CN102695934B - 烃气体处理 - Google Patents

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Abstract

公开了用于从烃气流中回收C2组分(或C3)组分及重烃组分的紧凑型工艺设备的工艺及装置。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、膨胀到较低的压力，并作为在第一与第二吸收装置之间的进料供给。将第二料流膨胀到较低的压力并作为底部进料提供给第二吸收装置。将来自第一吸收装置的蒸馏蒸气流加热、压缩到较高的压力，并分流成挥发性残余气体馏分和压缩的再循环料流。将压缩的再循环料流冷却、膨胀到较低的压力并作为顶部进料提供给第一吸收装置。在传热及传质装置中加热来自第二吸收装置的蒸馏液流以汽提其挥发性组分。

Description

烃气体处理
技术领域
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。这就造成需要开发能够更有效地回收这些产品的工艺以及能够以较低的资本投入进行有效回收的工艺。用于分离这些材料的现有工艺包括基于气体的冷却及制冷、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原因，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No.33,408；以及共同待决的申请11/430,412；11/839,693；11/971,491；12/206,230；12/689,616；12/717,394；12/750,862；12/772,472；12/781,259；12/868,993；12/869,007；12/869,139；12/979,563；13/048,315；和13/051,682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/或外部制冷源(如丙烷压缩制冷系统)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，并将液体作为顶部塔进料提供给塔。 
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提供上升蒸气的附加精馏。上部精馏段的回流料流源通常是在压力下提供的残余气体的再循环料流。通常通过与其它工艺料流(例如冷的分馏塔塔顶馏分)进行热交换而将再循环的残余气流冷却到基本上冷凝。然后通过适当的膨胀装置(如膨胀阀)将所得到的基本上冷凝的料流膨胀到脱甲烷装置的操作压力。在膨胀期间，一部分液体通常会气化，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。通常，膨胀料流的蒸气部分与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体。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，以便此后蒸气与塔顶馏分合并，并将液体作为顶部塔进料提供给塔。这一类型的典型工艺方案公开在以下文献中：美国专利4,889,545；5,568,737；和5,881,569、共同待决申请11/430,412；11/971,491；和12/717,394以及Mowrey，E.Ross，″Efficient，High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber″，Proceedings of the Eighty-First Annual Convention of the Gas Processors Association，Dallas，Texas，March 11-13，2002。
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95％的C2回收率。类似地，在不要求C2组分回收率的情况下，可以保持C3回收率超过95％。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(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℉[-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是根据美国专利No.5,568,737的现有技术的天然气处理厂的流程图；
图2是根据本发明的天然气处理厂的流程图；以及
图3至17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.5,568,737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)]下进入装置。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中通过与冷蒸馏蒸气流41a进行热交换被冷却到-26℉[-32℃]，同时料流33在热交换器11中通过与41℉[5℃]的脱甲烷装置再沸器液体(料流43)和-49℉[-45℃]的塔侧再沸器液体(料流42)进行热交换被冷却到-32℉[-35℃]。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以与冷蒸馏蒸气流41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-139℉[-95℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到分馏塔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-140℉[-95℃]的温度，并在第一塔中间进料点提供给分馏塔18。
来自分离器12的剩余73％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-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蒸馏蒸气流(料流41b)。此后部分冷凝的膨胀料流39a作为进料在第二塔中间进料点提供给分馏塔18。
再压缩并冷却的蒸馏蒸气流41e被分流成两个料流。一部分为料流46，是挥发性残余气体产品。另一部分为再循环料流45，其流至热交换器10，在该处通过与冷的蒸馏蒸气流41a进行热交换被冷却到-26℉[-32℃]。然后冷却的再循环料流45a流至交换器13，在该处通过与冷蒸馏蒸气流41进行热交换被冷却到-139℉[-95℃]并基本上冷 凝。然后基本上冷凝的料流45b通过适当的膨胀装置(如膨胀阀22)膨胀到脱甲烷装置操作压力，导致总料流冷却到-147℉[-99℃]。然后膨胀的料流45c作为顶部塔进料提供给分馏塔18。料流45c的蒸气部分(如果有的话)与从塔的顶部分馏级段中上升的蒸气合并以形成蒸馏蒸气流41，其被从塔的上部区域中抽出。
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，分馏塔可以由两段构成。上部段18a是分离器，在其中部分气化的顶部进料被分流成其相应的蒸气和液体部分，且其中从下部蒸馏或脱甲烷段18b中上升的蒸气与顶部进料的蒸气部分合并形成冷的脱甲烷装置塔顶蒸气(料流41)，其以-144℉[-98℃]离开塔的顶部。下部的脱甲烷段18b包括塔板和/或填料，并提供向下降的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液体产品，即甲烷和轻组分的料流44。
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44在64℉[18℃]下离开塔底。脱甲烷装置塔顶蒸气流41与进来的进料气体和再循环料流逆流地通过热交换器13，在该处被加热到-40℉[-40℃](料流41a)，以及通过热交换器10，在该处被加热到104℉[40℃](料流41b)。然后分两个阶段再压缩蒸馏蒸气流。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20，所述压缩机20将残余气体(料流41d)压缩到销售管线压力。在排放冷却器21中冷却到110℉[43℃]后，料流41e分成残余气体产品(料流46)和再循环料流45，如先前所述。残余气流46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]
发明描述
图2示出根据本发明工艺的流程图。在图2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2工艺与图1工艺进行比较以说明本发明的优点。
在图2工艺的模拟中，入口气体作为料流31进入所述装置并分流成料流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内部的分离器段118b中上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，所述工艺设备118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汽流的同时被冷却，料流32a以-25℉[-32℃]离开所述热交换装置。
第二部分为料流33，进入工艺设备118内部的脱甲烷段118e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一个所述传热及传质装置通道的料流33与从工艺设备118内部的吸收段118d中向下流动的蒸馏液流之间的热交换，使得料流33被冷却，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-47℉[-44℃]。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，汽提甲烷及轻组分的液体产品料流44。
料流32a和33a再合并形成料流31a，其在-32℉[-36℃]和900psia[6,203kPa(a)]下进入工艺设备118内部的分离器段118f，于是蒸气(料流34)与冷凝液(料流35)分离。分离器段118f具有内部头件或其它装置以将其与脱甲烷段118e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118f的蒸气(料流34)被分流成36和39两个料流。含约27％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与从分离器段118b中上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，使得料流38在加热蒸馏蒸汽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-138℉[-95℃]的基本上冷凝的料流38a快速膨胀到工艺设备118内的精馏段118c(吸收装置)和吸收段118d(另一吸收装置)的操作压力(大约400psia[2,758kPa(a)])。在膨胀期间，一部分料流可能会气化，导致总的料流的冷却。在图2示出的工艺中，离开膨胀阀14的膨胀料流38b达到-139℉[-95℃]的温度，并被提供给精馏段118c与吸收段118d之间的工艺设备118。料流38b中的液体与从精馏段118c中下降的液体合并，并被导向吸收段118d，同时任何蒸气与从吸收段118d中上升的蒸气合并，并被导向精馏段118c。
来自分离器段118f的剩余73％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118d的操作压力，通过做功膨胀将膨胀料流39a冷却到大约-99℉[-73℃]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118d的下部区域。
再压缩并冷却的蒸馏蒸气流41c被分流成两个料流。一部分为料流46，是挥发性残余气体产品。另一部分为再循环料流45，其进入工艺设备118内的进料冷却段118a中的热交换装置。这一热交换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45与从分离器段118b中上升的蒸馏蒸气流之间的热交换，使得料流45在加热蒸馏蒸汽流的同时被冷却到基本上冷凝。
基本上冷凝的再循环料流45a在-138℉[-95℃]下离开进料冷却段 118a中的热交换装置，并通过膨胀阀22快速膨胀到工艺设备118内的精馏段118c的操作压力。在膨胀期间，一部分料流气化，导致总的料流的冷却。在图2示出的工艺中，离开膨胀阀22的膨胀料流45b达到-146℉[-99℃]的温度，并被提供给工艺设备118内的分离器段118b。在其中分离的液体被导向精馏段118c，同时剩余的蒸气与从精馏段118c中上升的蒸气合并形成蒸馏蒸气流，所述蒸馏蒸气流在冷却段118a中被加热。
精馏段118c和吸收段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。精馏段118c和吸收段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118d中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入到脱甲烷段118e当中。从脱甲烷段118e中上升的汽提蒸气与膨胀料流39a的蒸气部分合并，并上升通过吸收段118d以与向下降的冷液体接触，从而从这些蒸气中冷凝和吸收大部分的C2组分、C3组分和重组分。从吸收段118d中上升的蒸气与膨胀料流38b的任何蒸气部分合并，并上升通过精馏段118c以与向下降的膨胀料流45b的冷液体部分接触，从而冷凝和吸收这些蒸气中剩余的大部分C2组分、C3组分和重组分。膨胀料流38b的液体部分与从精馏段118c中向下降的液体混合，合并的液体继续向下进入到吸收段118d当中。
从工艺设备118内的脱甲烷段118e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44)离开脱甲烷段118e的下部区域，并以65℉[18℃]离开工艺设备118。从分离器段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、38和45提供冷却，如先前所述，并且所得到的蒸馏蒸气流41以105℉[40℃]离开工艺设备118。然后分两个阶段再压缩蒸馏蒸气流，即由膨胀机15驱动压缩机16，和由补充动力源驱动压缩机20。在料流41b在排放冷却器21中冷却到110℉[43℃]以形成料流41c之后，如先前所述抽出再循环料流45，形成残余气流46，此后 残余气流46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)
料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
表I和II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，进一步比较表I和表II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两个因素。首先，在工艺设备118中，热交换装置在进料冷却段118a中以及传热及传质装置在脱甲烷段118e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。结果本发明与现有技术相比时，流至膨胀机15的进料气体部分处于较高的压力，使本发明中的膨胀机15以较高的出口压力产生的动力能够与现有技术中的膨胀机15在较低的出口压力下所能产生的动力同样多。因此，本发明的工艺设备118中的精馏段118c和吸收段118d能够在比现有技术的分馏塔18中更高的压力下操作，同时保持相同的回收率水平。这种较高的操作压力，加上蒸馏蒸气流由于排除了互联管道所致的压降减少，导致进入压缩机20的蒸馏蒸气流的压力大为提高，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，在脱甲烷段118e中使用传热及传质装置同时地加热离开吸收段118d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。
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2中的工艺设备118)代替现有技术中的五个单独的设备产品(图1中的热交换器10、11和13；分离器12；以及分馏塔18)。这样减少了地块空间要求，并且排除了互连管道，与现有技术相比减少了处理厂利用本发明的投资成本。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。
其它实施方案
一些情况下可能倾向于从工艺设备118中排除进料冷却段118a，并使用工艺设备外部的热交换装置冷却进料，如图10至17中所示的热交换器10。这种布置允许工艺设备118较小，这样可以减少整个工厂的成本和/或在一些情况下缩短制造时间安排。注意：在所有情况下，交换器10代表多个单独的热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。每个这种热交换器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。
一些情况下可能倾向于通过料流40直接对吸收段118d的下部区域提供液流35，如图2、4、6、8、10、12、14和16中所示。在这种情况下，使用适当的膨胀装置(如膨胀阀17)将液体膨胀到吸收段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段118d的下部区域(如虚线所示)。一些情况下可能倾向于使液流35的一部分(料流37)与料流36中的蒸气(图2、6、10和14)或与冷却的第二部分33a(图4、8、12和16)合并以形成合并的料流38，并通过料流40/40a将液流35的剩余部分送往吸收段118d的下部区域。一些情况下可能倾向于使膨胀液流40a与膨胀料流39a(图2、6、10和14)或膨胀料流34a(图4、8、12和16)合并，此后将合并的料流作为单一进料提供给吸收段118d的下部区域。
如果进料气体是较富的，在料流35中分离的液体量可能大到足以倾向于在膨胀料流39a与膨胀液流40a之间(如图3、7、11和15所示)或在膨胀料流34a与膨胀液流40a之间(如图5、9、13和17所示)的脱甲烷段118e中设置另外的传质区。在这种情况下，可以将脱甲烷段118e中的传热及传质装置配置在上部和下部，使得能将膨胀液流40a引入到该两个部分之间。如虚线所示，一些情况下可能倾向于将液流35的一部分(料流37)与料流36中的蒸气(图3、7、11和 15)或与冷却的第二部分33a(图5、9、13和17)合并以形成合并的料流38，同时将液流35的剩余部分(料流40)膨胀到较低的压力，并作为料流40a在脱甲烷段118e中的传热及传质装置的上部与下部之间提供。
一些情况下可能倾向于不合并冷却的第一与第二部分(料流32a与33a)，如图4、5、8、9、12、13、16和17所示。在这种情况下，只有冷却的第一部分32a被导至工艺设备118内的分离器段118f(图4、5、12和13)或分离器12(图8、9、16和17)，蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流35)分离。蒸气流34进入做功膨胀机15，并基本上等熵地膨胀到吸收段118d的操作压力，然后膨胀的料流34a作为进料提供给工艺设备118内的吸收段118d的下部区域。冷却的第二部分33a与分离的液体(料流35，经由料流37)合并，合并的料流38被导至工艺设备118内的进料冷却段118a的下部区域中(或在工艺设备118外部的热交换器10中)的热交换装置，并冷却到基本上冷凝。基本上冷凝的料流38a通过膨胀阀14快速膨胀到精馏段118c和吸收段118d的操作压力，然后膨胀料流38b被提供给精馏段118c与吸收段118d之间的工艺设备118。一些情况下可能倾向于只将液流35的一部分(料流37)与冷却的第二部分33a合并，剩余部分(料流40)经由膨胀阀17提供给吸收段118d的下部区域。其它情况下可能倾向于经由膨胀阀17将所有的液流35送至吸收段118d的下部区域。
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或冷却的第一部分32a，而不是包括工艺设备118中的分离器段118f。如图6、7、14和15所示，可以使用分离器12将冷却的进料流31a分离成蒸气流34和液流35。同样，如图8、9、16和17所示，可以使用分离器12将冷却的第一部分32a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2、3、10和11中的分离器段118f或图6、7、14和15中的分离器12的冷却的进料流31a(或进入图4、5、12和13中的分离器段118f或图8、9、 16和17中的分离器12的冷却的第一部分32a)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118f的蒸气(图2、3、10和11)、料流36中来自分离器12的蒸气(图6、7、14和15)或冷却的第二部分33a(图4、5、8、9、12、13、16和17)流至料流38，成为膨胀的基本上冷凝的料流38b，提供给精馏段118c与吸收段118d之间的工艺设备118。在这种情况下，可以不需要工艺设备118中的分离器段118f(图2到5和10到13)或分离器12(图6到9和14到17)。
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)或基本上冷凝的再循环料流(料流45a)的做功膨胀。
根据本发明，可以采取利用外部制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，传热及传质装置可以包括在分离器段118f中(或气体收集装置，在当冷却的进料流31a或冷却的第一部分32a不含有液体的情况下)，如图2到5和10到13中的虚线所示，或者传热及传质装置可以包括在分离器12中，如图6到9和14到17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(图2、3、6、7、10、11、14和15)或料流32a(图4、5、8、9、12、13、16和17)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118f(图2、3、10和11)或分离器12(图6、7、14和15)或者料流32a进入分离器段118f(图4、5、12和13)或分离器12(图8、9、16和17)之前，可以使用常规的气体冷却器，用制冷剂冷却料流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44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脱甲烷段118e的液体满足产品规范。在这种情况下，脱甲烷段118e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2到17中的虚线所示。或者，脱甲烷段118e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提供给脱甲烷段118e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的上部及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、料流45和蒸馏蒸气流的适当装置。
一些情况下可能倾向于在脱甲烷段118e的上部区域中提供另外的传质。在这种情况下，传质装置可以位于膨胀料流39a(图2、3、6、7、10、11、14和15)或膨胀料流34a(图4、5、8、9、12、13、16和17)进入吸收段118d的下部区域之处的下面以及冷却的第二部分33a离开脱甲烷段118e中的传热及传质装置之处的上面。
本发明图2、3、6、7、10、11、14和15的实施方案的次优选的选择是提供用于冷却的第一部分32a的分离器容器、用于冷却的第二部分33a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图2、3、4、5、6、7、8和9中的进料冷却段118a内的单独热交换装置或在图10、11、12、13、14、15、16和17中的热交换器10中的单独通道中冷却料流37(而不是将料流37与料流36或料流33a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吸收段118d中的中间区域。
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118d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118d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、外部制冷的功率要求降低、补充加热的能量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 (40)

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)提供所述膨胀冷却的第一料流作为在工艺设备中设置的第一与第二吸收装置之间的进料，所述第一吸收装置位于所述第二吸收装置的上面；
(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第二吸收装置；
(9)从所述第一吸收装置的上部区域中收集蒸馏蒸气流并加热；
(10)将所述受热的蒸馏蒸气流压缩到较高的压力，并此后分流成所述挥发性残余气体馏分和压缩的再循环料流；
(11)冷却所述压缩的再循环料流以将其基本上全部冷凝；
(12)将所述基本上冷凝的压缩再循环料流膨胀到所述较低的压力，并作为顶部进料提供给所述第一吸收装置；
(13)在一个或多个热交换装置中完成所述蒸馏蒸气流的所述加热，从而提供步骤(2)、(6)和(11)中的至少一部分冷却；
(14)从所述第二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，同时从所述蒸馏液流中汽提挥发性较大的组分，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)使对所述第一和第二吸收装置的所述进料流的数量和温度能有效地将所述第一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.根据权利要求1所述的工艺，其中
(a)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；
(b)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；
(c)将所述蒸气流分流成所述的第一和第二料流；以及
(d)将所述至少一液流的至少一部分膨胀到所述较低的压力，并作为附加的底部进料提供到所述第二吸收装置。
3.根据权利要求2所述的工艺，其中
(a)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；
(b)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；
(c)提供所述膨胀冷却的合并料流作为在所述的第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(d)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，并作为所述附加的底部进料提供到所述第二吸收装置。
4.根据权利要求1所述的工艺，其中
(a)将所述第一部分冷却并此后膨胀到较低的压力；
(b)冷却所述第二部分以将其基本上全部冷凝，并此后膨胀到所述较低的压力，由此将其进一步冷却；
(c)提供所述膨胀冷却的第二部分作为在所述的第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(d)将所述膨胀冷却的第一部分作为所述底部进料提供到所述第二吸收装置。
5.根据权利要求4所述的工艺，其中
(a)充分冷却所述第一部分以将其部分地冷凝；
(b)将所述部分冷凝的第一部分提供给分离装置，并在其中进行分离，从而得到蒸气流和至少一液流；
(c)将所述蒸气流膨胀到所述较低的压力，并作为所述底部进料提供给所述第二吸收装置；以及
(d)将所述至少一液流的至少一部分膨胀到所述较低的压力，并作为附加的底部进料提供到所述第二吸收装置。
6.根据权利要求5所述的工艺，其中
(a)冷却所述第二部分，并此后与所述至少一液流的至少一部分合并以形成合并的料流；
(b)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；
(c)提供所述膨胀冷却的合并料流作为在所述的第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(d)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，并作为所述附加的底部进料提供到所述第二吸收装置。
7.根据权利要求2或5所述的工艺，其中
(1)将所述传热及传质装置布置在上部和下部区域；以及
(2)对所述工艺设备提供所述至少一液流的所述膨胀的至少一部分进入到所述传热及传质装置的所述上部与下部区域之间。
8.根据权利要求3或6所述的工艺，其中
(1)将所述传热及传质装置布置在上部和下部区域；以及
(2)对所述工艺设备提供所述至少一液流的所述膨胀的任何剩余部分进入到所述传热及传质装置的所述上部与下部区域之间。
9.根据权利要求2、3、5或6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7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8所述的工艺，其中所述分离装置设置在所述工艺设备中。
12.根据权利要求1所述的工艺，其中
(1)将气体收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述气体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制冷介质的通路；
(3)将所述冷却的气流提供给所述气体收集装置，并导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质进一步冷却；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4所述的工艺，其中
(1)将气体收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述气体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制冷介质的通路；
(3)将所述冷却的第一部分提供给所述气体收集装置，并导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质进一步冷却；以及
(4)将所述进一步冷却的第一部分膨胀到所述较低的压力，并此后作为所述底部进料提供到所述第二吸收装置。
14.根据权利要求2、3、5或6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制冷介质的通路；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
15.根据权利要求7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制冷介质的通路；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
16.根据权利要求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制冷介质的通路；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
17.根据权利要求9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制冷介质的通路；
(2)将所述蒸气流导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；以及
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
18.根据权利要求1、2、3、4、5、6、12或13所述的工艺，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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。
19.根据权利要求7所述的工艺，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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8所述的工艺，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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9所述的工艺，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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14所述的工艺，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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，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)热交换装置，其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)传热及传质装置，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二部分并将其冷却；
(4)联合装置，其连接于所述热交换装置和所述传热及传质装置，用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)所述热交换装置进一步连接于所述第二分流装置，用以接收所述第一料流并将其冷却到足以基本上将其冷凝；
(7)第一膨胀装置，其连接于所述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)第一和第二吸收装置，所述第一和第二吸收装置设置在所述工艺设备中，并连接于所述第一膨胀装置，用以接收所述膨胀冷却的第一料流作为向所述第一与第二吸收装置之间的进料，所述第一吸收装置位于所述第二吸收装置的上面；
(9)第二膨胀装置，其连接于所述第二分流装置，用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第二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第一吸收装置以接收来自所述第一吸收装置的上部区域的蒸馏蒸气流；
(11)所述热交换装置进一步连接于所述蒸气收集装置以接收所述蒸馏蒸气流并将其加热，从而提供步骤(2)和(6)中的至少一部分冷却；
(12)压缩装置，其连接于所述热交换装置以接收所述受热的蒸馏蒸气流并将其压缩到较高的压力；
(13)冷却装置，其连接于所述压缩装置以接收所述压缩的蒸馏蒸气流并将其冷却；
(14)第三分流装置，其连接于所述冷却装置，用以接收所述冷却的压缩蒸馏蒸气流，并将其分流成所述挥发性残余气体馏分和压缩的再循环料流；
(15)所述热交换装置进一步连接于所述第三分流装置，用以接收所述压缩的再循环料流并将其冷却到足以基本上将其冷凝，从而提供步骤(11)中的至少一部分加热；
(16)第三膨胀装置，其连接于所述热交换装置，用以接收所述基本上冷凝的压缩再循环料流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第一吸收装置以提供所述膨胀的再循环料流作为对其的顶部进料；
(17)液体收集装置，其设置在所述工艺设备中并连接于所述第二吸收装置，用以接收来自所述第二吸收装置的下部区域的蒸馏液流；
(18)所述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，同时从所述蒸馏液流中汽提挥发性较大的组分，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第一和第二吸收装置的所述进料流的数量和温度，以将所述第一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.根据权利要求23所述的装置，其中
(a)所述联合装置连接于所述热交换装置和所述传热及传质装置，用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；
(b)分离装置连接于所述联合装置，用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；
(c)所述第二分流装置连接于所述分离装置以接收所述蒸气流并将其分流成所述的第一和第二料流；以及
(d)第四膨胀装置连接于所述分离装置，用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，所述第四膨胀装置进一步连接于所述第二吸收装置以提供所述膨胀的液流作为对其的附加底部进料。
25.根据权利要求24所述的装置，其中
(a)附加的联合装置连接于所述第二分流装置和所述分离装置，用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；
(b)所述热交换装置进一步连接于所述附加的联合装置，用以接收所述合并的料流并将其冷却到足以基本上将其冷凝；
(c)所述第一膨胀装置连接于所述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；
(d)所述的第一和第二吸收装置连接于所述第一膨胀装置，用以接收所述膨胀冷却的合并料流作为向所述第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(e)所述第四膨胀装置连接于所述分离装置，用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，所述第四膨胀装置进一步连接于所述第二吸收装置以提供所述膨胀的液流作为对其的附加第二底部进料。
26.根据权利要求23所述的装置，其中
(a)所述热交换装置进一步连接于所述传热及传质装置，用以接收所述冷却的第二部分并进一步将其冷却到足以基本上将其冷凝；
(b)所述第一膨胀装置连接于所述热交换装置以接收所述基本上冷凝的第二部分并将其膨胀到较低的压力；
(c)所述的第一和第二吸收装置连接于所述第一膨胀装置，用以接收所述膨胀冷却的第二部分作为向所述第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(d)所述第二膨胀装置连接于所述热交换装置，用以接收所述冷却的第一部分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第二吸收装置以提供所述膨胀冷却的第一部分作为对其的所述底部进料。
27.根据权利要求26所述的装置，其中
(a)所述热交换装置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到足以将其部分冷凝；
(b)分离装置连接于所述热交换装置，用以接收所述部分冷凝的第一部分并将其分离成蒸气流和至少一液流；
(c)所述第二膨胀装置连接于所述分离装置，用以接收所述蒸气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第二吸收装置以提供所述膨胀的蒸气流作为对其的所述底部进料；以及
(d)第四膨胀装置连接于所述分离装置，用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，所述第四膨胀装置进一步连接于所述第二吸收装置以提供所述膨胀的液流作为对其的附加底部进料。
28.根据权利要求27所述的装置，其中
(a)附加的联合装置连接于所述传热及传质装置和所述分离装置，用以接收所述冷却的第二部分和所述至少一液流的至少一部分并形成合并的料流；
(b)所述热交换装置进一步连接于所述附加的联合装置，用以接收所述合并的料流并将其冷却到足以基本上将其冷凝；
(c)所述第一膨胀装置连接于所述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；
(d)所述的第一和第二吸收装置连接于所述第一膨胀装置，用以接收所述膨胀冷却的合并料流作为向所述第一与第二吸收装置之间的所述进料；以及
(e)所述第四膨胀装置连接于所述分离装置，用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，所述第四膨胀装置进一步连接于所述第二吸收装置以提供所述膨胀的液流作为对其的所述附加底部进料。
29.根据权利要求24、25、27或28所述的装置，其中
(1)所述传热及传质装置布置在上部和下部区域；且
(2)所述工艺设备连接于所述第四膨胀装置，用以接收所述膨胀的液流，并在所述传热及传质装置的所述上部与下部区域之间对其进行导引。
30.根据权利要求24、25、27或28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29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23所述的装置，其中
(1)气体收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述气体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制冷介质的通路；
(3)所述气体收集装置连接于所述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被所述外部制冷介质进一步冷却；且
(4)所述第二分流装置适应于与所述气体收集装置连接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。
33.根据权利要求26所述的装置，其中
(1)气体收集装置设置在所述工艺设备中；
(2)所述气体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制冷介质的通路；
(3)所述气体收集装置连接于所述热交换装置以接收所述冷却的第一部分，并将其导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质进一步冷却；且
(4)所述第二膨胀装置适应于与所述气体收集装置连接，用以接收所述进一步冷却的第一部分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第二吸收装置以提供所述膨胀的进一步冷却的第一部分作为对其的所述底部进料。
34.根据权利要求24、25、27或28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制冷介质的通路；
(2)所述蒸气流被导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；且
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
35.根据权利要求29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制冷介质的通路；
(2)所述蒸气流被导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；且
(3)所述冷凝物变成在其中分离的所述至少一液流的一部分。
36.根据权利要求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制冷介质的通路；
(2)所述蒸气流被导至所述另外的传热及传质装置以被所述外部制冷介质冷却，从而形成另外的冷凝物；且
(3)所述冷凝物变成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、26、27、28、32或33所述的装置，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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。
38.根据权利要求29所述的装置，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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。
39.根据权利要求30所述的装置，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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。
40.根据权利要求34所述的装置，其中所述传热及传质装置包括一个或多个用于外部加热介质的通路，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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