工艺设备118的紧凑布置有关的相同优点。本发明的图4实施方案用单一的设备产品(图4中的工艺设备118)代替现有技术中的七个单独的设备产品(图2中的热交换器10、13和20；分离器12；回流分离器21；回流泵22；以及分馏塔18)。这样减少了地块空间要求，排除了互连管道，并且避免了回流泵的动力消耗，与现有技术相比减少了处理厂利用本发明实施方案的投资成本和操作成本，同时降低了可能破坏环境的环境排放的可能性。
其它实施方案
一些情况下可能倾向于通过液流40直接对汽提段118d提供液流35，如图3至6所示。在这种情况下，使用适当的膨胀装置(如膨胀阀17)将液体膨胀到汽提段118d的操作压力，将所得到的膨胀液流40a作为进料提供给吸收装置上方、传热及传质装置上方的汽提段118d或提供给此类进料点(如虚线所示)。一些情况下可能倾向于使液流35(料流37)的一部分与料流36中的蒸气合并以形成合并的料流38，并通过料流40/40a将液流35的剩余部分送往汽提段118d。一些情况下可能倾向于使膨胀液流40a与膨胀料流39a合并，此后将合并的料流作为单一进料提供给吸收段118c的下部区域。
一些情况下可能倾向于使用冷却的第二部分(图3和5中的料流33a)来代替蒸气流34的第一部分(料流36)，以形成料流38，所述料流38流至进料冷却段118a的下部区域中的热交换装置。在这种情况下，只有冷却的第一部分(料流32a)被提供至分离器段118e(图3)或分离器12(图5)，并且所有所得到的蒸气流34被提供至做功膨胀机15。
在一些情况下，可能有利的是使用外部分离器容器来分离冷却的进料流31a，而不是包括工艺设备118中的分离器段118e。如图5和6所示，可使用分离器12将冷却的进料流31a分离成蒸气流34和液流35。
根据进料气体中的重烃量和进料气体压力的情况，进入图3和4中的分离器段118e或图5和6中的分离器12的冷却的进料流31a可能不含有任何液体(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，在料流35和37中没有液体(如虚线所示)，因此只有料流36中来自分离器段118e的蒸气(图3和4)或料流36中来自分离器12的蒸气(图5和6)流至料流38，成为提供给精馏段118b中的传热及传质装置的膨胀的基本上冷凝的料流38b。在这种情况下，可以不需要工艺设备118中的分离器段118e(图3和4)或分离器12(图5和6)。
进料气体条件、工厂规模、现有的设备或其它因素可表明，不用做功膨胀机15或用替代的膨胀装置(如膨胀阀)进行替换是可行的。虽然是在特定的膨胀装置中描述了单独的料流膨胀，但在适当情况下可使用替代的膨胀装置。例如，条件可许可进料流的基本上冷凝的部分(料流38a)的做功膨胀。
根据本发明，可以采取利用外部致冷来补充可由蒸馏蒸气和液流得到的对入口气体的冷却，特别是在富入口气体的情况下。在这种情况下，传热及传质装置可包括在分离器段118e中(或收集装置中，在当冷却的进料流31a不含有液体的情况下)，如图3和4中的虚线所示，或者传热及传质装置可包括在分离器12中，如图5和6中的虚线所示。这一传热及传质装置可以包括叶片加管型热交换器、板式热交换器、钎焊铝型热交换器或其它类型的传热装置，包括多通道和/或多操作热交换器。配置传热及传质装置，用以提供流过所述传热及传质装置的一个通道的冷冻料流(例如，丙烷)与向上流动的料流31a的蒸气部分之间的热交换，使得致冷剂进一步地冷却蒸气并冷凝更多的液体，这些液体向下降以成为在料流35中移除的部分液体。或者，在料流31a进入分离器段118e(图3和4)或分离器12(图5和6)之前，可以使用常规的气体冷却器，用致冷剂冷却料流32a、料流33a和/或料流31a。
根据进料气体的温度和富度以及液体产品料流46中要回收的C2组分量的情况，由料流33可能得不到足够的加热以使离开汽提段118d的液体满足产品规范。在这种情况下，汽提段118d中的传热及传质装置可以包括供给，以用加热介质提供补充加热，如图3和5中的虚线所示。或者，汽提段118d的下部区域中可以包括另外的传热及传质装置，用于提供补充加热，或者可以在将料流33提供给汽提段118d中的传热及传质装置之前用加热介质对其进行加热。
根据选择用于进料冷却段118a的上部和下部区域中的热交换装置的传热装置类型情况，有可能将这些热交换装置组合在单个多通道和/或多操作传热装置中。在这种情况下，为了完成所需的冷却和加热，多通道和/或多操作传热装置将包括用于分配、分离和收集料流32、料流38和蒸馏蒸气流的适当装置。同样，选择用于精馏段118b中的传热及传质装置的传热及传质装置类型可允许使其与进料冷却段118a的下部区域的热交换装置(并也有可能与进料冷却段118a的上部区域中的热交换装置)组合在单个多通道和/或多操作传热及传质装置中。在这种情况下，为了完成所需的冷却和加热，多通道和/或多操作传热及传质装置将包括用于分配、分离和收集料流38、料流38b和蒸馏蒸气流(以及任选的料流32)的适当装置。
一些情况下可能倾向于不在汽提段118d的上部区域中提供吸收装置。在这种情况下，从吸收段118c的下部区域中收集蒸馏液流，并导至汽提段118d中的传热及传质装置。
本发明图3和5的实施方案的次优选的选择是提供用于冷却的第一部分31a的分离器容器和用于冷却的第二部分32a的分离器容器，合并在其中分离的蒸气流以形成蒸气流34，并合并在其中分离的液流以形成液流35。本发明的另一次优选的选择是在进料冷却段118a内的单独热交换装置中冷却料流37(而不是将料流37与料流36合并以形成合并的料流38)，在单独的膨胀装置中膨胀冷却的料流，并将膨胀的料流提供给精馏段118b中的传热及传质装置或提供给吸收段118c的上部区域。
要认识到，见于分开的蒸气进料的各支流的进料的相对量取决于若干因素，包括气体压力、进料气体组成、能够从进料中经济地提取的热的量以及可得到的马力量。在吸收段118c上方更多的进料可提高回收率，同时减少从膨胀器中回收的动力，从而增加了再压缩的马力要求。增加吸收段118c下面的进料降低了马力消耗，但是也可降低产品回收率。
按工艺操作所需的动力消耗指标量而言，本发明提供改进的C2组分、C3组分和重烃组分或C3组分和重烃组分的回收。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再压缩的功率要求降低、外部致冷的功率要求降低、补充加热的能量要求降低、塔再沸的功率要求降低或它们的组合。
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。

Claims (44)

1.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)冷却所述第一部分；
(3)冷却所述第二部分；
(4)将所述冷却的第一部分与所述冷却的第二部分合并以形成冷却的气流；
(5)将所述冷却的气流分流成第一和第二料流；
(6)冷却所述第一料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(7)加热所述膨胀冷却的第一料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(8)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置在工艺设备中的吸收装置；
(9)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(10)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(11)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(7)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(12)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(13)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(2)和(6)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(14)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却；而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；以及
(15)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
2.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)冷却所述第一部分；
(3)冷却所述第二部分；
(4)将所述冷却的第一部分与所述冷却的第二部分合并以形成部分冷凝的气流；
(5)将所述部分冷凝的气流提供给分离装置并在其中进行分离，从而得到蒸气流和至少一液流；
(6)将所述蒸气流分流成第一和第二料流；
(7)冷却所述第一料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(8)加热所述膨胀冷却的第一料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(9)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置于工艺设备中的吸收装置；
(10)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(11)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(12)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(8)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(13)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(14)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(2)和(7)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(15)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却；而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(16)将所述至少一液流的至少一部分膨胀到所述较低的压力，并作为进料提供给位于所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方的所述工艺设备；以及
(17)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
3.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)冷却所述第一部分；
(3)冷却所述第二部分；
(4)将所述冷却的第一部分与所述冷却的第二部分合并以形成部分冷凝的气流；
(5)将所述部分冷凝的气流提供给分离装置并在其中进行分离，从而得到蒸气流和至少一液流；
(6)将所述蒸气流分流成第一和第二料流；
(7)将所述第一料流与所述至少一液流的至少一部分合并以形成合并的料流；
(8)冷却所述合并的料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(9)加热所述膨胀冷却的合并料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(10)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置于工艺设备中的吸收装置；
(11)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(12)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(13)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(9)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(14)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(15)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(2)和(8)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(16)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却；而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(17)将所述至少一液流的任何剩余部分膨胀到所述较低的压力，并作为进料提供给位于所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方的所述工艺设备；以及
(18)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
4.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)冷却所述气流；
(2)将所述冷却的气流分流成第一和第二料流；
(3)冷却所述第一料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(4)加热所述膨胀冷却的第一料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(5)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置于工艺设备中的吸收装置；
(6)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(7)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(8)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(4)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(9)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(10)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(1)和(3)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(11)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；以及
(12)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
5.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)充分地冷却所述气流以部分地将其冷凝；
(2)将所述部分冷凝的气流提供给分离装置并在其中进行分离，从而得到蒸气流和至少一液流；
(3)将所述蒸气流分流成第一和第二料流；
(4)冷却所述第一料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(5)加热所述膨胀冷却的第一料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(6)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置于工艺设备中的吸收装置；
(7)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(8)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(9)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(5)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(10)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(11)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(1)和(4)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(12)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(13)将所述至少一液流的至少一部分膨胀到所述较低的压力，并作为进料提供给位于所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方的所述工艺设备；以及
(14)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
6.一种将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的工艺，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，其中
(1)充分地冷却所述气流以部分地将其冷凝；
(2)将所述部分冷凝的气流提供给分离装置并在其中进行分离，从而得到蒸气流和至少一液流；
(3)将所述蒸气流分流成第一和第二料流；
(4)将所述第一料流与所述至少一液流的至少一部分合并以形成合并的料流；
(5)冷却所述合并的料流以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到较低的压力，由此将其进一步冷却；
(6)加热所述膨胀冷却的合并料流，并此后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(7)将所述液体馏分作为第一顶部进料提供给设置于工艺设备中的吸收装置；
(8)将所述第二料流膨胀到所述较低的压力，并作为底部进料提供给所述吸收装置；
(9)从所述吸收装置的上部区域中收集第一蒸馏蒸气流，并与所述蒸气馏分合并以形成合并的蒸气流；
(10)在设置于所述工艺设备中的第一传热及传质装置中冷却所述合并的蒸气流，从而提供步骤(6)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(11)将所述冷凝的料流作为第二顶部进料提供给所述吸收装置；
(12)在设置于所述工艺设备中的一个或多个热交换装置中加热所述第二蒸馏蒸气流，从而提供步骤(1)和(5)中的至少一部分冷却，并此后将所述受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(13)从所述吸收装置的下部区域中收集蒸馏液流，并在设置于所述工艺设备中的第二传热及传质装置中进行加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(14)将所述至少一液流的任何剩余部分膨胀到所述较低的压力，并作为进料提供给位于所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方的所述工艺设备；以及
(15)使对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
7.根据权利要求2所述的工艺，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
8.根据权利要求3所述的工艺，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
9.根据权利要求5所述的工艺，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
10.根据权利要求6所述的工艺，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
11.根据权利要求1所述的工艺，其中
(1)在所述工艺设备中设置收集装置；
(2)所述收集装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(3)将所述冷却的气流提供给所述收集装置并导至所述另外的传热及传质装置，以通过所述外部致冷介质进一步冷却；以及
(4)将所述进一步冷却的气流分流成所述第一和第二料流。
12.根据权利要求4所述的工艺，其中
(1)在所述工艺设备中设置收集装置；
(2)所述收集装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(3)将所述冷却的气流提供给所述收集装置并导至所述另外的传热及传质装置，以通过所述外部致冷介质进一步冷却；以及
(4)将所述进一步冷却的气流分流成所述第一和第二料流。
13.根据权利要求2、3、7或8所述的工艺，其中
(1)所述分离装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置，以通过所述外部致冷介质进行冷却以形成另外的冷凝物；以及
(3)所述另外的冷凝物成为在其中分离的所述至少一液流的一部分。
14.根据权利要求5、6、9或10所述的工艺，其中
(1)所述分离装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置，以通过所述外部致冷介质进行冷却以形成另外的冷凝物；以及
(3)所述另外的冷凝物成为在其中分离的所述至少一液流的一部分。
15.根据权利要求1、2、3、7、8或11所述的工艺，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置的上方；
(2)配置所述另外的吸收装置，用以提供来自所述吸收装置的所述蒸馏液流与来自所述第二传热及传质装置的所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)将所述第三蒸馏蒸气流提供给所述吸收装置的所述下部区域；以及
(4)将所述部分汽提的蒸馏液流提供给所述第二传热及传质装置以进行加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
16.根据权利要求4、5、6、9、10或12所述的工艺，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置的上方；
(2)配置所述另外的吸收装置，用以提供来自所述吸收装置的所述蒸馏液流与来自所述第二传热及传质装置的所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)将所述第三蒸馏蒸气流提供给所述吸收装置的所述下部区域；以及
(4)将所述部分汽提的蒸馏液流提供给所述第二传热及传质装置以进行加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
17.根据权利要求13所述的工艺，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置的上方；
(2)配置所述另外的吸收装置，用以提供来自所述吸收装置的所述蒸馏液流与来自所述第二传热及传质装置的所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)将所述第三蒸馏蒸气流提供给所述吸收装置的所述下部区域；以及
(4)将所述部分汽提的蒸馏液流提供给所述第二传热及传质装置以进行加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
18.根据权利要求14所述的工艺，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置的上方；
(2)配置所述另外的吸收装置，以提供来自所述吸收装置的所述蒸馏液流与来自所述第二传热及传质装置的所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而产生第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)将所述第三蒸馏蒸气流提供给所述吸收装置的所述下部区域；以及
(4)将所述部分汽提的蒸馏液流提供给所述第二传热及传质装置以进行加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
19.根据权利要求1、2、3、7、8或11所述的工艺，其中所述第二传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
20.根据权利要求13所述的工艺，其中所述第二传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
21.根据权利要求15所述的工艺，其中所述第二传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
22.根据权利要求17所述的工艺，其中所述第二传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
23.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一分流装置，其将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)第一热交换装置，其设置在工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第一部分并将其冷却；
(3)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第二部分并将其冷却；
(4)第一联合装置，其连接于所述第一热交换装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述冷却的第一部分和所述冷却的第二部分并形成冷却的气流；
(5)第二分流装置，其连接于所述第一联合装置以接收所述冷却的气流，并将其分流成第一和第二料流；
(6)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二分流装置，以接收所述第一料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(7)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的第一料流并将其膨胀到较低的压力；
(8)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的第一料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的第一料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(9)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(10)第二膨胀装置，其连接于所述第二分流装置以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(11)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(12)第二联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第二传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(13)所述第二传热及传质装置进一步连接于所述第二联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(8)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(14)所述吸收装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(15)所述第二热交换装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(6)中的至少一部分冷却；
(16)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(2)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(17)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(18)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却，而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；和
(19)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
24.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一分流装置，其将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)第一热交换装置，其设置在工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第一部分并将其冷却；
(3)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第二部分并将其冷却；
(4)第一联合装置，其连接于所述第一热交换装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述冷却的第一部分和所述冷却的第二部分并形成部分冷凝的气流；
(5)分离装置，其连接于所述第一联合装置，以接收所述部分冷凝的气流并将其分离成蒸气流和至少一液流；
(6)第二分流装置，其连接于所述分离装置以接收所述蒸气流，并将其分流成第一和第二料流；
(7)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二分流装置，以接收所述第一料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(8)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的第一料流并将其膨胀到较低的压力；
(9)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的第一料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的第一料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(10)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(11)第二膨胀装置，其连接于所述第二分流装置以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(12)第三膨胀装置，其连接于所述分离装置，以接收所述至少一液流的至少一部分并将其膨胀到所述较低的压力，所述第三膨胀装置进一步连接于所述工艺设备，以提供所述膨胀的液流作为在所述吸收装置的下方且在所述第一传热及传质装置上方对其的进料；
(13)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(14)第二联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第二传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(15)所述第二传热及传质装置进一步连接于所述第二联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(9)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(16)所述吸收装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(17)所述第二热交换装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(7)中的至少一部分冷却；
(18)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(2)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(19)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(20)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却，而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；和
(21)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
25.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一分流装置，其将所述气流分流成第一和第二部分；
(2)第一热交换装置，其设置在工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第一部分并将其冷却；
(3)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一分流装置，以接收所述第二部分并将其冷却；
(4)第一联合装置，其连接于所述第一热交换装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述冷却的第一部分和所述冷却的第二部分并形成部分冷凝的气流；
(5)分离装置，其连接于所述第一联合装置，以接收所述部分冷凝的气流并将其分离成蒸气流和至少一液流；
(6)第二分流装置，其连接于所述分离装置以接收所述蒸气流，并将其分流成第一和第二料流；
(7)第二联合装置，其连接于所述第二分流装置和所述分离装置，以接收所述第一料流和所述至少一液流的至少一部分并形成合并的料流；
(8)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二联合装置，以接收所述合并的料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(9)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的合并料流并将其膨胀到较低的压力；
(10)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的合并料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的合并料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(11)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(12)第二膨胀装置，其连接于所述第二分流装置以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(13)第三膨胀装置，其连接于所述分离装置，以接收所述至少一液流的任何剩余部分并将其膨胀到所述较低的压力，所述第三膨胀装置进一步连接于所述工艺设备，以提供所述膨胀的液流作为在所述吸收装置下方且在所述第一传热及传质装置上方对其的进料；
(14)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(15)第三联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第二传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(16)所述第二传热及传质装置进一步连接于所述第三联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(10)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(17)所述吸收装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(18)所述第二热交换装置进一步连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(8)中的至少一部分冷却；
(19)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(2)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(20)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(21)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却，而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；和
(22)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
26.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一热交换装置，其设置在工艺设备中以冷却所述气流；
(2)分流装置，其连接于所述第一热交换装置以接收所述冷却的气流，并将其分流成第一和第二料流；
(3)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述分流装置，以接收所述第一料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(4)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的第一料流并将其膨胀到较低的压力；
(5)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的第一料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的第一料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(6)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(7)第二膨胀装置，其连接于所述分流装置，以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(8)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(9)联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(10)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(5)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(11)所述吸收装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(12)所述第二热交换装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(3)中的至少一部分冷却；
(13)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(1)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(14)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(15)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述液体收集装置以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；和
(16)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
27.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一热交换装置，其设置在工艺设备中，用以充分地冷却所述气流以部分地将其冷凝；
(2)分离装置，其连接于所述第一热交换装置，以接收所述部分冷凝的气流并将其分离成蒸气流和至少一液流；
(3)分流装置，其连接于所述分离装置以接收所述蒸气流，并将其分流成第一和第二料流；
(4)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述分流装置，以接收所述第一料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(5)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的第一料流并将其膨胀到较低的压力；
(6)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的第一料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的第一料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(7)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(8)第二膨胀装置，其连接于所述分流装置，以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(9)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(10)联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(11)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(6)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(12)所述吸收装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(13)所述第二热交换装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(4)中的至少一部分冷却；
(14)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(1)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(15)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(16)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述液体收集装置以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(17)第三膨胀装置，其连接于所述分离装置，以接收所述至少一液流的至少一部分并将其膨胀到所述较低的压力，所述第三膨胀装置进一步连接于所述工艺设备，以提供所述膨胀的液流作为在所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方对其的进料；和
(18)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
28.一种用于将含有甲烷、C2组分、C3组分和重烃组分的气流分离成挥发性残余气体馏分和挥发性相对较小的馏分的装置，所述挥发性相对较小的馏分含有所述C2组分、C3组分和重烃组分或所述C3组分和重烃组分的主要部分，所述装置包括
(1)第一热交换装置，其设置在工艺设备中，用以充分地冷却所述气流以部分地将其冷凝；
(2)分离装置，其连接于所述第一热交换装置，以接收所述部分冷凝的气流并将其分离成蒸气流和至少一液流；
(3)分流装置，其连接于所述分离装置以接收所述蒸气流，并将其分流成第一和第二料流；
(4)第一联合装置，其连接于所述分流装置和所述分离装置，以接收所述第一料流和所述至少一液流的至少一部分并形成合并的料流；
(5)第二热交换装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一联合装置，以接收所述合并的料流并充分地将其冷却以基本上将其冷凝；
(6)第一膨胀装置，其连接于所述第二热交换装置，以接收所述基本上冷凝的合并料流并将其膨胀到较低的压力；
(7)第一传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一膨胀装置，以接收所述膨胀冷却的合并料流并将其加热，并此后将所述受热膨胀的合并料流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(8)吸收装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述液体馏分作为对其的第一顶部进料；
(9)第二膨胀装置，其连接于所述分流装置，以接收所述第二料流并将其膨胀到所述较低的压力，所述第二膨胀装置进一步连接于所述吸收装置，以提供所述膨胀的第二料流作为对其的底部进料；
(10)蒸气收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的上部区域的第一蒸馏蒸气流；
(11)第二联合装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述蒸气收集装置和所述第一传热及传质装置，以接收所述第一蒸馏蒸气流和所述蒸气馏分并形成合并的蒸气流；
(12)所述第一传热及传质装置进一步连接于所述第二联合装置，以接收所述合并的蒸气流并将其冷却，从而提供步骤(7)中的至少一部分加热，而同时地冷凝所述合并的蒸气流中的挥发性较小的组分，从而形成冷凝的料流和第二蒸馏蒸气流；
(13)所述吸收装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述冷凝的料流作为对其的第二顶部进料；
(14)所述第二热交换装置进一步连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述第二蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(5)中的至少一部分冷却；
(15)所述第一热交换装置进一步连接于所述第二热交换装置，以接收所述受热的第二蒸馏蒸气流并进一步将其加热，从而提供步骤(1)中的至少一部分冷却，并此后将所述进一步受热的第二蒸馏蒸气流作为所述挥发性残余气体馏分从所述工艺设备中排出；
(16)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述吸收装置，以接收来自所述吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(17)第二传热及传质装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述液体收集装置以接收所述蒸馏液流并将其加热，从而同时地汽提所述蒸馏液流中的挥发性较大的组分，并此后将所述受热并汽提的蒸馏液流作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出；
(18)第三膨胀装置，其连接于所述分离装置，以接收所述至少一液流的任何剩余部分并将其膨胀到所述较低的压力，所述第三膨胀装置进一步连接于所述工艺设备，以提供所述膨胀的液流作为在所述吸收装置下方且在所述第二传热及传质装置上方对其的进料；和
(19)控制装置，其适应于调节对所述吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述吸收装置的所述上部区域的温度保持在某温度，由此回收所述挥发性相对较小的馏分中的组分的主要部分。
29.根据权利要求24所述的装置，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
30.根据权利要求25所述的装置，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
31.根据权利要求27所述的装置，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
32.根据权利要求28所述的装置，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
33.根据权利要求23所述的装置，其中
(1)收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述收集装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(3)所述收集装置连接于所述第一联合装置以接收所述冷却的气流，并将其导至所述另外的传热及传质装置以通过所述外部致冷介质进一步冷却；且
(4)所述第一分流装置适应于连接到所述收集装置，以接收所述进一步冷却的气流并将其分流成所述第一和第二料流。
34.根据权利要求26所述的装置，其中
(1)收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述收集装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(3)所述收集装置连接于所述第一热交换装置以接收所述冷却的气流，并将其导至所述另外的传热及传质装置以通过所述外部致冷介质进一步冷却；且
(4)所述分流装置适应于连接到所述收集装置，以接收所述进一步冷却的气流并将其分流成所述第一和第二料流。
35.根据权利要求24、25、29或30所述的装置，其中
(1)所述分离装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(2)所述蒸气流被导至所述另外的传热及传质装置以通过所述外部致冷介质进行冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述另外的冷凝物成为在其中分离的所述至少一液流的一部分。
36.根据权利要求27、28、31或32所述的装置，其中
(1)所述分离装置内设另外的传热及传质装置，所述另外的传热及传质装置包括一个或多个用于外部致冷介质的通道；
(2)所述蒸气流被导至所述另外的传热及传质装置以通过所述外部致冷介质进行冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述另外的冷凝物成为在其中分离的所述至少一液流的一部分。
37.根据权利要求23、24、25、29、30或33所述的装置，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第一传热及传质装置上方并连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述汽提的挥发性较大的组分；
(2)所述另外的吸收装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并提供所述蒸馏液流与所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)所述吸收装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述第三蒸馏蒸气流并将其提供给所述吸收装置的所述下部区域；且
(4)所述第一传热及传质装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述部分汽提的蒸馏液流并将其加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
38.根据权利要求26、27、28、31、32或34所述的装置，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置上方并连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述汽提的挥发性较大的组分；
(2)所述另外的吸收装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并提供所述蒸馏液流与所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)所述吸收装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述第三蒸馏蒸气流并将其提供给所述吸收装置的所述下部区域；且
(4)所述第二传热及传质装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述部分汽提的蒸馏液流并将其加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
39.根据权利要求35所述的装置，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第一传热及传质装置上方并连接于所述第一传热及传质装置，以接收所述汽提的挥发性较大的组分；
(2)所述另外的吸收装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并提供所述蒸馏液流与所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)所述吸收装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述第三蒸馏蒸气流并将其提供给所述吸收装置的所述下部区域；且
(4)所述第一传热及传质装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述部分汽提的蒸馏液流并将其加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
40.根据权利要求36所述的装置，其中
(1)所述工艺设备内设另外的吸收装置，其在所述第二传热及传质装置上方并连接于所述第二传热及传质装置，以接收所述汽提的挥发性较大的组分；
(2)所述另外的吸收装置进一步连接于所述液体收集装置，以接收所述蒸馏液流并提供所述蒸馏液流与所述汽提的挥发性较大的组分的接触，从而形成第三蒸馏蒸气流和部分汽提的蒸馏液流；
(3)所述吸收装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述第三蒸馏蒸气流并将其提供给所述吸收装置的所述下部区域；且
(4)所述第二传热及传质装置适应于连接到所述另外的吸收装置，以接收所述部分汽提的蒸馏液流并将其加热，从而进一步将其汽提以形成所述受热并汽提的蒸馏液流，其作为所述挥发性相对较小的馏分从所述工艺设备中排出。
41.根据权利要求23、24、25、29、30或33所述的装置，其中所述第一传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
42.根据权利要求35所述的装置，其中所述第一传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
43.根据权利要求37所述的装置，其中所述第一传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
44.根据权利要求39所述的装置，其中所述第一传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通道，以补充由所述第二部分提供的加热，用于所述挥发性较大的组分从所述蒸馏液流中的所述汽提。
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