CN104140349B - 一种液化天然气的轻烃分离装置及方法 - Google Patents

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Abstract

一种液化天然气的轻烃分离装置及方法，系统包括LNG泵，LNG泵出口与LNG换热器加热进口连接，LNG换热器加热出口与加热器进口连接，加热器出口与脱甲烷塔进口连接，脱甲烷塔塔顶出口与LNG换热器冷凝进口连接，LNG换热器冷凝出口与闪蒸塔进口连接，闪蒸塔1塔顶出口与压缩机进口连接，闪蒸塔塔底出口与脱甲烷塔进口连接，脱甲烷塔塔底出口与节流阀进口连接，节流阀出口与脱乙烷塔进口连接；方法包括原料预热、脱甲烷、脱乙烷、循环分离四个部分，该方法通过将脱甲烷塔塔顶分离出来的气态甲烷部分液化后再次利用闪蒸罐，提高了产品浓度、降低了整个分离装置的能耗，利用LNG冷能将乙烷及C3 +轻烃回收并使其处于低温低压状态，符合轻烃产品储存和运输条件。

Description

一种液化天然气的轻烃分离装置及方法
技术领域
本发明涉及轻烃回收技术领域，特别涉及一种液化天然气的轻烃分离装置及方法。
背景技术
随着能源行业的高速发展，人们对使用清洁能源也越来越重视，节能、环保、高效成了当今能源界的一大主题。我国从2005年开始陆续从国外进口一种高热值、环保的新型能源LNG。近年来LNG接收站在国内陆续竣工，标志着我国LNG行业高速发展的时代正式来临。从2005年LNG进口量483吨到2013年突破1700万吨。LNG产业高速发展的背后也存在很多问题。通过对LNG接受站调研发现，我国LNG企业亏损严重。经过系统的分析找出了以下主要因素：
第一，我国进口的LNG主要有两种，贫气和富气。富气占的比例较大。通过实验发现富气中C2 +的含量高达10％左右。这部分燃料直接被企业以天然气出售，这在一定程度上直接造成了资金的亏损。C2 +作为乙烯的主要成分，而乙烯工业是石化工业的龙头，在国民经济中占有重要地位。已有数据表明，我国在2010年乙烯产能为1500万吨，仅能达到57％的自给率，并且国内乙烯工业的原料近90％是石脑油、煤油、柴油甚至加氢尾油。这使得中国乙烯工业的成本高、投资大、能耗高，并且严重依赖炼油工业，致使中国石油对外依存度过高，给国家的战略安全带来一定的隐患。
第二，我国进口的LNG主要来源于澳大利亚，其出售价格是根据LNG热值来计算，而我国出售天然气是按立方米。通过换算发现我国出售价格和进口价格两者之间的差距很小。如2013年3月，我国LNG进口均价为552美元/吨，约合2.44元/立方米。其中来自卡塔尔的LNG均价为932美元/吨，约合4.11元/立方，远高于全国平均水平；同期来自也门的LNG现货价格更是高达1026美元/吨，约合4.53美元/立方米成为中国进口LNG价格最高的现货资源，而国家规定LNG气化后需按照天然气价格销售，扣除每年的成本费和运营费致使我国大量LNG企业严重亏损。
第三、LNG气化过程中，将产生约830kJ/kg的低温能量。这部分冷能在我国的各大LNG接收站通常通过天然气汽化器被空气或者海水吸收，未能得到有效的利用，造成了能量的巨大浪费。
国外发展LNG相对国内较早，1960年美国开始从事该项目的研究并陆续提出了LNG轻烃分离专利流程且投入使用，如US3837172、US5114451、US5588308、US6604380B1US6907752B2、US6941771B2、US6986266B2、US7069743B2等。不仅仅美国在此课题中取得了骄人的成绩。日本，澳大利亚籍欧盟在此课题也陆续加入了该项课题的研究中来并取得了相应的成果。其中最典型的为美国专利US3837172，通过系统分析此流程及其它典型国外专利后发现有以下不足之处：
1)分离出来的甲烷气体全部需要压缩机才能液化。而压缩机消耗功率相对其它设备相对较大，造成系统消耗功过高不利于该装置的经济效益；
2)某些流程通过复杂的换热管网来降低能耗，但结构复杂，设计针对性强但适应性差，投资成本过高，增大企业投资风险系数；
3)分离出来的甲烷全为液体，需要气化后才能输入天然气管网系统，而气化过程中需要大量的燃料，变向增加了装置运行成本；
4)某些流程只能提取出甲烷，对LNG中C2 +组分未进行处理，未能最大化利用LNG中所潜藏的资源；
5)某些流程所获得的C2 +压力过高不利于存储和运输，增大了对产品的处理难度，不利于石化企业的管理。
国内目前理论研究处于起步阶段尚无LNG轻烃分离工艺的工业应用。如清华大学联合中海油进行了冷能利用项目的研究，同济大学进行了冷能利用原理及方法的探索，华南理工大学进行了冷能优化集成利用方面的研究，上海海事大学进行了LNG冷能的蓄冷及梯级利用方面的研究。在这些研究的基础上也做出了相应的改进流程，其优点在于减少了对压缩机的利用，降低了能耗的浪费，增加了对冷能的梯级利用，降低了冷能的流失。但此类流程大多数存在以下诟病如结构复杂、设备成本过高以及产品浓度不达标等。因此，设计出一套有效利用LNG冷能以较低成本将LNG中C2 +轻烃资源分离出来具有自主产权的专利，不仅有利于我国天然气资源综合利用，优化我国能源结构，完善我国LNG行业利用技术，而且还能为石化企业带来巨大的经济价值。
发明内容
为了克服上述现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种液化天然气的轻烃分离装置及方法，该方法具有投资低、操作工艺简便、不产生二次污染、流程连续性，同时使得产品浓度高，系统能耗低，产品便于储存和运输不使用有机溶剂等优点，弥补了国内LNG轻烃回收工艺装置的空白，提高LNG经济效益，节约资源。
为了达到上述目的，本发明的技术方案通过下述方案实现：
一种液化天然气的轻烃分离装置，包括LNG泵P1，LNG泵P1出口与LNG换热器E1加热进口连接，LNG换热器E1加热出口与加热器E2进口连接，加热器E2出口与脱甲烷塔T1进口连接，脱甲烷塔T1塔顶出口与LNG换热器E1冷凝进口连接，LNG换热器E1冷凝出口与闪蒸塔V1进口连接，闪蒸塔V1塔顶出口与压缩机K1进口连接，闪蒸塔V1塔底出口与脱甲烷塔T1进口连接，脱甲烷塔T1塔底出口与节流阀VL1进口连接，节流阀VL1出口与脱乙烷塔T2进口连接。
一种液化天然气的轻烃分离方法，包括以下步骤：此流程包括4个部分：原料预热、脱甲烷、脱乙烷、循环分离：
步骤一、原料预热：
常压LNG原料通过LNG泵P1增压到1.00-3.8MPa，增压后的LNG先与从脱甲烷塔T1顶部分离出来的甲烷气体换热，再与脱乙烷塔T2冷凝器热集成，而致使部分预热气化，气相分数在0.5±0.05；随后进入脱甲烷塔T1进一步分离；
步骤二、脱甲烷：
LNG部分气化后进入脱甲烷塔T1初步分离，塔板理论值为10，操作压力为1-3.8MPa，从塔顶分离出气态甲烷摩尔含量达98％，C2 +摩尔含量在3％-5％；该部分轻烃经过LNG换热器E1使得气态LNG部分液化气相分数在70％-80％，部分液化后的轻烃进入闪蒸塔V1进一步分离，脱甲烷塔T1的釜液主要为C2 +轻烃，其中乙烷含量在50％-70％左右；
步骤三、脱乙烷：
脱甲烷塔T1的塔釜液为C2 +轻烃，其中含有大量乙烷、丙烷及少量C4 +轻烃，将其节流降压至0.2MPa后送入脱乙烷塔T2进一步精馏分离，脱乙烷塔T2塔板数为16，操作压力为0.15MPa，乙烷及丙烷的回流比为0.74，在塔顶得到高纯度的常压液态乙烷产品，其中乙烷摩尔含量能达到98％以上，回收率达92％以上，塔底得到常压LPG产品，其中丙烷摩尔含量为73％-75％；
步骤四、循环分离：
从脱甲烷塔T1顶部分离出来的甲烷气体经过LNG换热器T1部分液化后进入闪蒸塔V1进一步分离；其气相分数为0.7-0.9，闪蒸塔V1的塔釜液中含有95％左右的甲烷以及5％左右的C2 +轻烃，该部分再次送入脱甲烷塔T1中进行分离，而从闪蒸塔V1顶部分离出来的甲烷气体经过压缩机K1增压后直接输入高压天然气管网系统。
本发明根据已有的轻烃回收工艺的不足，提出了一种具有LNG冷能利用率高，低能耗，同时产品易于运输和储存的循环式结构工艺流程，该方法按照冷能梯级利用的原则对换热网络进行优化设计，产品甲烷为气体能够完全避免使用汽化器，降低了整个系统的额外能耗；C2 +轻烃进一步分离后的乙烷及C3 +轻烃通过LNG的冷量使其过冷至低温。
附图说明
附图是本发明的系统连接示意图。
具体实施方案
下面结合附图对本发明做详细叙述。
参照附图，一种液化天然气的轻烃分离装置，包括LNG泵P1，LNG原料从LNG泵P1进口流入，LNG泵P1出口与LNG换热器E1加热进口连接，LNG换热器E1加热出口与加热器E2进口连接，加热器E2出口与脱甲烷塔T1进口连接，脱甲烷塔T1塔顶出口与LNG换热器E1冷凝进口连接，LNG换热器E1冷凝出口与闪蒸塔V1进口连接，闪蒸塔V1塔顶出口与压缩机K1进口连接，闪蒸塔V1塔底出口与脱甲烷塔T1进口连接，脱甲烷塔T1塔底出口与节流阀VL1进口连接，节流阀VL1出口与脱乙烷塔T2进口连接，乙烷以液相从脱乙烷塔T2塔顶出口流出，C3 +从脱乙烷塔T2塔底出口流出，甲烷从压缩机K1出口流出。
一种液化天然气的轻烃分离方法，基于以上的回收系统，包括以下步骤：
步骤一、原料预热：
常压LNG原料通过LNG泵P1增压到1.00-3.8MPa，增压后的LNG先后与从脱甲烷塔T1顶部分离出来的甲烷气体换热，再与脱乙烷塔T2冷凝器热集成，而致使部分预热气化，气相分数在0.5±0.05；随后进入脱甲烷塔T1进行分离；
步骤二、脱甲烷：
LNG部分气化后进入脱甲烷塔T1初步分离，其中塔板理论值为10，操作压力为1-3.8MPa，从塔顶分离出气态甲烷摩尔含量达98％，C2 +摩尔含量在3％-5％；该部分轻烃经过LNG换热器E1使得气态LNG部分液化气相分数在70％-80％，部分液化后的轻烃进入闪蒸塔V1进一步分离，脱甲烷塔T1的釜液主要为C2 +轻烃，其中乙烷含量在50％-70％左右；
步骤三、脱乙烷：
脱甲烷塔T1的塔釜液为C2 +轻烃，其中含有大量乙烷、丙烷及少量C4 +轻烃，将其节流降压至0.2MPa后送入脱乙烷塔T2进一步精馏分离，脱乙烷塔T2塔板数为16，操作压力为0.15MPa，乙烷及丙烷的回流比为0.74，在塔顶得到高纯度的常压液态乙烷产品，其中乙烷摩尔含量能达到98％以上，回收率达92％以上，塔底得到常压LPG产品，其中丙烷摩尔含量为73％-75％；
步骤四、循环分离：
从脱甲烷塔T1顶部分离出来的甲烷气体经过LNG换热器T1部分液化后进入闪蒸塔V1进一步分离；其气相分数为0.7-0.9，闪蒸塔V1的塔釜液中含有95％左右的甲烷以及5％左右的C2+轻烃，该部分再次送入脱甲烷塔T1中进行分离，而从闪蒸塔V1顶部分离出来的甲烷气体经过压缩机K1增压至7MPa后直接输入天然气管网系统。
本发明的特征在于：
1、LNG进入脱甲烷塔T1的气相分数为0.5左右；
2、脱甲烷塔T1的再沸器的加热方式采用海水或甲烷回流燃烧加热；
3、脱乙烷塔T2冷凝器与E2换热器热集成，供应脱乙烷塔T2顶部分物流冷凝所需冷量；
4、获得的C2 +轻烃进一步分离时，先降压至0.2MPa后再进入脱乙烷塔T2中分离；
5、通过脱乙烷塔T2的分离，乙烷以低温低压的液态从塔顶分出，塔釜的液体主要为低温低压的C3 +轻烃，这样使得乙烷和C3 +轻烃便于储存和运输；
6、通过脱甲烷塔T1分离的气态再次进入闪蒸塔V1分离，从闪蒸塔V1塔顶出来的气态甲烷直接进过加压后送入天然气管网，塔釜分离出来的液态(主要为携带乙烷的甲烷)再次进入脱甲烷塔T1进一步分离。从脱甲烷塔T1塔顶出来的产品再次无限循环上诉流程；
7、从压缩机出来的高压甲烷不需要汽化器，可直接送入用户使用。
实施例一
处理量360t/h，LNG温度-162℃，常压，摩尔含量情况为:甲烷78％，乙烷12.4％,丙烷6.3％，异丁烷1.4％，正丁烷1.8％，氮0.1％。
常压的LNG原料首先通过泵P1升压至1.6MPa，之后流经换热器E1、E2进行两次加热，加热后的LNG原料部分气化，其气相摩尔分数约为50％。部分气化的LNG进入脱甲烷塔T1，该塔操作压力为1.5MPa。通过分离在塔顶得到甲烷摩尔分数为98.3％的富甲烷天然气，该股物流在换热器E1中与LNG进料进行热交换后进入闪蒸塔V1进一步分离。在脱甲烷塔塔底得到液相C2 +轻烃，其中乙烷摩尔含量约56％，其余部分为C3 +轻烃。该股物流节流降压至0.2MPa后进入脱乙烷塔T2进一步分离，该塔操作压力为0.11MPa，理论塔板数为16。通过精馏分离在脱乙烷塔顶得到摩尔分数为94.04％的常压液态乙烷产品，塔釜为常压液相LPG产品。从闪蒸塔顶分离出甲烷摩尔分数为99.64％的富甲烷天然气，温度约为-113℃，经压缩机直接升压至7MPa后外输，其塔釜液中甲烷摩尔含量仍高达约94％，该股物流再次送入脱甲烷塔进行循环分离。
该流程得到的天然气产量为217.4t/h，其甲烷摩尔含量为99.64％，压力为7MPa，温度约为-11℃，因此不需任何气化装置，可直接外输使用；乙烷产量为63.78t/h，其摩尔含量为94.04％，回收率为99.36％，压力为0.11MPa，温度约为-86.52℃；LPG产量为79.22t/h，其压力为0.15MPa，温度约为-33.18℃，回收率为98.59％，其物流模拟结果见表1。
表2所示为该轻烃分离装置中各设备的能耗，系统能耗由泵、压缩机、脱甲烷塔再沸器及脱乙烷塔再沸器构成。泵的功率为0.392MW，主要用于对LNG升压，提供动力及满足工艺流程各环节对压力参数的要求。压缩机功耗为9.567MW，用于压缩天然气产品，使之升压达到管输压力要求。脱甲烷塔再沸器的热功率为32.97MW，再沸器中的物流温度约为4.89℃，脱乙烷塔再沸器的热功率为8.44W，再沸器中物流温度约为-33.18℃，所以这两者都可以直接使用空气或海加热，也可以作为冷量使用。该流程中脱乙烷塔冷凝器冷负荷约为20.47MW，所需冷量由LNG进料(物流3)提供。
表1案例1轻烃回收工艺物流模拟结果
表2案例1分离装置中各设备的能耗(MW)
泵P1 压缩机 脱甲烷塔再沸器 脱乙烷塔再沸器
0.392 9.567 32.97 8.44
该流程对轻烃分离工艺进行了优化设计，采取循环分离的流程设计方式，通过以上分析可以看出，分离后所得乙烷的纯度、回收率均很高。经过分离提纯后的外输天然气为高压气相，不需任何气化加压装置，可直接外输使用，在很大程度上节约了成本，提高了效率，分离后所获乙烷及LPG产品均为低压液态，方便产品的储存和运输，使用该流程对LNG中的C2 +进行分离回收，具有很好的应用前景。
实施例二
装置处理量为100万吨/年，LNG压力0.8MPa，温度-158℃，摩尔组分如下：甲烷86.78％，乙烷8.13％，丙烷3.67％，异丁烷0.55％，正丁烷0.55％，异戊烷0.05％，正戊烷0.05％，正己烷0.01％，氮气0.22％。
常压的LNG原料首先通过泵P1升压至3.8MPa，之后流经换热器E1、E2进行两次加热，加热后的LNG原料部分气化，其气相摩尔分数约为20％。部分气化的LNG进入脱甲烷塔T1，该塔操作压力为3.6MPa。通过分离在塔顶得到甲烷摩尔分数为98％的富甲烷天然气，该股物流在换热器E1中与LNG进料进行热交换后进入闪蒸塔V1进一步分离。在脱甲烷塔塔釜得到液相C2 +轻烃，其中乙烷摩尔含量约60％，其余部分为C3+轻烃。该股物流节流降压至0.2MPa后进入脱乙烷塔T2进一步分离，该塔操作压力为0.11MPa。通过精馏分离在脱乙烷塔顶得到摩尔分数为97.65％的常压液态乙烷产品，塔釜为常压液相LPG产品。从闪蒸塔顶分离出甲烷摩尔分数为98.89％的富甲烷天然气，温度约为-88℃，经压缩机直接升压至7MPa后外输，其塔釜液中甲烷摩尔含量仍高达约95％，该股物流再次送入脱甲烷塔进行循环分离。
通过该轻烃分离装置的处理，LNG原料分成外输天然气(物流11)，乙烷产品(物流13)及LPG产品(物流14)三部分。该流程得到的天然气产量为87.03t/h，其甲烷摩尔含量为98.89％，压力为7MPa，温度约为-47℃，因此不需任何气化装置，可直接外输使用；乙烷产量为13.94/h，其摩尔含量为97.65％，回收率为92.56％，压力为0.11MPa，温度约为-88.78℃；LPG产量为13.97t/h，其压力为0.15MPa，温度约为-29.47℃，回收率为95.16％，其物流模拟结果见表3。
表4所示为该轻烃分离装置中各设备的能耗，系统能耗来源于泵、压缩机、脱甲烷塔再沸器及脱乙烷塔再沸器。泵的功率为0.271MW，主要用于对LNG升压，提供动力及满足工艺流程各环节对压力的要求。压缩机功耗为1.266MW，用于压缩天然气产品，使之升压达到管输压力要求。脱甲烷塔再沸器的热功率为9.33MW，再沸器中的物流温度约为45℃，脱乙烷塔再沸器的热功率为4.66MW，再沸器中物流温度约为-29℃，根据再沸器中物流温度的不同，可以选择使用空气或海水加热，也可以使用轻烃分离后的天然气燃烧加热。该流程中脱乙烷塔冷凝器冷负荷约为7.02MW，所需冷量由LNG进料(物流3)提供。
表3案例2轻烃回收工艺物流模拟结果
表4案例2分离装置中各设备的能耗(MW)
泵P1 压缩机 脱甲烷塔再沸器 脱乙烷塔再沸器
0.271 1.266 9.33 4.66
实施例三
装置处理量为100万吨/年，LNG压力0.8MPa，温度-158℃，摩尔组分如下：甲烷91.15％，乙烷5.91％，丙烷0.15％，异丁烷0.33％，正丁烷0.33％，异戊烷0.01％，正戊烷0.01％，正己烷0.01％，氮气0.75％。
常压的LNG原料首先通过泵P1升压至3.8MPa，之后流经换热器E1、E2进行两次换热后部分气化，其气相摩尔分数约为6％。部分气化的LNG进入脱甲烷塔T1，该塔操作压力为3.6MPa。通过分离在塔顶得到甲烷摩尔分数为98％的富甲烷天然气，该股物流在换热器E1中与LNG进料进行热交换后进入闪蒸塔V1进一步分离。在脱甲烷塔塔釜得到液相C2+轻烃，其中乙烷摩尔含量约60％，其余部分为C3 +轻烃。该股物流节流降压至0.2MPa后进入脱乙烷塔T2进一步分离，该塔操作压力为0.11MPa。通过精馏分离在脱乙烷塔顶得到摩尔分数为98.15％的常压液态乙烷产品，塔釜为常压液相LPG产品。从闪蒸塔顶分离出甲烷摩尔分数为98.55％的富甲烷天然气，温度约为-89℃，经压缩机直接升压至7MPa后外输，其塔釜液中甲烷摩尔含量仍高达约96％，该股物流再次送入脱甲烷塔进行循环分离。
通过该轻烃分离装置的处理，LNG原料分成外输天然气(物流11)，乙烷产品(物流13)及LPG产品(物流14)三部分。该流程得到的天然气产量为97.91t/h，其甲烷摩尔含量为98.55％，压力为7MPa，温度约为-49℃，乙烷产量为10.69t/h，其摩尔含量为98.15％，回收率为92.55％，压力为0.11MPa，温度约为-87℃；LPG产量为6.62t/h，其压力为0.15MPa，温度约为-25℃，回收率为79.62％，其物流模拟结果见表5。
表6所示为该轻烃分离装置中各设备的能耗，系统能耗由泵、压缩机、脱甲烷塔再沸器及脱乙烷塔再沸器构成。泵的功率为0.271MW，主要用于对LNG升压，满足工艺流程各环节对压力的要求。压缩机功耗为1.396MW，用于压缩天然气产品，使之升压达到管输压力要求。脱甲烷塔再沸器的热功率为10.03MW，再沸器中物流温度约为38℃，脱乙烷塔再沸器的热功率为4.69MW，再沸器中物流温度约为-25℃，根据再沸器中物流温度的不同，可以选择使用空气或海水加热，或使用轻烃分离后的天然气燃烧加热。该流程中脱乙烷塔冷凝器冷负荷约为6.16MW，所需冷量由LNG进料(物流3)提供。
表5案例3轻轻分离流程物流模拟结果
表6案例3分离装置中各设备的能耗(MW)
泵P1 压缩机 脱甲烷塔再沸器 脱乙烷塔再沸器
0.271 1.396 10.03 4.69

Claims (2)

1.一种液化天然气的轻烃分离装置，其特征在于，包括LNG泵(P1)，LNG泵(P1)出口与LNG换热器(E1)加热进口连接，LNG换热器(E1)加热出口与加热器(E2)进口连接，加热器(E2)出口与脱甲烷塔(T1)进口连接，脱甲烷塔(T1)塔顶出口与LNG换热器(E1)冷凝进口连接，LNG换热器(E1)冷凝出口与闪蒸塔(V1)进口连接，闪蒸塔(V1)塔顶出口与压缩机(K1)进口连接，闪蒸塔(V1)塔底出口与脱甲烷塔(T1)进口连接，脱甲烷塔(T1)塔底出口与节流阀(VL1)进口连接，节流阀(VL1)出口与脱乙烷塔(T2)进口连接。
2.基于权利要求1所述的一种液化天然气的轻烃分离装置的分离方法，包括以下步骤：
步骤一、原料预热：
常压LNG原料通过LNG泵(P1)增压到1.00-3.8MPa，增压后的LNG先后与从脱甲烷塔(T1)顶部分离出来的甲烷气体换热，再与脱乙烷塔(T2)冷凝器热集成，而致使部分预热气化，气相分数在0.5±0.05；随后进入脱甲烷塔(T1)进行分离；
步骤二、脱甲烷：
LNG部分气化后进入脱甲烷塔(T1)初步分离，其中塔板数理论值为10，操作压力为1-3.8MPa，从塔顶分离出气态甲烷摩尔含量达98％，C2+摩尔含量在3％-5％；该部分轻烃经过LNG换热器(E1)使得气态LNG部分液化气相分数在70％-80％，部分液化后的轻烃进入闪蒸塔(V1)进一步分离，脱甲烷塔(T1)的釜液主要为C2 +轻烃，其中乙烷含量在50％-70％；
步骤三、脱乙烷：
脱甲烷塔(T1)的塔釜液为C2 +轻烃，其中含有大量乙烷、丙烷及少量C4 +轻烃，将其节流降压至0.2MPa后送入脱乙烷塔(T2)进一步精馏分离，脱乙烷塔(T2)塔板数为16，操作压力为0.15MPa，乙烷及丙烷的回流比为0.74，在塔顶得到高纯度的常压液态乙烷产品，其中乙烷摩尔含量能达到98％以上，回收率达92％以上，塔底得到常压LPG产品，其中丙烷摩尔含量为73％-75％；
步骤四、循环分离：
从脱甲烷塔(T1)顶部分离出来的甲烷气体经过LNG换热器(T1)部分液化后进入闪蒸塔(V1)进一步分离；其气相分数为0.7-0.9，闪蒸塔(V1)的塔釜液中含有95％的甲烷以及5％的C2 +轻烃，该部分再次送入脱甲烷塔(T1)中进行分离，而从闪蒸塔(V1)顶部分离出来的甲烷气体经过压缩机(K1)增压至7MPa后直接输入天然气管网系统。
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