CN1043731A - 烃类气体的加工处理 - Google Patents

烃类气体的加工处理 Download PDF

Info

Publication number
CN1043731A
CN1043731A CN89108727A CN89108727A CN1043731A CN 1043731 A CN1043731 A CN 1043731A CN 89108727 A CN89108727 A CN 89108727A CN 89108727 A CN89108727 A CN 89108727A CN 1043731 A CN1043731 A CN 1043731A
Authority
CN
China
Prior art keywords
logistics
component
mentioned
cut
low pressure
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Withdrawn
Application number
CN89108727A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1018022B (zh
Inventor
罗伊·依·坎贝尔
约翰·迪·威尔金森
汉克·姆·赫德森
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Ortloff Engineers Ltd
Original Assignee
Elk Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Elk Corp filed Critical Elk Corp
Publication of CN1043731A publication Critical patent/CN1043731A/zh
Publication of CN1018022B publication Critical patent/CN1018022B/zh
Expired legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/72—Refluxing the column with at least a part of the totally condensed overhead gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/06—Splitting of the feed stream, e.g. for treating or cooling in different ways
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/08—Cold compressor, i.e. suction of the gas at cryogenic temperature and generally without afterstage-cooler
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/30—Dynamic liquid or hydraulic expansion with extraction of work, e.g. single phase or two-phase turbine
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

从烃类气体物流中分离出乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和较重的烃类成分的方法。物流被分成第一和第二物流。第一物流膨胀到基本全部冷凝，随后膨胀到分馏塔压力，并导向与分馏塔头馏分的压缩循环部分进行热交换，随后在柱的第二供料位置供入柱中，循环物流被第一物流冷却到基本冷凝，随后膨胀到蒸馏柱压力并在柱的顶部供料位置供入柱中。循环物流的压力和供入柱中的供料的量和温度对保持柱的头部温度使大部分所需组分分离出来有影响。

Description

本发明涉及分离含烃类的气体的方法及设备。
乙炔、乙烷、丙炔、丙烷以及更重的烃类可以从各种气体，如天然气、炼油厂气和从其它的烃类物质如煤、原油、石油、油页岩、焦油砂和褐煤中得到的合成气体物流中收集起来。天然气的主要成分是甲烷和乙烷，也就是说甲烷和乙烷一起占天然气成分中至少50克分子百分数。天然气还含有少量的更重的烃类，如丙烷、丁烷、戊烷等以及氢、氮、一氧化碳和其它气体。
本发明一般是涉及从上述的气体物流中收集乙炔、乙烷、丙炔、丙烷和更重的烃类。按照本发明要处理的气体物流的典型分析，以近似的克分子百分数表示其组成为92.5%甲烷、4.2%乙烷和其它的C2组分、1.3%丙烷和其它的C3组分、0.4%异丁烷、0.3%正丁烷、0.5%包括戊烷以及更重的组分、其余为氮及一氧化碳。有时也含有一些含硫气体。
现时天然气和它的NGL（液态天然气）成分的价格的波动已经减少了作为液体产品的乙烷和更重的组分所增加的价值。这就导致了提出要有能更有效地收集这些产品的方法的要求。现在可用来分离这些材料的方法包括基于冷却和冷冻气体、油吸附和冷冻油吸附的方法。另外，深冷法也已普及，这归功于采用一种较经济的设备，该设备能使处理的气体膨胀并同时从中提取热量，因而可采集能量。依据于气体源的压力，气体的浓度（乙烷和更重的烃类含量），和要求的最终产品。可使用上述的任一种方法或者几种方法的组合方法。
由于深冷膨胀法最简单，容易起动、操作的灵活性、高效率、安全可靠，因此现在常用这种方法收集乙烷。美国专利第4157904、4171964和4278457以及本发明人在1988年5月17日在美国申请的系列待批专利申请第194822和194878号都说明了有关的方法。
在一个典型的深冷膨胀收集法中，通过与该过程中的其它物流和/或如丙烷压缩-冷冻系统等的外冷冻源进行热交换来冷却加压供料气体物流。在气体被冷却时，液体会以含有一些要求的C2+（“+”表示包括该组分及更重的成分，以下同）组分的高压液体的形式在一个或多个分离装置中冷凝及收集起来，根据气体的浓度和生成的液体的量，高压液体又膨胀到低压并被分馏。在液体膨胀时发生的汽化使物流进一步冷却。在某些情况下，在膨胀前需要预冷高压液体以进一步降低膨胀后物流的温度。包括液体及汽化物的已膨胀了的物流在蒸馏柱（甲烷馏除器）中分馏。在该柱中，蒸馏经膨胀的冷却物流以把顶部汽化物中的残余甲烷、氮气和挥发性的气体和底部液体产品中要求的C2组分、C3组分和更重的组分分离开来。
如果供料气体没有被完全冷凝（典型地是没有被冷凝），部分冷凝而残余下来的汽化物可分成两股或多股物流。一部分汽化物通过膨胀机或发动机、或膨胀阀膨胀至低压，在该压力下由于物流进一步冷却而使附加的液体冷凝出。膨胀后的压力实质上与分馏柱工作压力一样。在膨胀后的混合的汽-液相作为供料送入分馏柱中。
而其余的汽化物部分通过与其它的生产物流例如冷的分馏塔顶部物流进行热交换而基本上冷凝下来。根据可用的高压液体的量，在冷却前，部分或全部高压液体可与该汽化物部分混合。然后所产生的冷却物流通过适当的膨胀装置，如膨胀阀，而被膨胀到甲烷馏除器的工作压力。在膨胀时，一部分液体汽化，使总物流冷却。然后，快速膨胀了的物流作为顶部供料送入甲烷馏除器。典型地，膨胀物流的汽化物部分和甲烷馏除器的顶部汽化物在分馏塔的上部分离装置部分混合成残余的甲烷气体，作为产品。而经冷却和膨胀了的物流可送入分离装置中以提供汽化物和液体物流。这部分汽化物与蒸馏塔的顶部物流混合，而液体则作为柱的顶部供料送入柱中。
在这种分离方法的理想工作状况下，由本方法产生的残余气体包含供料气体中大体上所有的甲烷气，而没有更重的烃类组分，而从甲烷馏除器排出的底部馏分则包含大体上所有的更重的烃类组分，而没有甲烷或较轻的组分。但是，事实上由于普通甲烷馏除器主要作为汽提柱工作，因而不能得到这种理想的状况。因此，本方法的甲烷产品典型地包括从柱的顶部分馏级出来的汽化物和不经过任何蒸馏阶段的汽化物。由于顶部液体供料中含有相当量的C2组分和较重的组分导致从甲烷馏除器的顶部分馏级排出的汽化物中含有相应的平衡量的C2组分和较重组分，而造成C2组分的损失。如果上升的汽化物与相当量的含有很少C2组分和较重组分的液体（回流）接触，这些属于需要的组分的损失可大大地减少;也就是说，回流可以吸收汽化物中C2组分和较重组分。本发明提供了实现上述目的并且显著地提高所述的要求产品的收得率的方法和设备。
按照本发明，所得到的C2组分的收得率超过99%。类似地，当不要求C2组分的收得率时，C3组分的收得率可超过99%。另外，本发明可在减少耗能的情况下而百分之百地把甲烷（或C2组分）和较轻组分与C2组分（或C3组分）和较重组分分离开。虽然本发明可在低压及较高的温度下应用，但当在要求柱的顶部温度为-110°F或更低情况下处理600到1000Psia绝对压强（磅/平方英寸）或更高压力的供料气体是特别有利的。
下面参考附图及实施例来进一步说明本发明，附图中：
图1是按照美国专利第4157904号的现有技术的深冷膨胀的天然气处理设备的流程图;
图2是另一个按照美国专利第4687499号的现有技术的深冷膨胀的天然气处理设备的流程图;
图3是按照本发明的天然气处理设备的流程图;
图4及图5是本发明用于对天然气物流处理的另外形式的装置的局部流程图;
图6、7及8是按照本发明的另外的天然气处理设备的流程图;
图9是本发明用于对浓度更高的天然气处理设备的局部流程图;
图10是本发明应用到要回收丙烷和较重的烃类的天然气物流的另外的装置的流程图。
下面对上述附图说明中，提供了经过计算用来表示一些代表性的工作过程的流量一览表。在这些表中，为方便起见，流量的值（每小时磅        分子）已取为最接近的整数。在表中的总流量包括所有的非烃类，因此一般比烃类组分物流的总流量还大。表中的温度也是取为最近的整数度的近似值。还须注意，为比较图中所示的方法起见而对方法进行的设计计算是基于从周围环境到处理介质或由处理介质到周围环境没有热量漏泄的假设。市场上可买到的绝缘材料的质量使这个假设很合理，并且本专业技术人员也常作这种假设。
参见附图1，在按照美国专利第4157904的方法的模拟试验中，进口气体物流21在120°F及1040Psia下进入处理设备。如果进口气体的含硫量会使产品气体不符合要求，那末可以对原料气体进行适当的预处理（图中未示出）来除去硫化物。另外，通常要对供料物流脱水，以免在冷冻状态下形成水化物（结冰）。典型地，已用固体脱水剂来达到此目的。供料物流分成了两股平行的物流22和23，并通过与在热交换装置10中的温度为50°F的冷的残余气体和在甲烷馏除器的再沸器11中温度为43°F的甲烷馏除器液体进行热交换而冷却到66°F。在从热交换器排出后，这两股物流22a和23a再混合成物流21a，进入到交换器12中，在该交换器中由-4°F冷的残余气体（物流29a）将其冷却到28°F（物流21b）。该供料气体再进入到甲烷馏除器的侧再沸器13，与-78°F的甲烷馏除器液体进行热交换而被冷却。然后，已进一步冷却的物流21c以12°F及1025Psia进入分离装置，在该分离装置中汽化物（物流24）从冷凝液体（物流28）中分离出来。
从分离装置14出来的汽化物（物流24）分成两股物流25和27。含有总汽化物中约38%的物流25与分离装置的液体（物流28）混合。然后，混合物流26通过热交换器15，与甲烷馏除器顶部汽化物流29进行热交换，使混合物流26冷却并大体上冷凝。然后，已大体冷凝的-138°F的物流26a通过一个适当的膨胀装置，如膨胀阀16，迅速膨胀到分馏塔19的工作压力（约400Psia）。在膨胀时一部分物流汽化，使总的物流进一步冷却。在图1所示的方法中，离开膨胀阀16的膨胀物流26b达到-141°F，并被供入到分馏塔19的上部的分离装置部分19a。在该处分离出的液体成为供入甲烷馏除器部分19b的顶部供料。
从分离装置14中出来的其余的62%的汽化物（物流27）进到工作膨胀机17内，在该机内从这部分高压供料中提取机械能。膨胀机17使汽化物从1025Psia大体等熵膨胀至400Psia，在膨胀作功时，膨胀物流27a被冷却到约-75°F。在理想的等熵膨胀过程中，典型的商业膨胀机理论上可回收80%～85%的功。已膨胀的和部分冷凝的物流27a作为供料从中间部分供入蒸馏柱。
在分馏塔19中的甲烷馏除器是一个普通的蒸馏柱，包括多个垂直相互间隔的塔板，一个或多个填充床，或一些塔板和填料的组合。通常在天然气处理设备中，分馏塔包括两部分。塔的上面部分19a是一个分离装置，在其中，部分汽化的顶部供料物流分成其相应的汽化物和液体部分，并且在其中从下面的蒸馏或甲烷馏除部分上升的汽化物与在蒸馏堵的顶部出口的冷的残余气体蒸馏物料29中的顶部供料的汽化物部分相混合。塔下面的甲烷馏除部分19b包含有塔板和/或填料，使往下流落的液体及往上升的汽化物之间提供必要的接触。甲烷馏除部分还包括再沸器，使一部分往下流入柱中的液体加液和汽化，并提供沿柱中往上流的汽提汽化物。底部产品物流30以69°F从塔的底部流出，底部产品的克分子比按典型的要求为甲烷∶乙烷为0.025∶1。
残余气体（物流29）逆向地通入进来的供料气体中：（a）在热交换器15中，被加热到-4°F（物流29）;（b）在热交换器12中被加热到50°F（物流29b）;和（c）在热交换器10中被加热到93°F（物流29c）。然后，残余气体再经两级压缩。第一级是为膨胀机驱动的压缩器18;第二级是由附加能源驱动的压缩器20，把残余气体压缩到1050Psia（物流29e），足够符合工艺的要求（通常相应于进口压力）。
图1所示的方法的物料流速和能量消耗列于下表（表Ⅰ）：
Figure 891087273_IMG1
图1中的现有技术由于柱的顶部与甲烷馏除器顶部的供料相平衡，而限制了乙烷的收得率（如表1所示）。把分离装置14中的供料气体的温度降低到低于图1中所示的温度将不会明显地增加乙烷的回收率，但仅仅会降低在膨胀机17中回收的能量和相应地增加残余的压缩能量。明显地改善图1中所示现有技术方法的乙烷收得率的唯一方法是降低甲烷馏除器的工作压力，但是这样做会过分地增加残余的压缩马力。尽管如此，最终的乙烷收得率将仍然为供入甲烷馏除器中顶部液体的成分所决定。
在同样的甲烷馏除器的工作压力下达到更高的乙烷收得率的一个方法是建立一个更贫的（含较低的C2+含量的）顶部供料。图2示出了另一个按照美国专利第4687499号的现有技术的方法，这方法使一部分残余气体产物再循环以提供更贫的顶部供料送入甲烷馏除器中。图2所示方法的原料气体成分和状态与图1所示的相同。在该方法的模拟试验中，如图1所示的方法的模拟试验一样，选定工作条件，使得在一定的回收水平下减少能量损耗。供料物流21分成两股平行的物流22和23，并通过与在交换器10中46°F的冷的残余气体和在甲烷馏除器的再沸器11中的41°F的甲烷馏除器液体热交换而被冷却到51°F。通过该交换器后，物流22a和23a再混合成物流21a，并进入交换器12中，在那里被-59°F的冷的残余气体（物流29a）进一步冷却到-31°F（物流21b）。供料气体再进入甲烷馏除器侧的再沸器13，与-104°F的甲烷馏除器液体进行热交换而被冷却。然后，供料物流21c以-55°F和1025Psia进入分离装置14，在那里，汽化物（物流27）与冷凝液体（物流28）分离。
从分离装置14出来的汽化物（物流27）进入膨胀工作机17，在该机中从这部分高压供料中抽出机械能。膨胀机17使汽化物从1025Psia大体等熵膨胀至400Psia，在膨胀做功时，膨胀物流被冷却到约-126°F。已膨胀和部分冷凝的物流27a作为供料从中间部分供入蒸馏柱。分离装置的液体（物流28）在下部的柱的中间供料位置供入到分馏塔19的甲烷馏除器中之前，也类似被膨胀阀36膨胀到400Psia，把物流28冷却到-100°F（物流28a）。
一部分高压残余气体（物流34）从主残余物流（物流29f）中分离出，成为顶部蒸馏柱的供料。循环物流34通过热交换器15，与冷的甲烷馏除器中的头部馏分的汽化物流29发生热交换，而使循环物流冷却并大体上冷凝。-143°F的已冷却的物流34a然后通过在适当的膨胀装置，如膨胀机16中膨胀。膨胀机16使物流从1040Psia大体等熵膨胀到约为400Psia的甲烷馏除器的工作压力，随着膨胀做功，膨胀物流的温度冷却到约为-152°F（物流34b）。膨胀物流34b作为顶部供料供入到分馏塔中。
底部的液态产品物流30以68°F从塔19的底部流出。
温度为-145°F的冷的残余气体（物流29）逆向地通入到在热交换器15中的循环气体物流中，在热交换器15中被加热到-59°F（物流29a）。然后，残余气体逆向通到在热交换器12中的进料气体中，在该交换器12中加热到46°F（物流29b），再通入热交换器10中，在那里加热到92°F（物流29c），然后，残余气体再经两级压缩。物流29c被分成平行的物流31和32，它们通入（分别为膨胀机16和17所驱动的）压缩器35和18中进行第一级压缩。物流31a和32a再混合成物流29d，流到第二压缩级（由附加能源驱动的压缩器20），把残余气体压缩到管路压力，1050Psia（物流29e）。在热交换器37把物流29e冷却到120°F（物流29f）后，抽出循环物流34，残余气体产物（物流33）流到销售用的管路中去。
图2所示的方法的物料流量和能量消耗的一览表如下（表Ⅱ）：
下面是本发明的实例。
实例1
图3示出了按照本发明的方法的流程图。在图3所示方法中的原料气体成分和状态与图1及图2中的相同。相应地，图3所示方法可以和图1和图2的方法相比较以说明本发明的优点。
在图3所示方法的模拟试验中，进口气体在120°F及1040Psia下以物流21表示的形式进入。供料物流分成平行的物流22和23，并与热交换装置10中的60°F的冷的残余气体（物流29b）和在甲烷馏除器的再沸器11中47°F的甲烷馏除器液体进行热交换而冷却到69°F。通过交换装置后，物流22a和23a再混合成物流21a，进入交换装置12，在那里由-3°F的冷的残余气体（物流29a）冷却到26°F（物流21b）。已进一步冷却了的物流21b再进入到甲烷馏分器的侧再沸器13，并通过与-67°F的甲烷馏除器液体进行热交换而冷却。供料物流21c再在12°F和1025Psia压力下进入高压分离装置14中，使汽化物（物流24）与冷凝液体（物流28）分离开。
从分离装置14出来的汽化物（物流24）分成气态状的第一及第二物流25和27。含有占总汽化物约40%量的物流25与分离装置液体（物流28）混合。然后混合物流通过热交换装置15，与-144°F冷的残余气体物流29进行热交换，使该混合物流基本上全部被冷却到冷凝，温度为-142°F的基本冷凝了的物流26a随后通过一个适当的膨胀装置，如膨胀阀16膨胀到约412Psia的压力，也就是比分馏塔19的工作压力高约5Psi（每平方英寸磅数）的压力。在膨胀时，该物流冷却到-144°F（物流26b）。
在图3所示的方法中，膨胀后的物流26b达到-144°F，并流到热交换装置31中。在热交换装置中，混合物流26b加热到-136°F并部分汽化，同时它使离开分馏塔19顶部的蒸馏物流39的压缩过的再循环部分（物流40a）冷却到基本冷凝。加热了的物流26c随后在下面的蒸馏柱中间供料位置进入到蒸馏柱或甲烷馏除器中。该蒸馏柱在分馏塔的下部。
从热交换装置31出来的基本冷凝的物流40b随后通过一个适当的膨胀装置，如膨胀阀33，膨胀到甲烷馏除器的工作压力。在膨胀时，一部分物流汽化，而使总的物流冷却。在图3所示的方法中，离开膨胀阀33的膨胀物流40c达到-145°F，并作为分馏塔顶部的供料送入分馏塔中。物流40c的汽化物部分与从柱的顶部分馏级上升的汽化物相混合，形成蒸馏物流39，从塔的上部分离出来。该物流随后分成两股物流。一部分物流29是冷的挥发性残余气体馏分。而另一部分循环物流40在冷的循环压缩装置32中压缩到压力为约490Psia，也就是比甲烷馏除器高83Psi。在约-124°F的压缩过的循环物流40a随后流入热交换装置31中，与混合相的物流26b热交换而被冷却到基本冷凝。
再看气态状的第二物流27，从分离装置14出来的其余60%的汽化物进入如膨胀工作机17之类的膨胀装置，在该装置中从这部分高压供料中得到机械能。膨胀机17使汽化物从约1025Psia压力大体等熵膨胀到甲烷馏除器的压力（约407Psia），在膨胀作功时，膨胀物流冷却到约-74°F（物流27a）。已膨胀和部分冷凝的物流27a作为供料从柱的第二中间供料位置供入蒸馏柱。
从塔19的底部流出的是72°F的液态产品物流30。冷的残余气体物流29与物流26相逆向地通入热交换装置15中，加热到-3°F（物流29a）同时使物流26冷却到基本冷凝。部分加热了的物流29a随后流到热交换装置12中再加热至60°F（物流29b），同时使物流21a冷却。该进一步加热过的残余气体物流29b然后流进热交换装置10中，当它使进口气体物流22冷却时，它加热到98°F（物流29c）。残余气体随后再经两级压缩。第一级压缩是膨胀机17驱动的压缩装置18。第二级压缩是由附加能源驱动的压缩装置20，把残余气体（物流29d）压缩到管路压力，1050Psia。
图3所示方法的物流量和能量消耗的一览表列于下表（表Ⅲ）：
Figure 891087273_IMG3
在快速膨胀的物流26b中用可用的冷冻作用来使热交换装置31中的物流40a冷却到基本冷凝，可以降低压缩循环物流所要求的马力。需要把循环物流40仅仅压缩到一个压力值，在该压力下，循环物流40可在高于快速膨胀物流26b的温度下基本冷凝。典型地包括使循环物流40的压力增加70-100Psi。这就提供了含有很少量乙烷和较重的烃类的柱的顶部供料，使从柱的下部供料中汽提过的汽化物精馏，因而减少了在分馏塔头部物流39和以后在残余气体物流29中的乙烷和较重烃类的平衡损失。
比较表Ⅰ和Ⅲ所示的收得率水平表明本发明使乙烷的收得率从89.8%增加到99.31%，使丙烷的收得率从98.16%增加到100.00%，使丁烷的回收得率从99.53%增加到100.00%。比较表Ⅰ和Ⅲ还表明收得率的增加并不是简单地由于增加了马力（有用）的要求的结果。相反地，在应用本发明时，如实例1所示，不仅乙烷、丙烷和丁烷十的收得率比现有技术的方法有所增加，并且液体的回收效率也增加9.3%（用每单位消耗的马力收得的乙烷来表示）。
本发明的方法与图2所示的现有技术相比较，表Ⅱ和Ⅲ表明了图2所示现有技术和本发明的C2+组分的收得率水平相当。但是图2所示现有技术要消耗更多的马力（有用）消耗，而本发明只需要用如图2所示现有技术所要求的外来的功率的76%就可达到同样的收得率水平。
实例2
图3示出了本发明的最佳实施例的温度及压力条件。图4所示的部分流程图示出了本发明的另一实施例。在图4所示方法的模拟试验中，进口气体的冷却方法与图3所示的相同。不同点在于对要在压缩装置32中压缩的循环物流40处置不同。不是直接压缩循环物流进入热交换装置31，而是首先加热该物流，因而在压缩装置中不要求深冷处理。图4即示出了这样一种方法，循环蒸汽物流40进入交叉交换装置34，通过与压缩装置排出的热的循环物流40c进行热交换而加热到115°F。加热的物流40a进入热的循环压缩装置32，被压缩到约为500Psia的压力（物流40b）。在与冷的物流40进行交叉热交换后，-130°F的物流40d进入到交换装置31中，通过与混合物相的物流26b进行热交换（如前所述），冷却至基本冷凝。基本冷凝的物流40e随后在膨胀阀内迅速膨胀。冷的经迅速膨胀的物流40f温度约为-145°F，作为顶部供料供入到分馏塔19中。
图4所示方法的物流流量和能量消耗一览表列于下表（表Ⅳ）：
比较表Ⅲ和Ⅳ表明图4所示的本发明的实施例对马力（有用）要求稍些增加而能保持高的收得率水平。选择压缩物流40冷或热取决于设备的尺寸和可用的装备条件等因素来决定。
实例3
本发明的第三个实施例示于图5所示的部分流程图中。在图5所示的方法的模拟试验中，进口气体的冷却方法与图3和4所示的相同。不同点只是用来冷却和基本冷凝压缩的循环物流40a的方法不同。在图5所示的实施例中，压缩物流40a在交换装置36中冷却至基本冷凝，该交换装置36的作用是作为甲烷馏除器的侧再沸器。通过在分馏塔19的蒸馏柱中分离出一股-143°F的液体物流，即物流41，可提供冷却。该液体物流在热交换装置36中加热并部分汽化，该混合相物流41a的温度为-137°F，再返回到蒸馏柱中。从交换装置36中出来的基本冷凝的循环物流40b的温度为-141°F，在膨胀阀33中迅速膨胀到分馏塔的工作压力。已迅速膨胀的物流40c的温度约为-145°F，在最顶部的供料点进入到分馏塔19中。
由于从膨胀阀16中出来的物流26b并不用来冷却已压缩的循环物流40a，该混合相的物流在柱的中间供料位置直接流入到蒸馏柱中。
图5所示方法的物流流量和能量消耗一览表列于下表（表Ⅴ）：
表Ⅴ
物流流量一览（磅分子/小时）
物流        甲烷        乙烷        丙烷        丁烷+        总计
21c        25381        1161        362        332        27448
24        25323        1149        352        264        27298
28        58        12        10        68        150
25        10096        458        140        105        10883
27        15227        691        212        159        16415
39        31216        10        0        0        31415
40        5863        2        0        0        5900
29        25353        8        0        0        25515
30        28        1153        362        332        1933
收得率＊
乙烷        99.32%
丙烷        100.00%
丁烷+        100.00%
马力
残余压缩        13，008
冷循环压缩        247
总马力        13，255
＊（根据未取整数的流量）
比较表Ⅲ和Ⅴ表明，图5的实施例比图3所示的效率只稍些小一些。
还可以看出图5中的物流28不需要与物流25相混合。而全部或部分物流28可膨胀到柱的工作压力，并在柱的中间供料位置供入柱中。
实例4
本发明的第四个实施例示于图6，图6所示方法的原料气体成分和状态与图1-5所示的一样。
在图6所示方法的模拟试验中，进口气体的冷却和膨胀过程与图3所用的是相同的。不同点只是在于要被压缩、基本冷凝并作为塔的顶部供料送入甲烷馏除器中的气体物流从蒸馏物流39分离出来。参见图6，加热的蒸馏物流39a分成两股物流29和40。物流29是残余气体馏分，如前所述该股物流再经两级压缩。物流40是循环物流，在热的压缩装置32中压缩到约500Psia，也就是比甲烷馏除器的工作压力高90Psi。压缩物流40a在交换装置34中冷却到120°F（物流40b）。（根据压缩后的物流温度，交换装置可不需要）。已冷却的物流40b在交换装置35中通过与蒸馏物流39中的一部分（物流36）进行热交换进一步冷却到约-131°F（物流40c）。已进一步冷却的物流40c随后进入交换装置31中，然后与在图3已说明过的一样，通过与膨胀阀16中出来的混合物相物流26b进行热交换而基本冷凝下来。已基本冷凝的物流40d随后在膨胀阀33中迅速膨胀，膨胀物流40e作为顶部供料在-145°F下流入分馏塔19中。
从分馏塔上部出来的-144°F的蒸馏物流39随后分成两部分。一部分物流37在交换装置15、12和10中使进口的供料气体冷却时，它本身加热到96°F（物流37c）。另一部分物流36如前所述在交换装置35中使压缩循环物流40b冷却。如此加热的物流36a和37c再混合成分馏塔中加热的顶部物流39a，随后又如前所述被分开。
图6所示方法的物流流量和能量消耗一览列于下表（表Ⅵ）：
比较表Ⅲ和Ⅵ表明图6所示本发明的实施例只稍微增加马力（有用）消耗而能保持高的收得率的水平。在处理过程中从何处分离出循环物流40取决于设备的尺寸及可用的装置等因素。
另外，本发明的方法也可在得到小于最大收得率的情况下使用。如果要求这样做，可降低循环物流40的流量，这样减少如图3所示分馏塔19中的柱的顶部供料。随着流量降低，蒸馏柱中只有较少量的回流液体，使柱的头部温度更高。乙烷的收得率就降低了。这在下面一个实施例中要说明。
实例5
本发明的方法也可用来处理气体物流，使只回收C3组分和较重的烃类组分（把C2组分和更轻的组分排到残余气体中）。本发明这样的实施例示于图10。图10方法中供料气体成分和状态和图1-6所用的是一样的。由于更热的工作条件以及回收丙烷（排掉乙烷）的操作，引进的气体的冷却过程与上述回收乙烷的情况稍微有些不同。
参见图10，进口气体（以物流21表示）在120°F和1040Psia下进入处理。通过在交换装置10中与冷的-15°F的残余气体（物流29a）进行热交换，该物流冷到23°F（物流21a）。从热交换装置10出来后，该物流又被从膨胀装置的出口物流27a进一步冷却到12°F（物流21b）。然后，供料物流21b在1025Psia下进入高压分离装置14，在该装置中汽化物（物流24）与冷凝液体（物流28）分离开。
从分离装置14出来的汽化物（物流24）分成气态状的第一和第二物流25和27。含有汽化物总量35%的物流25与分离装置的液体（物流28）混合。然后，混合物流26通过热交换装置15，与-116°F的冷的残余气体馏分29进行交换，使混合物流冷却至基本冷凝。已基本冷凝的-112°F的物流26a随后通过一个适当的膨胀装置，如膨胀阀16，膨胀到压力约为412Psia。在膨胀时，一部分物流汽化，使总的物流进一步冷却。
在图10所示的方法中，膨胀物流26b达到-138°F，流入热交换装置31中。混合物相的物流26b在使从分馏塔19顶部出来的蒸馏物流39的一部分（物流40a）冷却至基本冷凝的同时它本身在热交换装置中加热到-135°F并部分汽化。加热的物流26c随后在柱的中间供料位置进入乙烷馏除器的蒸馏柱中。
从热交换装置31出来的基本冷凝的物流40b随后通过一个适当的膨胀装置，如膨胀阀33，膨胀到乙烷馏除器的工作压力。在膨胀时，一部分物流汽化，使总的物流进一步冷却。在图10所示的方法中，从膨胀阀33出来的膨胀物流40c达到-141°F，作为顶部供料供入分馏塔中。物流40c的汽化部分与从柱的顶部分馏级上升的汽化物混合，形成从塔的顶部出来的蒸馏物流39。该物流又分成两股物流。一部分物流29是挥发性残余气体馏分。另一部分，循环物流40在冷的循环压缩装置32中压缩到压力为约485Psia，也就是比乙烷馏除器的工作压力高78Psi。-95°F的压缩物流40a流入热交换装置31中，通过与混合物相物流26b热交换冷却至基本冷凝。
再来看气态状的第二物流27，其包含从分离装置14出来的汽化物量的65%，进入到如前所述的膨胀工作机17之类的膨胀装置中。膨胀机17使汽化物膨胀到压力约为412Psia，因而把膨胀物流冷却到温度为-72°F（物流27a）。膨胀并部分冷凝的物流27a随后流入热交换装置11中，冷却进口气体物流，而本身被加热。加热了的膨胀物流27b的温度为约-56°F，随后在第二柱中间供料位置供入乙烷馏除器中。
乙烷馏除器包括有一个再沸器12，它使顺着柱往下流的一部分液体加热及汽化，而提供顺着柱往上流的汽提汽化物。当作为乙烷馏除器工作（排除乙烷）时，塔的再沸器比作为甲烷馏除器（收集乙烷）工作时的温度高得多。一般地，不可能用设备的进口供料气体来对分馏塔内物流再沸腾，而在收集乙烷的操作中常常这样做。因此通常要使用外来能量来用于再沸腾所需的热量。
液体产品物流30为220°F，从分馏塔的底部流出，基于典型的技术要求，在液体产品中乙烷与丙烷的克分子比为0.025∶1。冷的顶部物流39以约-116°F从柱中流出，并如前所述分成两股物流（29和40）。冷的残余气体物流29在使交换器15和10中的进口气体的物流冷却的同时，本身被加热到约110°F。然后，该物流被由膨胀机17驱动的压端装置18，和由附加能源驱动的压缩装置20进行两级压缩。
图10所示方法的物流流量和能量消耗一览表列于下表（表Ⅶ）：
Figure 891087273_IMG6
由上表可见，多于99%的乙烷被排到残余气体物流中，而丙烷的回收率仍然保持超过99.9%。这比回收乙烷的操作只要更少量的循环物流40。
虽然要求回收乙烷（C2组分）时，图10所示的流程图并不是一个理想的方法，但还是可用。
其它的实施例
图3、6及图10中，高压液体物流28不需要与流向交换装置15中的从分离装置出来的汽化物部分（物流25）混合。而物流28（或其一部分）可通过适当的膨胀装置，如膨胀阀或膨胀机，进行膨胀，并在蒸馏柱的第三中间供料位置供入。物流28在流入甲烷馏除器之前的膨胀阶段前或后可用来冷却进口气体或作为其它热交换用途用。
在进口气体比前面所述的情况更富的情况下，可以用如图9所示的实施例。冷凝物流28流过交换装置45，在该装置内，通过与从膨胀阀43出来的冷却物流42a进行热交换，而被过冷。过冷液体（物流28a）随后分成两部分。第一部分（物流42）流过膨胀阀43，在该处膨胀并快速汽化，使压力降到约为分馏塔的工作压力。从膨胀阀43出来的冷的物流42a随后流过交换装置45，用来使从分离装置14出来的液体过冷。从热交换装置45出来的物流42b在较低的柱的中间供料位置流入分馏塔19的蒸馏柱中。第二液体部分（物流41）仍然有高的压力，其可以进行下述的任一流程：（1），与从分离装置14出来的汽化物流部分混合：（2），与基本冷凝的物流26a混合;或（3），在膨胀阀44中膨胀，然后或者在较高的柱的中间供料位置供入蒸馏柱或者与膨胀物流26b相混合。作为一种选择，物流41的部分可经过上述的并示在图9中的一个以上的和甚至所有的流程。
按照本发明，可以用不同的几种方法来分开汽化物供料。在图3-6和图9及10的方法中，紧接着冷却和分离已形成的液体来分开汽化物。但是，高压气体可以在如图7所示的在任一冷却进口气体步骤之前，或如图8所示的在冷却气体之后和在任何分离阶段之前分开。在一些实施例中，可以在分离装置中分开汽化物。另外，如果进口气体比较贫，图7和8所示方法中分离装置14可不需要。另外，还可使用外加的冷冻作用来使从过程中其它物流中引来的进口气体得到附加的冷却，特别当进口气体比在实例1中所用的更富时更要如此。对于一些专门的应用，必须考虑使甲烷馏除器液体分配来进行热交换，以及对于进口气体的冷却专门地设置热交换器，还有选择操作过程中的物流以用于专门的热交换。例如，可以在分开进口物流后和使第二物流（图8）膨胀前对第二物流冷却。
还要懂得在分开的汽化物供料的每一分支中的相对的供料量将取决于一些因素，包括供料气体压力，供料气体成分，可从供料中经济地提取的热量以及可用的马力的大小。把更多供料送入柱的顶部可增加收得率，而减少了从膨胀装置回收的功率，因而增加了再压缩功率的要求。增加柱的下部供料会减少马力消耗，但也减少了产品的收得率。图3-6和10所示的柱的中部供料位置对所讨论的方法的工作状态是可取的供料位置。但是，柱的中部供料的相对位置可以根据进口气体的成分和其它因素如要求收得率的水平以及在进口气体冷却时形成的液体量而确定。另外，根据单股物流相对的温度和数量，可以把两股或更多的物流（或部分）混合，混合的物流再供入柱的中间供料位置。图3-6和10是所示成分和压力条件的最佳实施例。虽然示出的物流膨胀是在特定的膨胀装置内进行，在合适的情况下其它的膨胀装置也可应用。例如，在一些条件下也可保证供料物流基本冷凝部分（图3中26a）或基本冷凝的循环物流（图3中40b）的膨胀。
当要求仅仅回收C3组分及更重的组分（排掉C2组分）时，图3-9所示的实施例也可以使用。只要适当地调整柱的供料流量和状态就可做到。
虽然已经说明了被认为是本发明的最佳实施例，但是本专业的普通技术人员会明白还可以作其它进一步的改进，也就是使本发明适应于各种供料的条件和类型，或其它的要求而不偏离开如下面权利要求书所限定的本发明的精神。

Claims (72)

1、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
(a)所述的气体加压冷却而被制成冷却物流；
(b)所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却；及
(c)该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来；
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝；及
(1)上述部分冷凝气体被分离为汽化物流和冷凝物流；
(2)所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流；
(3)所述的气态状第一物流同至少一部分上述的冷凝物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却；
(4)膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流的循环部分，与之进行热交换；该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流；
(5)上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中；
(6)上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝；
(7)上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中；
(8)气态状第二物流膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
(9)压缩的循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
2、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分离为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）所述的气态状第一物流同至少一部分上述的冷凝物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的在分馏塔内上升的蒸馏物流的循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）气态状第二物流膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
3、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却之前被分为气态状的第一和第二物流;及
（1）所说的气态状的第二物流加压冷却，并冷却至足以部分冷凝;
（2）所说的部分冷凝的第二物流分离成汽化物流和冷凝物流;
（3）所述的气态状第一物流冷却，然后同至少一部分上述的冷凝物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）所说的汽化物流膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（9）压缩的循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
4、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所说的气体在冷却之前被分为气态状的第一和第二物流;以及
（1）所说的气态状的第二物流加压冷却，并冷却至足以部分冷凝;
（2）所说的部分冷凝的第二物流分离成汽化物流和冷凝物流;
（3）所述的气态状第一物流被冷却，然后同至少一部分上述的冷凝物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）所说的汽化物流膨胀至所说的低压，通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
5、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所说的冷却物流继冷却后被分为第一和第二物流;以及
（1）所述的第二物流冷却至足以部分冷凝;
（2）上述的部分冷凝的第二物流分离成汽化物流和冷凝物流;
（3）所述的第一物流同至少一部分上述的冷凝物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）所说的汽化物流膨胀至所说的低压，通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
6、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压上分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的冷却物流继冷却后被分为第一和第二物流;以及
（1）所述的第二物流冷却至足以部分冷凝;
（2）上述部分冷凝的第二物流分离成汽化物流和冷凝物流;
（3）所述的第一物流同至少一部分上述冷凝的物流混合而形成混合物流，该混合物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的混合物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的混合物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的混合物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）所述的汽化物流膨胀至所说的低压，通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中;及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
7、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）气态状第二物流膨胀至所说的低压，通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，
（9）至少一部分上述的冷凝物流膨胀至所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱;以及
（10）压缩的循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
8、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分为汽化物流和冷凝物流;
（2所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（4）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（5）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（6）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（7）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（8）气态状第二物流膨胀至所说的低压，通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中;
（9）至少一部分上述的冷凝物流膨胀至所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱;以及
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
9、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体在冷却之前被分为气态状的第一和第二物流;以及
（1）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的气态状第二物流加压冷却，并冷却至足以使其部分冷凝;
（7）所说的部分冷凝的第二物流分离成汽化物流和冷凝物流;
（8）上述的汽化物流膨胀至所说的低压，并从第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（9）至少一部分上述的冷凝物流膨胀至所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;以及
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
10、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体在冷却之前被分为气态状的第一和第二物流;以及
（1）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的气态状第二物流加压冷却，并冷却至足以使其部分冷凝;
（7）所说的部分冷凝的第二物流被分离成汽化物流和冷凝物流;
（8）上述的汽化物流膨胀至所说的低压，并从第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（9）至少一部分上述的冷凝物流膨胀至所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;以及
（10）压缩的循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
11、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
继冷却之后，冷却的物流被分为第一和第二物流，以及
（1）所述的第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的第二物流被冷却至足以部分冷凝;
（7）所说的部分冷凝的第二物流被分离成汽化物流和冷凝物流;
（8）上述的汽化物流膨胀至所说的低压，并从第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（9）至少一部分上述冷凝物流膨胀到所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;以及;
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
12、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
继冷却之后，冷却的物流被分为第一和第二物流;以及
（1）所述的第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的第二物流被冷却至足以部分冷凝;
（7）所说的部分冷凝的第二物流被分离成汽化物流和冷凝物流;
（8）上述的汽化物流膨胀至所说的低压，并从第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（9）至少一部分上述冷凝物流膨胀至所说的低压，并通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;以及
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
13、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
继冷却之后，冷却的物流被分为第一和第二物流;以及
（1）所述的第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的第二物流膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中;及
（7）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
14、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
继冷却之后，所说的冷却物流被分为第一和第二物流;以及
（1）所述的第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）所说的第二物流膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（7）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
15、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体在冷却之前被分成气态状的第一和第二物流;及
（1）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）气态状第二物流加压冷却，然后膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（7）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
16、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体在冷却之前被分成气态状的第一和第二物流;及
（1）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀为低压而得到进一步冷却;
（2）膨胀冷却的第一物流然后被导向较热的经压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流循环部分，与之进行热交换;该蒸馏物流在塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和上述的循环物流;
（3）上述的第一物流然后在第一柱中间供料位置被供到位于分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述的压缩循环物流由所说的膨胀冷却的第一物流冷却至足以基本上冷凝;
（5）上述基本冷凝过的压缩循环物流膨胀至一所说的低压，并通过顶部供料位置被供到所说的分馏塔中;
（6）气态状第二物流加压冷却，然后膨胀至所说的低压，并通过第二柱中间供料位置被供到所说的蒸馏柱中，及
（7）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
17、根据权利要求1，2，3，4，5，6，7，8，9，10，11，12，13，14，15或16所述的方法，其特征在于：所说的循环物在被压缩之前被加热。
18、根据权利要求1，2，3，4，5，6，7，8，9，10，11，12，13，14，15或16所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流在被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流之前加热。
19、根据权利要求1，2，3，4，5或6所述的方法，其特征在于：至少一部分上述冷凝物流膨胀至所述的低压，然后通过一第三柱中间供料位置被供到所述的蒸馏柱中。
20、根据权利要求1，2，3，4，5或6所述的方法，其特征在于：至少一部分上述冷凝物流膨胀至所说的低压并被加热，然后通过一第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中。
21、根据权利要求19所述的方法，其特征在于：所说的循环物流在压缩之前被加热。
22、根据权利要求20所述的方法，其特征在于：所述的循环物流在压缩之前被加热。
23、根据权利要求19所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流在被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流之前被加热。
24、根据权利要求20所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流在被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流之前被加热。
25、根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于：至少一部分所述的混合物流、第二物流及冷凝物流中的二个或二个以上物流被混合起来而形成第二混合物流，该第二混合物流通过一个柱中间供料位置被供入所说的柱中。
26、根据权利要求25所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
27、根据权利要求25所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流先加热，后被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流。
28、根据权利要求3，4，5或6所述的方法，其特征在于：至少一部分所述的混合物流、汽化物流及冷凝物流中的二个或二个以上被混合起来而形成第二混合物流，该第二混合物流通过一个柱中间供料位置被供入所说的柱中。
29、根据权利要求28所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
30、根据权利要求28所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流先加热，后被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流。
31、根据权利要求7或8所述的方法，其特征在于：至少一部分所述的第一物流、第二物流及冷凝物流中的二个或二个以上的物流被混合起来而形成混合物流，所说的混合物流通过一个柱中间供料位置被供入所说的柱中。
32、根据权利要求31所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
33、根据权利要求31所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流先加热，后被分成上述的挥发性残余气体馏分和循环物流。
34、根据权利要求9，10，11或12所述的方法，其特征在于：至少一部分所说的第一物流、汽化物流及冷凝物流中的二个或二个以上物流被混合起来而形成混合物流，所说的混合物流通过一个柱中间供料位置被供入所说的柱中。
35、根据权利要求34所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
36、根据权利要求34所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流先加热，后被分成上述挥发性残余气体馏分及循环物流。
37、根据权利要求13，14，15或16所述的方法，其特征在于：至少一部分所述的第一物流和第二物流被混合而形成混合物流，所说的混合物流通过一柱中间供料位置被供到所说的柱中。
38、根据权利要求37所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
39、根据权利要求37所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成上述挥发性残余气体馏分及循环物流。
40、根据权利要求7，8，9，10，11或12所述的方法其特征在于：
（a）所说的冷凝物流是先冷却后膨胀，然后被分成第一和第二液态部分;
（b）第一液态部分膨胀至所说的低压，并通过一个柱中间供料位置被供到所说的柱中;
（c）第二液态部分膨胀至所说的低压，并通过一个高一些的柱中间供料位置被供到所说的柱中。
41、根据权利要求40所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
42、根据权利要求40所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成所述的挥发性残余气体馏分和循环物流。
43、根据权利要求40所述的方法，其特征在于：
（a）至少一部分第二液态部分同第一物流混合而形成混合物流，所说的混合物流被导向压缩循环物流，与之进行热交换;
（b）第二液态部分的剩余部分膨胀至所说的低压，并通过另一个柱中间供料位置被供到所述的柱中。
44、根据权利要求43所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
45、根据权利要求43所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成挥发性残余物气体馏分和循环物流。
46、根据权利要求40所述的方法，其特征在于：所说的第一液态部分膨胀并被导向所述的冷凝物流，与之进行热交换，然后通过一个柱中间供料位置被供到所说的柱中。
47、根据权利要求46所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
48、根据权利要求46所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成挥发性残余气体馏分和循环物流。
49、根据权利要求40所述的方法，其特征在于：所述的第二液态部分膜胀至所说的低压，且至少一部分膨胀过的第二液态部分同所述的膨胀冷却过的第一物流混合而形成混合物流，该混合物流被导向压缩循环物流，与之进行热交换。
50、根据权利要求49所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
51、根据权利要求49所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成挥发性残余气体馏分和循环物流。
52、根据权利要求7，8，9，10，11或12所述的方法，其特征在于：膨胀冷凝的物流先加热，后被供入所述的蒸馏柱。
53、根据权利要求52所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
54、根据权利要求52所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先被加热，后被分成挥发性残余气体馏分和循环物流。
55、根据权利要求1，2，7，8，13，14，15或16所述的方法，其特征在于：所说的第二物流膨胀至所说的低压后被加热。
56、根据权利要求55所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
57、根据权利要求55所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先被加热，后被分成挥发性残余气体馏分和循环物流。
58、根据权利要求3，4，5，6，9，10，11或12所述的方法，其特征在于：所述的汽化物流膨胀至所说的低压后被加热。
59、根据权利要求58所述的方法，其特征在于：循环物流先加热后压缩。
60、根据权利要求58所述的方法，其特征在于：蒸馏物流先加热，后被分成挥发性残余气体馏分和循环物流。
61、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀至所说的低压，并通过第一柱中间供料位置把该物流供到分馏塔下部的蒸馏塔中;
（4）上述气态状第二物流膨胀至所说的低压，然后通过第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（5）至少一部分所说的冷凝物流膨胀至所说的低压，然后通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（6）一蒸馏物流在分馏塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和一循环物流;
（7）一冷的液状物流通过柱中间的一个位置从所说的蒸馏柱中抽出;
（8）所说的循环物流被压缩并以热交换的关系被导向所说的冷的液状物流，这样被压缩的循环物流由所说的冷的液状物流冷却至足以基本冷凝，而冷的液状物流被加热，并部分汽化;
（9）该基本冷凝的循环物流膨胀至所说的低压，并通过顶部供料位置被供到分馏塔;以及
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
62、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分离为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）所述的气态状第一物流基本上全部被冷却至冷凝，随后膨胀至所说的低压，并通过第一柱中间供料位置把该物流供到分馏塔下部的蒸馏塔中;
（4）上述气态状第二物流膨胀至所说的低压，然后通过第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（5）至少一部分所说的冷凝物流膨胀至所说的低压，然后通过第三柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（6）一蒸馏物流在分馏塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和一循环物流;
（7）一冷的液状物流通过柱中间的一个位置从所说的蒸馏柱中抽出;
（8）所说的循环物流被压缩并以热交换的关系被导向所说的冷的液状物流，这样被压缩的循环物流由所说的冷的液状物流冷却至足以基本冷凝，而冷的液状物流被加热，并部分汽化;
（9）该基本冷凝的循环物流膨胀至所说的低压，并通过顶部供料位置被供到分馏塔;以及
（10）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
63、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分所述的C2组分，C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C2组分，C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）至少一部分上述的冷凝物流同气态状的第一物流混合而形成混合物流，所说的混合物流被冷却至基本全部冷凝，然后膨胀至所说的低压，并通过第一柱中间供料位置被供到分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述气态状第二物流膨胀至所说的低压，然后通过第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱中;
（5）一蒸馏物流在分馏塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和一循环物流;
（6）一冷的液状物流通过柱中间的一个位置从所说的蒸馏柱中抽出;
（7）所说的循环物流被压缩并以热交换的关系被导向所说的冷的液状物流，这样被压缩的循环物流由所说的冷的液状物流冷却至足以基本冷凝，而冷的液状物流被加热，并部分汽化;
（8）该基本冷凝的循环物流膨胀至所说的低压，并通过顶部供料位置被供到分馏塔;以及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
64、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的方法，所述的挥发性残余气体馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分所述的C3组分和较重的组分，所述的方法包括：
（a）所述的气体加压冷却而被制成冷却物流;
（b）所述的冷却物流膨胀至一低压而进一步得到冷却;及
（c）该进一步冷却过的物流在上述的低压下分馏，其中大部分低挥发性馏分的C3组分及较重的烃类组分被收集起来;
其特征在于：
所述的气体被冷却到足以使其部分冷凝;及
（1）上述部分冷凝气体被分离为汽化物流和冷凝物流;
（2）所说的汽化物流被分为气态状的第一及第二物流;
（3）至少一部分上述的冷凝物流同气态状的第一物流混合而形成混合物流，该混合物流被冷却至基本全部冷凝，然后膨胀至所说的低压，并通过第一柱中间供料位置被供到分馏塔下部的蒸馏柱中;
（4）上述气态状第二物流膨胀至所说的低压，然后通过第二柱中间供料位置被供到蒸馏柱;
（5）一蒸馏物流在分馏塔的上部被抽出，其后被分成所说的挥发性残余气体馏分和一循环物流;
（6）一冷的液状物流通过柱中间的一个位置从所说的蒸馏柱中抽出;
（7）所说的循环物流被压缩并以热交换的关系被导向所说的冷的液状物流，这样被压缩的循环物流由所说的冷的液状物流冷却至足以基本冷凝，而冷的液状物流被加热，并部分汽化;
（8）该基本冷凝的循环物流膨胀至所说的低压，并通过顶部供料位置被供到分馏塔;以及
（9）压缩循环物流的压力及供给蒸馏柱物流的数量和温度有效地被用来维持塔顶温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
65、根据权利要求61，62，63或64所述的方法，其特征在于：所说的循环物流先加热后压缩。
66、根据权利要求61，62，63或64所述的方法，其特征在于：所说的蒸馏物流先加热，然后被分为挥发性残余气体馏分和循环物流。
67、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分C2组分、C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却供给的气体，并足以使部分气体冷凝;
（2）分离装置，同所述的第一冷却装置相接，以接收所述的部分冷凝的气体，并把它分离成汽化和冷凝物流;
（3）第一分开装置，同上述的分离装置相接，以接收汽化物流，并把汽化物流分成第一和第二物流;
（4）混合装置，用来把上述的冷凝物流和第一物流混合成混合物流;
（5）第二冷却装置，同混合装置相接，以接收所说的混合物流，并使其足够冷却至基本冷凝;
（6）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接收上述基本冷凝了的混合物流，并使其膨胀至所述的低压;
（7）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接收膨胀了的混合物流，并对其加热，所说的热交换装置还同压缩装置相接，以接收压缩过的并在分馏塔内上升的蒸馏物流的循环部分，其中热交换装置冷却并基本冷凝所述的压缩过的循环物流;热交换装置在分馏塔的下部还同一蒸馏柱相接，通过第一柱中间供料位置把膨胀的混合物流供入蒸馏柱;所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（8）所说的第三膨胀装置同热交换装置相接，以接收所述的基本冷凝的压缩循环物流，并使其膨胀至所述的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置把膨胀了的冷凝循环物流供至分馏塔;
（9）第二分开装置，同所述的分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和所述的循环物流;
（10）压缩装置，同上述的分开装置相接，以接受所述的循环物流，并使之压缩，该压缩装置还同热交换装置相接;
（11）第一膨胀装置，同上述的分开装置相接，以接受第二物流，并使该物流膨胀至所述的低压，该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把膨胀了的第二物流供给蒸馏柱;以及
（12）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及混合物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
68、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却供给的气体，并足以使部分气体冷凝;
（2）分离装置，同所述的第一冷却装置相接，以接收所述的部分冷凝的气体，并把它分离成汽化和冷凝物流;
（3）第一分开装置，同上述的分离装置相接，以接收汽化物流，并把汽化物流分成第一和第二物流;
（4）混合装置，用来把上述的冷凝物流和第一物流混合成混合物流;
（5）第二冷却装置，同混合装置相接，以接收所说的混合物流，并使其足够冷却至基本冷凝;
（6）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接收上述基本冷凝了的混合物流，并使其膨胀至所述的低压;
（7）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接收膨胀了的混合物流，并对其加热，所说的热交换装置还同压缩装置相接，以接收分馏塔内上升的蒸馏物流的压缩过的循环部分，其中热交换装置冷却并基本冷凝所述的压缩过的循环物流;热交换装置在分馏塔的下部还同一蒸馏柱相接，通过第一柱中间供料位置把膨胀的混合物流供入蒸馏柱;所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（8）所说的第三膨胀装置同热交换装置相接，以接收所述的基本冷凝的压缩循环物流，并使其膨胀至所述的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置把膨胀了的冷凝循环物流供至分馏塔;
（9）第二分开装置，同所述的分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和所述的循环物流;
（10）压缩装置，同上述的分开装置相接，以接受所述的循环物流，并使之压缩，该压缩装置还同热交换装置相接;
（11）第一膨胀装置，同上述的分开装置相接，以接受第二物流，并使该物流膨胀至所述的低压，该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把膨胀了的第二物流供给蒸馏柱;以及
（12）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及混合物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
69、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分C2组分、C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一分开装置，位于所述第一冷却装置之前，用来把供给的气体分为气态状第一物流和第二物流;
（2）第二冷却装置，同上述的分开装置相接，以接受第一物流，使其足以冷却至基本冷凝;
（3）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接受流过来的基本冷凝的第一物流，并使其膨胀至所说的低压;
（4）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接受膨胀的第一物流，并对其加热，该热交换装置还同压缩装置相接，以接受在分馏塔内上升的蒸馏物流的压缩循环部分，热交换装置使压缩的循环物流冷却并使之基本冷凝;所说的热交换装置还同分馏塔下部的蒸馏柱相接，通过第一柱中间供料位置把加热的第一物流供至所说的柱中;所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（5）第三膨胀装置，同热交换装置相接，以接受基本冷凝的循环物流，并使其膨胀至所说的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置，把所述的胀胀冷凝过的循环物流供入所说的塔中;
（6）第二分开装置，同分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和循环物流;
（7）压缩装置，同所述的分开装置相接，以接受循环物流，并压缩之，该压缩装置还同热交换装置相接;
（8）第一冷却装置，同第一分开装置相接，以接受第二物流并使其冷却;
（9）第一膨胀装置，同第一冷却装置相接，以接受冷却的第二物流，并使其膨胀，然后冷却之，该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把第二物流供至柱内;以及
（10）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及第一物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
70、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一分开装置，位于所述第一冷却装置之前，用来把供给的气体分为气态状第一物流和第二物流;
（2）第二冷却装置，同上述的分开装置相接，以接受第一物流，使其足以冷却至基本冷凝;
（3）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接受流过的基本冷凝的第一物流，并使其膨胀至所说的低压;
（4）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接受膨胀的第一物流，并对其加热，该热交换装置还同压缩装置相接，以接受在分馏塔内上升的蒸馏物流的压缩循环部分，热交换装置使压缩的循环物流冷却并使之基本冷凝;所说的热交换装置还同分馏塔下部的蒸馏柱相接通过第一柱中间供料位置把加热的第一物流供至所说的柱中;所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（5）第三膨胀装置，同热交换装置相接，以接受基本冷凝的循环物流，并使其膨胀至所说的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置，把所述的膨胀冷凝的循环物流供入所说的塔中;
（6）第二分开装置，同分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和循环物流;
（7）压缩装置，同所述的分开装置相接，以接受循环物流，并压缩之，该压缩装置还同热交换装置相接;
（8）第一冷却装置，同第一分开装置相接，以接受第二物流并使其冷却;
（9）第一膨胀装置，同第一冷却装置相接，以接受冷却的第二物流，并使其膨胀，然后冷却之，该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把第二物流供至柱内;以及
（10）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及第一物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
71、一种把含有甲烷、C2组分、C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷，而低挥发性馏分含有大部分C2组分、C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一分开装置，位于所述第一冷却装置之后，用来把冷却的物流分为第一物流和第二物流;
（2）第二冷却装置，同上述的第一分开装置相接，以接受第一物流，使其足以冷却至基本冷凝;
（3）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接受流过来的基本冷凝的第一物流，并使其膨胀至所说的低压;
（4）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接受膨胀的第一物流，并对其加热，该热交换装置还同压缩装置相接，以接受在分馏塔内上升的蒸馏物流的压缩循环部分，热交换装置使压缩的循环物流冷却并使之基本冷凝;所说的热交换装置还同分馏塔下部的蒸馏柱相接，通过第一柱中间供料位置把加热膨胀的第一物流供至所说的柱中;所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（5）第三膨胀装置，同热交换装置相接，以接受基本冷凝的循环物流，并使其膨胀至所说的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置，把所述的膨胀的循环物流供入所说的塔中;
（6）第二分开装置，同分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和循环物流;
（7）压缩装置，同所述的第二分开装置相接，以接受循环物流，并压缩之，该压缩装置还同热交换装置相接;
（8）所说的第一膨胀装置同第一分开装置相接，以接受第二物流并使其膜胀和冷却;该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把第二物流供至柱内;以及
（9）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及第一物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C2组分，C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
72、一种把含有甲烷、C2组分，C3组分及较重的烃类组分的气体分离成挥发性残余气体馏分和低挥发性馏分的设备，所述的挥发性残余馏分含有大部分上述的甲烷和C2组分，而低挥发性馏分含有大部分C3组分和较重的组分，该设备包括：
（a）第一冷却装置，用来在加压状态下冷却所述的气体，以制成加压的冷却物流;
（b）第一膨胀装置，用来接收至少一部分上述加压的冷却物流，并使该物流膨胀至一低压，从而使所述的物流得到进一步的冷却;以及
（c）一分馏塔，同上述的第一膨胀装置相接，以接收得到进一步冷却过的物流;
其特征在于：
（1）第一分开装置，位于所述第一冷却装置之后，用来把冷却的物流分为第一物流和第二物流;
（2）第二冷却装置;同上述的第一分开装置相接，以接受第一物流，使其足以冷却至基本冷凝;
（3）第二膨胀装置，同第二冷却装置相接，以接受流过来的基本冷凝的第一物流，并使其膨胀至所说的低压;
（4）热交换装置，同第二膨胀装置相接，以接受膨胀的第一物流，并对其加热，该热交换装置还同压缩装置相接，以接受在分馏塔内上升的蒸馏物流的压缩循环部分，热交换装置使压缩的循环物流冷却并使之基本冷凝;所说的热交换装置还同分馏塔下部的蒸馏柱相接，通过第一柱中间供料位置把加热膨胀的第一物流供至所说的柱中所说的热交换装置还同第三膨胀装置相接;
（5）第三膨胀装置，同热交换装置相接，以接受基资冷凝的循环物流，并使其膨胀至所说的低压，该第三膨胀装置还同分馏塔相接，通过顶部供料位置，把所述的膨胀的循环物流供入所说的塔中;
（6）第二分开装置，同分馏塔相接，以接受所述的蒸馏物流，并使之分成挥发性残余气体馏分和循环物流;
（7）压缩装置，同所述的第二分开装置相接，以接受循环物流，并压缩之，该压缩装置还同热交换装置相接;
（8）所说的第一膨胀装置同第一分开装置相接，以接受第二物流并使其膨胀和冷却;该第一膨胀装置还同蒸馏柱相接，通过第二柱中间供料位置把第二物流供至柱内;以及
（9）控制装置，用来调节压缩循环物流的压力及第一物流和所说第二物流及循环物流的数量和温度，以保持柱顶温度在某一温度，在该温度下，大部分C3组分及较重的烃类组分以低挥发性的馏分形式被收集起来。
CN89108727A 1988-11-21 1989-11-21 烃类气体的加工处理 Expired CN1018022B (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US07/275,102 US4889545A (en) 1988-11-21 1988-11-21 Hydrocarbon gas processing
US275,102 1994-07-14

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1043731A true CN1043731A (zh) 1990-07-11
CN1018022B CN1018022B (zh) 1992-08-26

Family

ID=23050876

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN89108727A Expired CN1018022B (zh) 1988-11-21 1989-11-21 烃类气体的加工处理

Country Status (9)

Country Link
US (1) US4889545A (zh)
CN (1) CN1018022B (zh)
AU (1) AU612102B2 (zh)
BR (1) BR8905858A (zh)
CA (1) CA2003197C (zh)
GB (1) GB2225631B (zh)
MX (1) MX166743B (zh)
NZ (1) NZ231428A (zh)
RU (1) RU2099654C1 (zh)

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102027304A (zh) * 2008-05-16 2011-04-20 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气与烃气体处理
CN101476813B (zh) * 2009-01-21 2011-06-15 成都蜀远煤基能源科技有限公司 一种煤气化装置来原料气的分离方法和装置
CN101529188B (zh) * 2006-10-24 2012-06-13 国际壳牌研究有限公司 处理烃物流的方法和设备
CN104508091A (zh) * 2012-05-09 2015-04-08 意西潘德能源公司 在gtl环境中用于烃燃料配制的费希尔-特罗普希工艺的增强
CN107548446A (zh) * 2015-05-04 2018-01-05 通用电气石油和天然气公司 制备供存储的烃流
CN111684225A (zh) * 2017-12-15 2020-09-18 沙特阿拉伯石油公司 天然气凝液回收的过程集成

Families Citing this family (102)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4851020A (en) * 1988-11-21 1989-07-25 Mcdermott International, Inc. Ethane recovery system
US5114451A (en) * 1990-03-12 1992-05-19 Elcor Corporation Liquefied natural gas processing
US5375422A (en) * 1991-04-09 1994-12-27 Butts; Rayburn C. High efficiency nitrogen rejection unit
US5152148A (en) * 1991-06-14 1992-10-06 Liquid Energy Corporation Propane removal process
US5275005A (en) * 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
US5390499A (en) * 1993-10-27 1995-02-21 Liquid Carbonic Corporation Process to increase natural gas methane content
US5442924A (en) * 1994-02-16 1995-08-22 The Dow Chemical Company Liquid removal from natural gas
US5568737A (en) * 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) * 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
WO1996040604A1 (en) * 1995-06-07 1996-12-19 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5555748A (en) * 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5588298A (en) 1995-10-20 1996-12-31 Exergy, Inc. Supplying heat to an externally fired power system
US5685170A (en) * 1995-11-03 1997-11-11 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Propane recovery process
US5799507A (en) * 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5983664A (en) * 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) * 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) * 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
GB2344416B (en) * 1997-07-01 2001-09-12 Exxonmobil Upstream Res Co Process for separating a multi-component gas stream containingat least one freezable component
US5890377A (en) * 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process
US5953935A (en) * 1997-11-04 1999-09-21 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Ethane recovery process
US6237365B1 (en) * 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
US6182469B1 (en) 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
FR2787117B1 (fr) * 1998-12-14 2001-01-26 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'hydrocarbures par traitement dans une zone de distillation associee a une zone reactionnelle comprenant le recontactage du distillat vapeur avec la charge, et son utilisation en hydrogenation du benzene
US6244070B1 (en) 1999-12-03 2001-06-12 Ipsi, L.L.C. Lean reflux process for high recovery of ethane and heavier components
US6354105B1 (en) 1999-12-03 2002-03-12 Ipsi L.L.C. Split feed compression process for high recovery of ethane and heavier components
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
DE10027903A1 (de) * 2000-06-06 2001-12-13 Linde Ag Verfahren zum Gewinnen einer C¶2¶¶+¶-reichen Fraktion
CN100451507C (zh) * 2000-10-02 2009-01-14 奥鲁工程有限公司 烃类气体的加工方法
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6526777B1 (en) 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6742358B2 (en) * 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
US6425266B1 (en) 2001-09-24 2002-07-30 Air Products And Chemicals, Inc. Low temperature hydrocarbon gas separation process
US6945075B2 (en) * 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
JP4571934B2 (ja) * 2003-02-25 2010-10-27 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガス処理
US6889523B2 (en) 2003-03-07 2005-05-10 Elkcorp LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US7107788B2 (en) * 2003-03-07 2006-09-19 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Residue recycle-high ethane recovery process
US6662589B1 (en) 2003-04-16 2003-12-16 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated high pressure NGL recovery in the production of liquefied natural gas
US7155931B2 (en) * 2003-09-30 2007-01-02 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
BRPI0418780B1 (pt) * 2004-04-26 2015-12-29 Ortloff Engineers Ltd processos para liquefazer uma corrente de gás natural contendo metano e componentes hidrocarbonetos mais pesados e aparelhos para a realização dos processos
US7204100B2 (en) * 2004-05-04 2007-04-17 Ortloff Engineers, Ltd. Natural gas liquefaction
KR101200611B1 (ko) 2004-07-01 2012-11-12 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 액화 천연 가스 처리
RU2272973C1 (ru) * 2004-09-24 2006-03-27 Салават Зайнетдинович Имаев Способ низкотемпературной сепарации газа (варианты)
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CN101460800B (zh) 2006-06-02 2012-07-18 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气的处理
US7777088B2 (en) * 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US8590340B2 (en) * 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9869510B2 (en) * 2007-05-17 2018-01-16 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US8919148B2 (en) * 2007-10-18 2014-12-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20090293537A1 (en) * 2008-05-27 2009-12-03 Ameringer Greg E NGL Extraction From Natural Gas
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
US20100050688A1 (en) * 2008-09-03 2010-03-04 Ameringer Greg E NGL Extraction from Liquefied Natural Gas
EP2350546A1 (en) * 2008-10-07 2011-08-03 Exxonmobil Upstream Research Company Helium recovery from natural gas integrated with ngl recovery
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
MX341798B (es) * 2009-02-17 2016-09-02 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de gases de hidrocarburos.
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
FR2944523B1 (fr) 2009-04-21 2011-08-26 Technip France Procede de production d'un courant riche en methane et d'une coupe riche en hydrocarbures en c2+ a partir d'un courant de gaz naturel de charge, et installation associee
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
US8434325B2 (en) 2009-05-15 2013-05-07 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
EA027815B1 (ru) * 2009-06-11 2017-09-29 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Переработка углеводородного газа
EA201200006A1 (ru) * 2009-06-11 2012-05-30 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Переработка углеводородного газа
US20110067443A1 (en) * 2009-09-21 2011-03-24 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US9021832B2 (en) 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
AU2011261670B2 (en) 2010-06-03 2014-08-21 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
FR2970258B1 (fr) * 2011-01-06 2014-02-07 Technip France Procede de production d'une coupe riche en hydrocarbures en c3+ et d'un courant riche en methane et ethane a partir d'un courant d'alimentation riche en hydrocarbures et installation associee.
WO2013106771A2 (en) * 2012-01-13 2013-07-18 Siluria Technologies, Inc. Process for separating hydrocarbon compounds
US9670113B2 (en) 2012-07-09 2017-06-06 Siluria Technologies, Inc. Natural gas processing and systems
RU2502545C1 (ru) 2012-08-08 2013-12-27 Открытое акционерное общество "Газпром" Способ переработки природного газа и устройство для его осуществления
AU2013355038B2 (en) 2012-12-07 2017-11-02 Lummus Technology Llc Integrated processes and systems for conversion of methane to multiple higher hydrocarbon products
US9581385B2 (en) 2013-05-15 2017-02-28 Linde Engineering North America Inc. Methods for separating hydrocarbon gases
AU2014318270B2 (en) 2013-09-11 2018-04-19 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
US9783470B2 (en) 2013-09-11 2017-10-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
WO2015081122A2 (en) 2013-11-27 2015-06-04 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
CN110655437B (zh) 2014-01-08 2022-09-09 鲁玛斯技术有限责任公司 乙烯成液体的系统和方法
CA3148421C (en) 2014-01-09 2024-02-13 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
EP2977431A1 (en) * 2014-07-24 2016-01-27 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A hydrocarbon condensate stabilizer and a method for producing a stabilized hydrocarbon condenstate stream
BR112017005575B1 (pt) * 2014-09-30 2022-11-08 Dow Global Technologies Llc Processo para a recuperação de componentes c2 e c3 através de um sistema de produção de propileno por encomenda
RU2576428C1 (ru) * 2015-01-12 2016-03-10 Игорь Анатольевич Мнушкин Способ комплексной переработки природного углеводородного газа с повышенным содержанием азота
US10793490B2 (en) 2015-03-17 2020-10-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane methods and systems
US20160289143A1 (en) 2015-04-01 2016-10-06 Siluria Technologies, Inc. Advanced oxidative coupling of methane
EP3115721A1 (en) * 2015-07-10 2017-01-11 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and system for cooling and separating a hydrocarbon stream
FR3042983B1 (fr) * 2015-11-03 2017-10-27 Air Liquide Reflux de colonnes de demethanisation
EP4071131A1 (en) 2016-04-13 2022-10-12 Lummus Technology LLC Apparatus and method for exchanging heat
FR3051892B1 (fr) * 2016-05-27 2018-05-25 Waga Energy Procede de separation cryogenique d'un debit d'alimentation contenant du methane et des gaz de l'air, installation pour la production de bio methane par epuration de biogaz issus d'installations de stockage de dechets non-dangereux (isdnd) mettant en œuvre le procede
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
FR3058508B1 (fr) * 2016-11-08 2020-01-10 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procede de separation cryogenique d'un courant de gaz naturel
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11473837B2 (en) 2018-08-31 2022-10-18 Uop Llc Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane
CA3132386A1 (en) 2019-03-11 2020-09-17 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN111763131A (zh) * 2019-04-02 2020-10-13 天津中油科远石油工程有限责任公司 一种冷干气回流生产乙烷的方法及其装置
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
RU2749628C1 (ru) * 2020-04-24 2021-06-16 Общество с ограниченной ответственностью "АЭРОГАЗ" (ООО "АЭРОГАЗ") Способ и установка выделения из природного газа целевых фракций

Family Cites Families (24)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE1551607B1 (de) * 1967-11-15 1970-04-23 Messer Griesheim Gmbh Verfahren zur Tieftemperatur-Rektifikation eines Gasgemisches
US3516261A (en) * 1969-04-21 1970-06-23 Mc Donnell Douglas Corp Gas mixture separation by distillation with feed-column heat exchange and intermediate plural stage work expansion of the feed
US3902329A (en) * 1970-10-28 1975-09-02 Univ California Distillation of methane and hydrogen from ethylene
US4004430A (en) * 1974-09-30 1977-01-25 The Lummus Company Process and apparatus for treating natural gas
US4002042A (en) * 1974-11-27 1977-01-11 Air Products And Chemicals, Inc. Recovery of C2 + hydrocarbons by plural stage rectification and first stage dephlegmation
US4115086A (en) * 1975-12-22 1978-09-19 Fluor Corporation Recovery of light hydrocarbons from refinery gas
US4171964A (en) * 1976-06-21 1979-10-23 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4157904A (en) * 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4132604A (en) * 1976-08-20 1979-01-02 Exxon Research & Engineering Co. Reflux return system
US4251249A (en) * 1977-01-19 1981-02-17 The Randall Corporation Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4278457A (en) * 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4203741A (en) * 1978-06-14 1980-05-20 Phillips Petroleum Company Separate feed entry to separator-contactor in gas separation
US4356014A (en) * 1979-04-04 1982-10-26 Petrochem Consultants, Inc. Cryogenic recovery of liquids from refinery off-gases
US4738699A (en) * 1982-03-10 1988-04-19 Flexivol, Inc. Process for recovering ethane, propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
CA1235650A (en) * 1983-09-13 1988-04-26 Paul Kumman Parallel stream heat exchange for separation of ethane and higher hydrocarbons from a natural or refinery gas
US4507133A (en) * 1983-09-29 1985-03-26 Exxon Production Research Co. Process for LPG recovery
US4657571A (en) * 1984-06-29 1987-04-14 Snamprogetti S.P.A. Process for the recovery of heavy constituents from hydrocarbon gaseous mixtures
US4617039A (en) * 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
US4596588A (en) * 1985-04-12 1986-06-24 Gulsby Engineering Inc. Selected methods of reflux-hydrocarbon gas separation process
US4746342A (en) * 1985-11-27 1988-05-24 Phillips Petroleum Company Recovery of NGL's and rejection of N2 from natural gas
US4687499A (en) * 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4711651A (en) * 1986-12-19 1987-12-08 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
AU614837B2 (en) * 1988-05-13 1991-09-12 Byrnes, Alan John Improvements in paint roller
US4897297A (en) * 1988-05-17 1990-01-30 E. I. Dupont De Nemours & Co. Elastic wet compress

Cited By (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101529188B (zh) * 2006-10-24 2012-06-13 国际壳牌研究有限公司 处理烃物流的方法和设备
CN102027304B (zh) * 2008-05-16 2014-03-12 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气与烃气体处理
CN102027304A (zh) * 2008-05-16 2011-04-20 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气与烃气体处理
CN101476813B (zh) * 2009-01-21 2011-06-15 成都蜀远煤基能源科技有限公司 一种煤气化装置来原料气的分离方法和装置
CN104508091B (zh) * 2012-05-09 2019-03-08 意西潘德能源公司 在gtl环境中用于烃燃料配制的费希尔-特罗普希工艺的增强
CN104508091A (zh) * 2012-05-09 2015-04-08 意西潘德能源公司 在gtl环境中用于烃燃料配制的费希尔-特罗普希工艺的增强
US10928128B2 (en) 2015-05-04 2021-02-23 GE Oil & Gas, Inc. Preparing hydrocarbon streams for storage
CN107548446A (zh) * 2015-05-04 2018-01-05 通用电气石油和天然气公司 制备供存储的烃流
US11988445B2 (en) 2015-05-04 2024-05-21 GE Oil & Gas, Inc. Preparing hydrocarbon streams for storage
CN111684225A (zh) * 2017-12-15 2020-09-18 沙特阿拉伯石油公司 天然气凝液回收的过程集成
US11226154B2 (en) 2017-12-15 2022-01-18 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11231227B2 (en) 2017-12-15 2022-01-25 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11231226B2 (en) 2017-12-15 2022-01-25 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11248839B2 (en) 2017-12-15 2022-02-15 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11248840B2 (en) 2017-12-15 2022-02-15 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11320196B2 (en) 2017-12-15 2022-05-03 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11428464B2 (en) 2017-12-15 2022-08-30 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US11644235B2 (en) 2017-12-15 2023-05-09 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery

Also Published As

Publication number Publication date
MX166743B (es) 1993-02-01
CA2003197A1 (en) 1990-05-21
CA2003197C (en) 1993-11-09
CN1018022B (zh) 1992-08-26
BR8905858A (pt) 1990-06-12
AU4542689A (en) 1990-05-31
GB2225631A (en) 1990-06-06
GB2225631B (en) 1992-10-28
US4889545A (en) 1989-12-26
RU2099654C1 (ru) 1997-12-20
AU612102B2 (en) 1991-06-27
NZ231428A (en) 1991-05-28
GB8926159D0 (en) 1990-01-10

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1043731A (zh) 烃类气体的加工处理
TWI477595B (zh) 碳氫化合物氣體處理
CN1019105B (zh) 烃类气体分离过程
JP5667445B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
CN1154830C (zh) 分离包含烃的气体流的方法
EP0182643B2 (en) Process and apparatus for separating c3 and heavier components from hydrocarbon gases
US8590340B2 (en) Hydrocarbon gas processing
AU2004215005B2 (en) Hydrocarbon gas processing
CN1025730C (zh) 气体混合物的低温分离
CN1089740C (zh) 烃气体的处理
US20020166336A1 (en) Hydrocarbon gas processing
CN1018919B (zh) 气态烃的分离过程
US4456461A (en) Separation of low boiling constituents from a mixed gas
CN1759286A (zh) 低温天然气加工厂的lng生产
JP7165685B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
CN1813046A (zh) 同时生产可液化天然气和天然气液体的馏分的方法和装置
JP5793139B2 (ja) 炭化水素ガス処理
RU2688533C1 (ru) Установка нтдр для комплексной подготовки газа и получения спг и способ ее работы
JP5802259B2 (ja) 炭化水素ガス処理
KR101758394B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
KR101680922B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
KR101687851B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
KR101676069B1 (ko) 탄화수소 가스 처리 방법
US20210116174A1 (en) Hydrocarbon gas processing

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C13 Decision
GR02 Examined patent application
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
C15 Extension of patent right duration from 15 to 20 years for appl. with date before 31.12.1992 and still valid on 11.12.2001 (patent law change 1993)
OR01 Other related matters
C56 Change in the name or address of the patentee

Owner name: ELKCORP

Free format text: FORMER NAME OR ADDRESS: ELCOR CORP.

CP01 Change in the name or title of a patent holder

Patentee after: Elkcorp

Patentee before: Elcor Corp.

ASS Succession or assignment of patent right

Owner name: ORTLOFF ENGINEERS LTD

Free format text: FORMER OWNER: ELKCORP

Effective date: 20061103

C41 Transfer of patent application or patent right or utility model
TR01 Transfer of patent right

Effective date of registration: 20061103

Address after: Texas in the United States

Patentee after: Ortloff Engeneers Ltd.

Address before: Texas in the United States

Patentee before: Elkcorp

C19 Lapse of patent right due to non-payment of the annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee