CN104848653A - 回收液态甲烷气体的方法及设备 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及回收液态甲烷气体的方法及设备。本发明提供用于使用单个闭环混合制冷剂循环从含碳氢化合物的供料气体流中回收液化天然气(LNG)流的方法和系统。具体来说，本文中描述的方法和系统可以用于从一氧化碳和氢气中分离甲烷，一氧化碳和氢气是合成气体和其它含碳氢化合物的气体中常见的成分。

Description

回收液态甲烷气体的方法及设备
技术领域
本发明总体上涉及用于从含碳氢化合物的气体中回收液化天然气(“LNG”)的方法和系统。更具体来说，本发明总体上涉及使用单个闭环混合制冷剂循环从合成气体中回收LNG的方法和系统。
背景技术
合成气体(也称为“合成气”)是在天然气或碳氢化合物、煤炭气化和废物转能量气化的蒸汽重整过程中形成的常见副产物。合成气一般含有不同量的一氧化碳和氢气，并且在一些情况下，还可能含有相当分量的甲烷。由于甲烷的商业价值，在一些情况下可能期望从合成气中移出至少一部分甲烷。然而，这些气体中存在一氧化碳和氢气，可能会极大地降低常规回收方法的效率，因为在这些各种方法中通常使用的回收温度下，这些方法总体上不能完全地从甲烷中冷凝和分离一氧化碳和氢气。因此，所回收的甲烷可能受到高含量的残余一氧化碳和/或氢气的污染。因此，合成气和其它含碳氢化合物的气体中存在一氧化碳和氢气，可能对从这些气体中回收甲烷造成不利的影响。
因此，需要即使在合成气和其它含碳氢化合物的气体中存在一氧化碳和氢气也能从这些气体中有效地回收甲烷的方法和系统。
发明内容
本文中描述的一个或多个实施例涉及一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的方法。所述方法包括：(a)冷却和至少部分地冷凝所述含碳氢化合物的气体从而提供冷却的供料流；(b)分离主蒸馏柱中的所述冷却的供料流的至少一部分从而形成第一富甲烷的底层流和第一贫甲烷的顶层流；(c)分馏辅助蒸馏柱中的所述第一富甲烷的底层流的至少一部分从而形成第二富甲烷的底层流和第二贫甲烷的顶层流；和(d)回收所述第二富甲烷流的至少一部分从而产生富含LNG的流。
本文中描述的一个或多个实施例涉及一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的方法。所述方法包括：(a)冷却和至少部分地冷凝所述含碳氢化合物的气体从而提供冷却的供料流；(b)分离主蒸馏柱中的所述冷却的供料流的至少一部分从而形成第一富甲烷的液体流和第一贫甲烷的蒸汽流；(c)分馏辅助蒸馏柱中的所述第一富甲烷的液体流的至少一部分从而形成第二富甲烷的液体流和第二贫甲烷的蒸汽流；和(d)冷却所述第二富甲烷的液体流的至少一部分从而产生富含LNG的液体流。
本文中描述的一个或多个实施例涉及一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的设备。所述设备包括：主热交换器，所述主热交换器具有设置在其中的第一冷却阶段，其中所述第一冷却阶段经配置以将所述含碳氢化合物的气体冷却成冷却的含碳氢化合物的气体；蒸汽-液体分离器，所述蒸汽-液体分离器与所述第一冷却阶段流体连通，其中所述蒸汽-液体分离器经配置以将所述冷却的含碳氢化合物的气体分离成第一贫甲烷的顶层流和第一富甲烷的底层流；主蒸馏柱，所述主蒸馏柱与所述蒸汽-液体分离器流体连通，其中所述主蒸馏柱包括用以容纳所述第一富甲烷的底层流的第一液体入口和用以容纳所述第一贫甲烷的顶层流的第一蒸汽入口，其中所述主蒸馏柱经配置以将所述第一富甲烷的底层流和所述第一贫甲烷的顶层流分离成第二富甲烷的底层流和第二贫甲烷的顶层流；辅助蒸馏柱，所述辅助蒸馏柱与所述主蒸馏柱流体连通，其中所述辅助蒸馏柱包括用以容纳所述第二富甲烷的底层流的第二液体入口和用以容纳所述第二贫甲烷的顶层流的第二蒸汽入口，其中所述辅助蒸馏柱经配置以将所述第二富甲烷的底层流和所述第二贫甲烷的顶层流分离成第三富甲烷的底层流和第三贫甲烷的顶层流；第二冷却阶段，所述第二冷却阶段在所述主热交换器内处理，与所述辅助蒸馏柱流体连通，其中所述第二冷却阶段经配置以将所述第三富甲烷的底层流冷却成富含LNG的液体流；和单个闭环混合制冷循环，所述单个闭环混合制冷循环至少部分地安置在所述主热交换器内。所述单个闭环制冷循环包括：制冷剂压缩机，所述制冷剂压缩机限定用于容纳混合制冷剂流的吸气入口和用于排放压缩混合制冷剂流的排放出口；第一制冷剂冷却阶段，所述第一制冷剂冷却阶段与所述制冷剂压缩机的所述排放出口流体连通，其中所述第一制冷剂冷却阶段经配置以冷却所述压缩的混合制冷剂流；制冷剂膨胀装置，所述制冷剂膨胀装置与所述第一制冷剂冷却阶段流体连通，其中所述制冷剂膨胀装置经配置以膨胀所述冷却的混合制冷剂流并且产生制冷；和第一制冷剂加温阶段，所述第一制冷剂加温阶段与所述制冷剂膨胀装置和所述制冷剂压缩机的所述吸气入口流体连通，其中所述第一制冷剂加温阶段经配置通过间接热交换给所述膨胀的混合制冷剂流加温。
附图说明
本文中参照下列各图描述本发明的实施例，其中：
图1提供了对根据本发明的一个实施例配置的LNG回收设备的示意性描述，尤其图解说明了使用单个闭环混合制冷剂系统从供料气体流中回收甲烷。
具体实施方式
下面对本发明的实施例的详细描述参考了附图。实施例意在以充分的细节描述本发明的各方面，以使得所属领域的技术人员能够实践本发明。在不背离权利要求书的范围下，可以利用其它实施例并且可以进行改变。因此，下面的详细描述不应被理解为限制意义。本发明的范围仅由所附权利要求书以及这些权利要求所赋予的等效物的完整范围来限定。
本发明总体上是针对用于将含碳氢化合物的气体分离成LNG流和包括氢气和一氧化碳的副产物流的方法和系统。如下所述，该方法和系统可以利用制冷系统从含碳氢化合物的气体中回收至少一部分甲烷。虽然图1描述这个制冷系统包括单个闭环混合制冷循环，但是所属领域的技术人员会意识到另外的制冷系统可以被使用在下面所描述的方法和系统中。举例来说，该制冷系统可以包括在闭环制冷循环、双混合制冷剂循环或级联制冷循环中的单混合制冷剂流。在U.S.3,763,658、U.S.5,669,234、U.S.6,016,665、U.S.6,119,479、U.S.6,289,692和U.S.6,308,531中描述了这些制冷系统，这些专利的公开内容的全文以引用并入本文中。此外，在各种实施例中，由于下面进一步描述的配置的缘故，本文中描述的方法和系统并不利用与所公开的制冷系统分开的氮制冷剂循环。
现在转向图1，提供了根据本发明的一个或多个实施例配置的LNG回收设备10的示意性描绘。LNG回收设备10可以可操作以移除或回收引入的含碳氢化合物的气体流中的甲烷总量的大部分，方法是通过用单个闭环制冷循环12冷却该气体，并且在LNG分离区14中分离所得的冷凝液体。根据本发明的各种实施例，关于LNG回收设备10的配置和操作的额外细节参照图1如下所述。
如图1所示，首先可以经由导管110将含碳氢化合物的气体供料流引入到LNG回收设备10中。含碳氢化合物的气体可以是任何合适的含碳氢化合物的流体流，例如(举例来说)天然气流、合成气流、裂化气流或其组合。导管110中的含碳氢化合物的气体流可以源自多种气体源(未示出)，包含但不限于采油井；炼油厂加工设备，例如流化催化裂化装置(FCC)或石油焦化装置；或重油加工设备，例如油砂升级装置。在某些实施例中，导管110中的含碳氢化合物的气体可以包括合成气或者由合成气组成。
含碳氢化合物的气体依据其来源可以包括不同量的甲烷、氢气和一氧化碳。举例来说，含碳氢化合物的气体可以包括至少大约1、5、10、15或25和/或不大于大约80、70、60、50或40摩尔百分比的甲烷。更具体来说，含碳氢化合物的气体可以包括大约1到80、5到70、10到60、15到50或25到40摩尔百分比的范围内的甲烷。应注意，所有摩尔百分比都是基于含碳氢化合物的气体的总摩尔数。
另外或换句话说，含碳氢化合物的气体可以包括至少大约15、25或40和/或不大于大约95、90或80摩尔百分比的一氧化碳。更具体来说，含碳氢化合物的气体可以包括大约15到95、25到90或40到80摩尔百分比范围内的一氧化碳。此外，在某些实施例中，含碳氢化合物的气体可以包括至少大约25、40或50和/或不大于大约99、90或75摩尔百分比的氢气。更具体来说，含碳氢化合物的气体可以包括大约25到99、40到90或50到70摩尔百分比范围内的氢气。
所属领域的技术人员将明白，含碳氢化合物的气体的氢气和一氧化碳的含量可以依据其来源而变化。因此，在各种实施例中，含碳氢化合物的气体可以包括至少1:1、1.5:1或2:1和/或不大于10:1、5:1或2.5:1的摩尔比的氢气与一氧化碳。更具体来说，含碳氢化合物的气体可以包括1:1到10:1、1.5:1到5:1或2:1到2.5:1范围内的摩尔比的氢气与一氧化碳。
此外，含碳氢化合物的气体可以包括某些量的C2-C5成分，其中包含石蜡和烯烃异构体。举例来说，含碳氢化合物的气体可以包括小于15、10、5或2摩尔百分比的C2-C5成分。
如图1所示，导管110中的含碳氢化合物的气体首先可以被传递到预处理区16，其中一个或多个不期望的成分可以在冷却之前从气体中被移除。在一个或多个实施例中，预处理区16可包含一个或多个蒸汽-液体分离容器(未示出)，用于从供料气体中移除液态水或碳氢化合物成分。或者，预处理区16可包含一个或多个酸性气体移除区(未示出)，例如(举例来说)醇胺脱硫化氢装置，用于从导管110中的气体流中移除二氧化碳或含硫化合物。
经由导管112从预处理区16出来的经过处理的气体流接着可以被传递到脱水单元18，其中基本上全部残余水可以从供料气体流中被移除。脱水单元18可以利用任何已知的除水系统，例如(举例来说)分子筛床。一旦经过干燥，导管114中的气体流就可以具有至少5、10或15℃和/或不大于100、75或40℃的温度。更具体来说，导管114中的气体流可以具有在5到100℃、10到75℃或15到40℃范围内的温度。另外或换句话说，导管114中的气体流可以具有至少1.5、2.5、3.5或4.5和/或9、8、7或6MPa的压力。更具体来说，导管114中的气体流可以具有1.5到9、2.5到8、3.5到7或4.5到6MPa范围内的压力。
如图1所示，导管114中的含碳氢化合物的供料流可以被引入到主热交换器20的第一冷却阶段22中。主热交换器20可以是任何可操作以经由与一个或多个冷却流的间接热交换来冷却和至少部分地冷凝导管114中的供料气体流的热交换器或系列热交换器。在一个或多个实施例中，主热交换器20可以是铝钎焊热交换器，包括在其中处理的多个冷却和加温阶段(例如，芯)，以便于一个或多个加工流与一个或多个制冷剂流之间的间接热交换。虽然图1中总体上图解说明为包括单个芯或“壳”，但是应理解，在一些实施例中，主热交换器20可以包括两个或更多个分开的芯或壳，任意地被一个“冷箱”包围以使来自周围环境的热增益最小化。
穿过主热交换器20的冷却阶段22的含碳氢化合物的供料气体流可以在相应阶段24和26中经由与制冷剂和/或残余气体流的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝，阶段24和26在后文被更详细地描述。在冷却过程中，供料气体流中的甲烷成分的大部分可以被冷凝脱离汽相，从而在导管116中提供冷却的两相气体流。在一个或多个实施例中，经由导管114引入到主交换器20中的甲烷总量的至少50、60、70、80或90摩尔百分比可以在冷却阶段22内被冷凝。
导管116中的冷却的气体流可以具有至少-30、-40、-50或-60℃和/或不大于大约-130、-120、-110或-100℃的温度。更具体来说，导管116中的冷却的气体流可以具有在大约-30到-130℃、-40到-120℃、-50到-110℃或-60到-100℃的范围内的温度。在某些实施例中，导管116中的冷却的气体流可以具有大约-66℃的温度。另外或换句话说，导管116中的冷却的气体流可以具有至少1.5、2.5、3.5或4.5和/或9、8、7或6MPa的压力。更具体来说，导管114中的气体流可以具有在1.5到9、2.5到8、3.5到7或4.5到6MPa范围内的压力。
如图1所示，导管116中的冷却的气体流可以被传递到至少一个再沸器28以任意地用作甲烷分馏器30的热介质。如下所述，再沸器28可以用于加热和至少部分地蒸发经由导管118从甲烷分馏器30中抽出的液体流。再沸器28可以经由与加温流体流(例如，举例来说，导管116中的冷却的气体流)的间接热交换而加热导管118中的液体流。虽然总体上图解说明为包含单个再沸器28，但是应理解，任何合适数目的可操作以在蒸馏柱30内的相同或不同质量转移级中抽出流的再沸器可以被采用，以便在其中维持期望的温度和/或组成分布。
当在再沸器28中的时候，来自导管116的冷却的气体流可以进一步被来自导管118的液体流冷却。举例来说，当在再沸器28中的时候，来自导管116的冷却的气体流的温度可以被降低至少20、30、40或50℃和/或不大于大约100、80、70或60℃。更具体来说，当在再沸器28中的时候，来自导管116的冷却的气体流的温度可以在20到100℃、30到80℃、40到70℃或50到60℃的范围内被降低。
当从再沸器28出来的时候，导管120中的冷却的气体流可以具有至少1.5、2.5、3.5或4.5和/或9、8、7或6MPa的压力。更具体来说，导管120中的气体流可以具有1.5到9、2.5到8、3.5到7或4.5到6MPa范围内的压力。应注意，仅有的压力降低总体上是因为与管道和热交换器相关联的低效率。
再次转向图1，导管120中冷却的气体流的至少一部分可以被传递到在主热交换器20内处理的冷却阶段32，其中气体流可以在相应阶段24和26中经由与制冷剂和/或残余气体流的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝，阶段24和26在后文被更详细地描述。在冷却过程中，来自导管120的冷却的气体流中的甲烷成分的大部分可以被冷凝脱离汽相，从而在导管122中提供经过进一步冷却的两相气体流。在一个或多个实施例中，蒸汽形式的经由导管120引入到主交换器20中的甲烷总量的至少50、60、70、80或90摩尔百分比可以在冷却阶段32内被冷凝。
导管122中的冷却的气体流可以具有至少-120、-130、-140或-145℃和/或不大于大约-200、-190、-180或-165℃的至少一个温度的温度。更具体来说，导管122中的冷却的气体流可以具有在大约-120到-200℃、-130到-190℃、-140到-180℃或-145到-165℃的范围内的温度。在某些实施例中，导管122中的冷却的气体流可以具有大约-156℃的温度。另外或换句话说，导管122中的冷却的气体流可以具有至少1.5、2.5、3.5或4.5和/或9、8、7或6MPa的压力。更具体来说，导管122中的气体流可以具有在1.5到9、2.5到8、3.5到7或4.5到6MPa范围内的压力。
如图1所示，导管122中的冷却的优选两相流可以被引入到分离容器34中，其中供料气体流的蒸汽和液体部分可以被分离成经由导管124出来的初始富甲烷的底层流，和经由导管126出来的初始贫甲烷的顶层流。如本文中所使用，“贫甲烷的”和“富甲烷的”是指分离出来的成分中的甲烷含量相对于得出这些分离出来的成分的原始成分的甲烷含量。因此，富甲烷的成分中含有比得出该成分的成分更多的甲烷的摩尔百分比，而贫甲烷的成分中含有比得出该成分的成分更少的甲烷的摩尔百分比。在当前情况下，初始富甲烷的底层流中含有比来自导管122的流更高的甲烷的摩尔百分比，而初始贫甲烷的顶层流中含有比来自导管122的流更低的甲烷的摩尔百分比。依据含碳氢化合物的气体的成分以及分离容器34的操作条件，初始富甲烷的底层流和初始贫甲烷的顶层流的量可以变化。
分离容器34可以是任何合适的蒸汽-液体分离容器，并且可以具有任何数目的实际或理论分离级。在一个或多个实施例中，分离容器34可以包括单个分离级，而在其它实施例中，分离容器34可包含2到10、4到20或6到30个实际或理论分离级。当分离容器34是多级分离容器时，可以使用任何合适类型的柱内件，例如除雾器、网垫、蒸汽-液体接触盘、散堆填料和/或规整填料以便于蒸汽流与液体流之间的热和/或质量转移。在一些实施例中，当分离容器34是单级分离容器时，很少的柱内件或者没有柱内件可以被采用。
在各种实施例中，分离容器34可以在至少1.5、2.5、3.5或4.5和/或9、8、7或6MPa的压力下操作。更具体来说，分离容器34可以在1.5到9、2.5到8、3.5到7或4.5到6MPa范围内的压力下操作。导管124中的初始富甲烷的底层流和/或导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以具有至少-120、-130、-140或-145℃和/或不大于大约-200、-190、-180或-165℃的至少一个温度的温度。更具体来说，导管124中的初始富甲烷的底层流和/或导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以具有在大约-120到-200℃、-130到-190℃、-140到-180℃或-145到-165℃范围内的温度。
导管124中的初始富甲烷的底层流可以是液体的形式，并且可以包括大部分的甲烷。举例来说，导管124中的初始富甲烷的底层流可以包括至少大约10、25、40或50和/或不大于大约95、85、75或70摩尔百分比的甲烷。更具体来说，导管124中的初始富甲烷的底层流可以包括在大约10到95、25到85、40到75或50到70摩尔百分比的范围内的甲烷。此外，导管124中的初始富甲烷的底层流可以包括来自导管122中的流中起初存在的甲烷的至少百分之50、60、70、80或90。
导管124中的初始富甲烷的底层流还可以包括残余量的氢气和一氧化碳。举例来说，导管124中的初始富甲烷的底层流可以包括小于大约40、30、20或10摩尔百分比的氢气。另外或换句话说，导管124中的初始富甲烷的底层流可以包括小于大约60、50、45或40摩尔百分比的一氧化碳。
导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以是蒸汽的形式，并且包括大部分的氢气和/或一氧化碳。举例来说，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以包括至少大约10、20、35或50和/或不大于大约95、90、85或70摩尔百分比的氢气。更具体来说，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以包括在10到95、20到90、35到85或50到70摩尔百分比的范围内的氢气。另外或换句话说，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以包括至少大约5、10、15或20和/或不大于大约80、60、50或40摩尔百分比的一氧化碳。更具体来说，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以包括大约在5到80、10到60、15到50或20到40摩尔百分比的范围内的一氧化碳。此外，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以含有少量甲烷。举例来说，导管126中的初始贫甲烷的顶层流可以包括小于大约20、15、10或5摩尔百分比的甲烷。
如图1中描绘的，导管124中的初始富甲烷的底层流可以穿过膨胀装置36，其中液体的压力可以被减小，从而闪蒸或者蒸发至少一部分液体。膨胀装置36可以是任何合适的膨胀装置，例如(举例来说)焦耳-汤姆逊阀或孔或者水力涡轮机。虽然在图1中图解说明为包括单个装置36，但是应理解，任何合适数目的膨胀装置可以被采用。在某些实施例中，膨胀可以是基本上等焓的膨胀。如本文中所使用，术语“基本上等焓的”是指一个膨胀或闪蒸步骤，该步骤执行后使得膨胀过程中产生的总功的小于百分之1从流体传递到周围环境。这与“等熵”膨胀形成对照，在等熵膨胀中，膨胀过程中产生的大部分或者基本上所有功被转移到周围环境。
由于膨胀的作用，导管128中的被闪蒸或者膨胀的流体流的温度可以比导管124中的流的温度低至少2、5或10℃和/或不大于50、40或30℃。此外，导管128中的被闪蒸或者膨胀的流体流的压力可以比导管124中的流的压力低至少0.1、0.2或0.3和/或不到1.5、1或0.5MPa。
如图1所示，导管128中的膨胀的两相流可以被引入到蒸馏柱40的第一流体入口38中。如本文中所使用，术语“第一”、“第二”、“第三”等等是被用于描述各种元件，并且这些元件不应受到这些术语的限制。这些术语只是被用来区分一个元件与另一个元件，并且未必暗示特定顺序或者甚至特定元件。举例来说，一个元件可以在实施方式中被视为“第一”元件并且在权利要求书中被视为“第二元件”，而并不背离本发明的范围。一致性在实施方式和每一项独立权利要求内部被保持，但是这样的命名意图未必在两者之间是一致的。
蒸馏柱40可以是任何能够进一步从氢气和一氧化碳中分离甲烷的蒸汽-液体分离容器。在一个或多个实施例中，蒸馏柱40可以是多级蒸馏柱，其包括至少2、5、10或12和/或不大于50、40、30或20个实际或理论分离级。当蒸馏柱40包括多级柱时，一个或多个类型的柱内件可以被利用，以便于汽相与液相之间的热和/或质量转移。合适的柱内件的实例可包含但不限于蒸汽-液体接触盘、规整填料、散堆填料和其任何组合。
在各种实施例中，蒸馏柱40可以可操作以分离引入到其的流体流中存在的甲烷的至少百分之65、75、85、90或99。蒸馏柱40可以在至少大约1、1.5、2或2.5和/或不大于大约5、4、3.5或3MPa的压力下操作。更具体来说，蒸馏柱40可以在1到5、1.5到4、2到3.5或2.5到3MPa范围内的压力下操作。在某些实施例中，蒸馏柱40可以在大约2.6MPa的压力下操作。
蒸馏柱40的温度可以依据引入到系统中的含碳氢化合物的气体的成分而变化。在各种实施例中，蒸馏柱40顶部的一半可以在至少-125、-150、-160或-170℃和/或不大于大约-215、-200、-190或-180℃的温度下操作。更具体来说，蒸馏柱40顶部的一半可以在-125到-215℃、-150到-200℃、-160到-190℃或-170到-180℃的范围内的温度下操作。在某些实施例中，蒸馏柱40顶部的一半可以在大约-173℃的温度下操作。此外，蒸馏柱40底部的一半可以在至少大约-110、-125、-140或-150℃和/或不大于大约-200、-190、-180或-160℃的温度下操作。更具体来说，蒸馏柱40底部的一半可以在-110到-200℃、-125到-190℃、-140到-180℃或-150到-160℃的范围内的温度下操作。在某些实施例中，蒸馏柱40底部的一半可以在大约-158℃的温度下操作。下面更详细地论述与蒸馏柱40的操作有关的额外信息。
往回参照导管126中的初始贫甲烷的顶层流，这个流的至少一部分可以被传递到膨胀装置42。如图1所示，来自导管126的流可以经由膨胀装置42被膨胀，从而在导管130中提供被闪蒸的或者被膨胀的蒸汽流。在某些实施例中，膨胀可以是基本上等焓的膨胀，并且膨胀装置42可以是焦耳-汤姆逊阀或孔。在其它实施例中，膨胀可以是基本上等熵的，并且膨胀装置42可以是涡轮膨胀机或者膨胀涡轮机。在各种实施例中，膨胀可以在-110到-200℃、-130到-190℃、-150到-180℃或-160到-175℃范围内的温度下发生。
由于膨胀的作用，导管130中的被闪蒸或者被膨胀的流体流的温度可以比导管126中的流的温度低至少2、5或10℃和/或不大于50、40或30℃。此外，导管130中的被闪蒸或者被膨胀的流体流的压力可以比导管126中的流的压力低至少0.1、0.2或0.3和/或不多于1.5、1或0.5MPa。
如图1所示，导管130中的膨胀流的至少一部分可以被引入到蒸馏柱40的第二入口44中。在某些实施例中，第二入口44可以位于比第一入口38高的分离级处。如本文中所使用，术语“较高的分离级”和“较低的分离级”是指在蒸馏柱内垂直地隔开的实际、理论或者实际或理论热和/或质量转移级。在一个或多个实施例中，第二流体入口44可以位于蒸馏柱40内的分离级的总数的上部一半、上部三分之一或上部四分之一中，而第一入口38可以位于蒸馏柱40内的分离级的总数的下部一半、下部三分之二或者中间或下部三分之一或四分之一中。根据各种实施例，第一和第二流体入口38、44可以通过蒸馏柱40的至少1、4、8、10或12个实际、理论或者实际或理论热和/或质量转移级彼此垂直地隔开。
如图1中描绘的，第一富甲烷的底层流经由导管132从蒸馏柱40出来，并且第一贫甲烷的顶层流经由导管134从蒸馏柱40出来。
导管132中的第一富甲烷的底层流可以是液体的形式，并且包括大量的甲烷。举例来说，导管132中的第一富甲烷的底层流可以包括至少大约10、25、40或50和/或不大于大约95、85、75或70摩尔百分比的甲烷。更具体来说，导管132中的第一富甲烷的底层流可以包括在10到95、25到85、40到75或50到70摩尔百分比的范围内的甲烷。
此外，导管132中的第一富甲烷的底层流还可以包括一些残余氢气和一氧化碳。举例来说，导管132中的第一富甲烷的底层流可以包括小于15、10、5或2摩尔百分比的氢气。另外或换句话说，导管132中的第一富甲烷的底层流可以包括小于大约60、50、45或40摩尔百分比的一氧化碳。
导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以是蒸汽的形式，并且包括大量的氢气和一氧化碳。举例来说，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以包括至少大约25、40、60或75和/或不大于大约99、95、90或85摩尔百分比的氢气。更具体来说，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以包括在25到99、40到95、60到90或75到85摩尔百分比的范围内的氢气。另外或换句话说，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以包括至少大约1、5、10或20和/或不大于大约75、60、50或40摩尔百分比的一氧化碳。更具体来说，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以包括在1到75、5到60、10到50或20到40摩尔百分比的范围内的一氧化碳。
此外，导管134中的第一贫甲烷的顶层流还可以包括一些残余甲烷。举例来说，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以包括小于大约10、5、1或0.5摩尔百分比的甲烷。
如图1所示，导管134中的第一贫甲烷的顶层流可以被传递到主热交换器20的加温阶段46，其中该流可以经由与阶段24和26的间接热交换而被加温，下文更详细地描述阶段24和26。导管136中的所得的经加温的蒸汽流在经由导管138被传递到LNG回收设备10外部之前，可以任意地经由残余气体压缩机48被压缩。一旦从LNG回收设备10中移除，导管138中的压缩的气体流就可以被传递以供进一步使用、加工和/或储存。
再次转向导管132中的第一富甲烷的底层流，这个流的至少一部分可以经由入口50被引入到甲烷分馏器30中。在各种实施例中，甲烷分馏器的用途是进一步净化导管132中的流。
甲烷分馏器30可以是任何能够进一步从氢气和一氧化碳中分离甲烷的蒸汽-液体分离容器。在一个或多个实施例中，甲烷分馏器30可以是多级蒸馏柱，其包括至少2、5、10或12和/或不大于50、40、30或20个实际或理论分离级。当甲烷分馏器30包括多级柱时，一个或多个类型的柱内件可以被利用，以便于汽相与液相之间的热和/或质量转移。合适的柱内件的实例可包含但不限于蒸汽-液体接触盘、规整填料、散堆填料和其任何组合。
在各种实施例中，甲烷分馏器30可以可操作以分离引入到其的流体流中存在的甲烷的至少百分之65、75、85、90或99。甲烷分馏器30可以在至少大约0.25、0.5、1或1.5和/或不大于大约4、3、2或1.8MPa的压力下操作。更具体来说，甲烷分馏器30可以在0.25到4、0.5到3、1到2或1.5到1.8MPa范围内的压力下操作。在某些实施例中，甲烷分馏器30可以在大约1.7MPa的压力下操作。
甲烷分馏器30的温度可以依据引入到系统中的含碳氢化合物的气体的成分而变化。在各种实施例中，甲烷分馏器30顶部的一半可以在至少-110、-125、-140或-150℃和/或不大于大约-215、-200、-175或-160℃的温度下操作。更具体来说，甲烷分馏器30顶部的一半可以在-110到-215℃、-125到-200℃、-140到-175℃或-150到-160℃的范围内的温度下操作。在某些实施例中，甲烷分馏器30顶部的一半可以在大约-154℃的温度下操作。此外，甲烷分馏器30底部的一半可以在至少大约-80、-90、-100或-110℃和/或不大于大约-200、-160、-130或-120℃的温度下操作。更具体来说，甲烷分馏器30底部的一半可以在-80到-200℃、-90到-160℃、-100到-130℃或-110到-120℃的范围内的温度下操作。在某些实施例中，甲烷分馏器30底部的一半可以在大约-112℃的温度下操作。
如图1中描绘的，第二富甲烷的底层流经由导管140从甲烷分馏器30出来，并且第二贫甲烷的顶层流经由导管142从甲烷分馏器30出来。
导管140中的第二富甲烷的底层流可以是液体的形式，并且包括大量的甲烷。举例来说，导管140中的第二富甲烷的底层流可以包括至少大约60、75、90或99摩尔百分比的甲烷。此外，导管140中的第二富甲烷的底层流还可以含有残余量的氢气和/或一氧化碳。例如，导管140中的第二富甲烷的底层流可以包括小于1、0.5、0.1或0.01摩尔百分比的氢气。另外或换句话说，导管140中的第二富甲烷的底层流可以包括小于1、0.5、0.1或0.01摩尔百分比的一氧化碳。
导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以是蒸汽的形式，并且主要包括氢气和/或一氧化碳。举例来说，导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以包括至少大约1、2、4或10和/或不大于大约40、30、20或15摩尔百分比的氢气。更具体来说，导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以包括在1到40、2到30、4到20或10到15摩尔百分比的范围内的氢气。另外或换句话说，导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以包括至少大约50、65、80或90摩尔百分比的一氧化碳。而且，导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以包括一些残余甲烷。例如，导管142中的第二贫甲烷的顶层流可以包括小于1、0.5、0.1或0.01摩尔百分比的甲烷。
如图1所示，导管140中的第二富甲烷的底层流可以被传递到在主热交换器20内处理的冷却阶段52，其中液体流可以在相应阶段24和26中经由与制冷剂和/或残余气体流的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝，阶段24和26在后文被更详细地描述。经由导管144从冷却阶段52出来的冷却的流可以是富含LNG的产物。如本文中所使用，“富含LNG”的意思是特定合成物包括至少50摩尔百分比的甲烷。应注意，这个富含LNG的产物总体上具有与上文描述的第二富甲烷的底层流相同的成分。导管144中的富含LNG的产物可以具有至少-120、-130、-140或-145℃和/或不大于大约-200、-190、-180或-165℃的温度。更具体来说，导管144中的富含LNG的产物可以具有在大约-120到-200℃、-130到-190℃、-140到-180℃或-145到-165℃的范围内的温度。在某些实施例中，导管144中的富含LNG的产物可以具有大约-156℃的温度。
回到导管142中的第二贫甲烷的顶层流，这个流可以被传递到在主热交换器20内处理的冷却阶段54，其中该流可以在相应阶段24和26中经由与制冷剂和/或残余气体流的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝，下文更详细地描述阶段24和26。经由导管146从冷却阶段54出来的冷却的气体流可以具有至少-120、-130、-140或-145℃和/或不大于大约-200、-190、-180或-165℃的温度。更具体来说，导管146中的冷却的流可以具有在大约-120到-200℃、-130到-190℃、-140到-180℃或-145到-165℃的范围内的温度。在某些实施例中，导管146中的冷却的流可以具有大约-156℃的温度。
导管146中的冷却的流接着可以被传递到回流冷凝器桶56，其中导管146中的冷却的流的至少一部分可以分成富甲烷的液体回流流和顶层贫甲烷的流。富甲烷的液体回流流经由导管148从回流冷凝器桶56出来，并且顶层贫甲烷的流经由导管150从回流冷凝器桶56出来。导管148中的富甲烷的液体回流可以具有与上文描述的第二富甲烷的底层流相同或类似的成分，并且导管150中的顶层的贫甲烷的流可以具有与上文描述的第二贫甲烷的顶层流相同或类似的成分。
导管148中的富甲烷的液体回流可以经由回流泵58被泵送到导管152，其中该富甲烷的液体回流可以被传递到膨胀装置62和/或膨胀装置64，其中液体的压力可以被降低，从而闪蒸或蒸发该液体的至少一部分。膨胀装置62、64可以是任何合适的膨胀装置，例如(举例来说)焦耳-汤姆逊阀或孔或者水力涡轮机。应注意，膨胀装置62、64可以用与上文描述的膨胀装置36相同或类似的方式起作用和操作。在某些实施例中，导管152中的富甲烷的液体回流的至少一部分可以被引入到膨胀装置62中，并且经由导管154传递，以便用作蒸馏柱40中的回流流。另外换句话说，导管152中的富甲烷的液体回流的至少一部分可以被引入到膨胀装置64中，并且经由导管156传递，以便用作甲烷分馏器30中的回流流。
再次转向图1，导管150中的顶层的贫甲烷的流可以被传递到压缩机66，压缩机66经由轴杆68连接到膨胀装置42。经由导管158从压缩机66出来的压缩流可以被引入到导管134中，以如上所述用作冷却阶段46中的冷介质。
现在转向图1中描绘的LNG回收设备10的制冷循环12，这个制冷循环在第5,657,643号美国专利中进一步被描述，该专利的全文以引用方式并入。闭环制冷循环12被图解说明为总体上包括制冷剂压缩机70、任选的级间冷却器72和级间蓄积器74、制冷剂冷凝器76、制冷剂蓄积器78和制冷剂吸桶80。如图1所示，经由导管160从吸桶80抽出的混合制冷剂流可以被传递到制冷剂压缩机70的吸气入口，其中制冷剂流的压力可以被增加。当制冷剂压缩机70包括具有两个或更多个压缩级的多级压缩机时(如图1所示)，从压缩机70的第一(低压)级出来的部分压缩的制冷剂流可以经由导管162被传递到级间冷却器72，其中该流可以经由与冷却介质(例如，冷却水或空气)的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝。
导管164中的所得的两相流可以被引入到级间蓄积器74中，其中蒸汽和液体部分可以被分离。经由导管166从蓄积器74抽出的蒸汽流可以被传递到制冷剂压缩机70的第二(高压)级的入口，其中该流可以被进一步压缩。所得的压缩的制冷剂蒸汽流可以与经由导管168从级间蓄积器74抽出的液相制冷剂的一部分重新组合，并且经由制冷剂泵82被抽到一定压力，如图1所示。
导管170中的组合的制冷剂流接着可以被传递到制冷剂冷凝器76，其中加压的制冷剂流可以在经由导管172被引入到制冷剂蓄积器78中之前经由与冷却介质(例如，冷却水)的间接热交换而被冷却和至少部分地被冷凝。如图1所示，导管172中的两相制冷剂流的蒸汽和液体部分可以被分离，并且经由相应导管174和176分别从制冷剂蓄积器78抽出。任选地，经由制冷剂泵84加压的导管176中的液体流的一部分可以就在主交换器20内处理的制冷剂冷却阶段24之前或者在制冷剂冷却阶段24内与导管174中的蒸汽流组合，如图1所示。在一个实施例中，以这种方式重新组合压缩的制冷剂的蒸汽部分和液体部分的一部分，可以帮助确保制冷剂冷却阶段24内的适当的流体分布。
因为压缩的制冷剂流流动穿过制冷剂冷却阶段24，该流被冷凝和过冷，使得经由导管178从主热交换器20抽出的液体制冷剂流的温度远低于制冷剂混合物的起泡点。导管178中的过冷的制冷剂流接着可以经由穿过膨胀装置86(本文中图解说明为焦耳-汤姆逊阀86)而被膨胀，其中流的压力可以减小，从而冷却和至少部分地蒸发制冷剂流。导管180中的冷却的两相制冷剂流接着可以被传递穿过制冷剂加温阶段26，其中经由制冷剂的膨胀而产生的制冷的一大部分可以在一个或多个加工流的冷却时被回收，包含流动穿过冷却阶段24的供料流，如上文所详细论述的。如前所述，经由导管182从主热交换器20抽出的加温的制冷剂流接着可以在穿过闭环制冷循环12被压缩和再循环之前被传递到制冷剂吸桶80。
根据各种实施例，在上述制冷循环的每一步骤期间，制冷剂的温度可以被维持成使得供料气体流中最初存在的甲烷的至少一部分或一大部分可以在主交换器20中被冷凝。举例来说，在各种实施例中，被引入到主交换器20中的供料气体流中最初存在的总甲烷的至少百分之50、65、75、80、85、90或95可以被冷凝。在一些实施例中，在加温器温度下操作制冷循环12可以减少供料气体流内的一个或多个不期望的副产物的形成，例如(举例来说)氮氧化物胶(例如，NOx胶)，其可以在低于大约-100℃的温度下形成。根据本发明的实施例，这些副产物的形成可以被最小化或者几乎消除。
在一个实施例中，在闭环制冷循环12中利用的制冷剂可以是混合制冷剂。如本文中所使用，术语“混合制冷剂”是指包括两个或更多个成分的制冷剂合成物。在一个实施例中，制冷循环12所利用的混合制冷剂可以包括从甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、异丁烷、正丁烷、异戊烷、正戊烷和其组合所组成的群组中选出的两个或更多个成分。在一些实施例中，制冷剂合成物可以包括甲烷、乙烷、丙烷、正丁烷和异戊烷，并且可以基本上不包括某些成分，包含(举例来说)氮或卤化碳氢化合物。根据一个或多个实施例，制冷剂合成物可以具有至少-80、-85或-90℃和/或不大于-50、-55或-60℃的初始沸点。根据本发明的实施例，各种特定制冷剂合成物被考虑。下面的表1概述了几个示范性制冷剂混合物的广义、中等和狭义范围。
表1：示范性混合制冷剂合成物
成分 广义范围，摩尔百分比 中等范围，摩尔百分比 狭义范围，摩尔百分比
甲烷 0到50 5到40 10到30
乙烯 0到50 5到40 10到30
乙烷 0到50 5到40 10到30
丙烯 0到50 5到40 5到30
丙烷 0到50 5到40 5到30
异丁烷 0到10 0到5 0到2
正丁烷 0到25 1到20 5到15
异戊烷 0到30 1到20 2到15
正戊烷 0到10 0到5 0到2
在本发明的一些实施例中，可能期望调整混合制冷剂的组成，从而改变其冷却曲线并且因此改变其制冷潜能。这样的修改可以被利用来适应，举例来说，引入到LNG回收设备10中的供料气体流的组成和/或流率的变化。在一个实施例中，混合制冷剂的组成可以经过调整，使得蒸发制冷剂的加热曲线更加接近地匹配供料气体流的冷却曲线。这样的曲线匹配的一种方法在第4,033,735号美国专利中被详细描述，该专利的公开内容的全文以引用的方式并入本文中。
因此，上述方法和系统可以被利用从含碳氢化合物的供料气体流中回收LNG流。此外，由于上文描述的配置，本文中描述的方法和系统不需要利用与上文描述的混合制冷系统分开的氮制冷剂流。
上文描述的本发明的优选形式只是要用作说明性的，并且不应在限制性意义上使用以解释本发明的范围。所属领域的技术人员可以容易对上文阐述的示范性实施例进行修改，而并不背离本发明的精神。
发明人特此声明其希望依赖于等效原则，以确定和评估本发明的合理公平的范围，因为其适于任何不在实质上背离随附权利要求书中阐述的本发明的字面范围但是在该字面范围之外的设备。
定义
应理解，下面的内容无意成为所定义的术语的排他性列表。在例如(举例来说)伴随在上下文中使用所定义的术语时，可能会在前面的描述中提供其它定义。
如本文中所使用，术语“一”和“该”意味着一个或多个。
如本文中所使用，术语“和/或”当用于两个或更多个项目的列表中的时候，意味着所列出的项目中的任何一个本身可以被使用，或者所列出的项目中的两个或更多个的任何组合可以被使用。举例来说，如果一个组成被描述为含有成分A、B和/或C，则该组成可能只含有A；只含有B；只含有C；含有A与B的组合；含有A与C的组合；含有B与C的组合；或者含有A、B与C的组合。
如本文中所使用，术语“包括着”和“包括”是开放性转折语，其用于从在该术语前面叙述的主语转变成在术语之后叙述的一个或多个要素，其中在转折语之后列出的一个或多个要素未必是构成该主语的仅有要素。
如本文中所使用，术语“具有着”和“具有”是具有与上面提出的“包括着”和“包括”相同的开放性含义。
如本文中所使用，术语“包含着”和“包含”具有与上面提出的“包括着”和“包括”相同的开放性含义。
如本文中所使用，提到“一个实施例”、“一实施例”或“多个实施例”意味着所提到的这个特征或这些特征被包含在该技术的至少一个实施例中。本描述中分别提到“一个实施例”、“一实施例”或“多个实施例”未必是指相同实施例，并且还不相互排斥，除非如此声明和/或除非这对所属领域的技术人员从描述来看是显而易见的。因此，本发明可包含本文中描述的实施例的多种组合和/或结合。
如本文中所使用，术语“大约”意味着相关联的值可以从其所叙述的值变化百分之10。
数值范围
本描述使用数值范围来给与本发明有关的某些参数定量。应理解，当提供数值范围时，这些范围应被理解为给仅叙述了范围的下限值的权利要求限制和仅叙述了范围的上限值的权利要求限制提供文字支持。举例来说，所公开的10到100的数值范围给叙述“大于10”(没有上限)的权利要求和叙述“小于100”(没有下限)的权利要求提供文字支持。

Claims (29)

1.一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的方法，所述方法包括：
(a)冷却和至少部分地冷凝所述含碳氢化合物的气体从而提供冷却的供料流；
(b)分离主蒸馏柱中的所述冷却的供料流的至少一部分从而形成第一富甲烷的底层流和第一贫甲烷的顶层流；
(c)分馏辅助蒸馏柱中的所述第一富甲烷的底层流的至少一部分从而形成第二富甲烷的底层流和第二贫甲烷的顶层流；和
(d)回收所述第二富甲烷的底层流的至少一部分从而产生富含LNG的流。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述步骤(a)中的所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环、双混合制冷剂循环或级联制冷循环中与单个混合制冷剂流的间接热交换而执行的。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述步骤(a)中的所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环中与混合制冷剂流的间接热交换而执行的。
4.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括在所述步骤(a)的所述冷却之前冷却所述含碳氢化合物的气体，从而形成预冷的含碳氢化合物的气体，其中所述预冷的含碳氢化合物的气体是所述步骤(a)中的所述含碳氢化合物的气体。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环中与混合制冷剂流的间接热交换而执行的。
6.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括在所述步骤(b)的所述分离之前，在蒸汽-液体分离器中分离所述冷却的供料流，从而形成初始富甲烷的液体流和初始贫甲烷的蒸汽流，其中，所述步骤(b)的所述分离中的所述冷却的供料流包括所述初始富甲烷的液体流、所述初始贫甲烷的蒸汽流或其组合。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述步骤(d)的所述回收包括冷却所述第二富甲烷的底层流以形成所述富含LNG的流。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述含碳氢化合物的气体是包括甲烷、氢气和一氧化碳的合成气体。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述步骤(b)的所述分离是在1.5MPa到5MPa的范围内的压力下发生的。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述步骤(c)的所述分馏是在0.5MPa到3MPa的范围内的压力下发生的。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述冷却的供料流具有在-120℃到-200℃的范围内的温度。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法不含有氮制冷循环。
13.一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的方法，所述方法包括：
(a)冷却和至少部分地冷凝所述含碳氢化合物的气体从而提供冷却的供料流；
(b)分离主蒸馏柱中的所述冷却的供料流的至少一部分从而形成第一富甲烷的液体流和第一贫甲烷的蒸汽流，其中所述分离在1.5MPa到5MPa的范围内的压力下发生；
(c)分馏辅助蒸馏柱中的所述第一富甲烷的液体流的至少一部分从而形成第二富甲烷的液体流和第二贫甲烷的蒸汽流，其中所述分馏在0.5MPa到3MPa的范围内的压力下发生；和
(d)冷却所述第二富甲烷的液体流的至少一部分从而形成富含LNG的液体流。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述步骤(a)中的所述冷却的至少一部分和所述步骤(d)中的所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环、双混合制冷剂循环或级联制冷循环中与单个混合制冷剂流的间接热交换而执行的。
15.根据权利要求13所述的方法，其中，所述步骤(a)中的所述冷却的至少一部分和所述步骤(d)中的所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环中与混合制冷剂流的间接热交换而执行的。
16.根据权利要求13所述的方法，其进一步包括在所述步骤(a)的所述冷却之前冷却所述含碳氢化合物的气体，从而形成预冷的含碳氢化合物的气体，其中，所述冷却的至少一部分是通过在闭环制冷循环中与混合制冷剂流的间接热交换而执行的，其中，所述预冷的含碳氢化合物的气体是所述步骤(a)中的所述含碳氢化合物的气体。
17.根据权利要求13所述的方法，其进一步包括，在所述步骤(b)的所述分离之前，在蒸汽-液体分离器中分离所述冷却的供料流，从而形成初始富甲烷的液体流和初始贫甲烷的蒸汽流，其中，所述步骤(b)的所述分离中的所述冷却的供料流包括所述初始富甲烷的液体流、所述初始贫甲烷的蒸汽流或其组合。
18.根据权利要求13所述的方法，其中，所述含碳氢化合物的气体是包括甲烷、氢气和一氧化碳的合成气体。
19.根据权利要求13所述的方法，其中，所述冷却的供料流具有在-120℃到-200℃的范围内的温度。
20.根据权利要求13所述的方法，其中，所述方法不含有氮制冷循环。
21.一种用于从含碳氢化合物的气体中回收液态甲烷气体的设备，所述设备包括：
主热交换器，所述主热交换器具有设置在其中的第一冷却阶段，其中，所述第一冷却阶段经配置以将所述含碳氢化合物的气体冷却成冷却的含碳氢化合物的气体；
蒸汽-液体分离器，所述蒸汽-液体分离器与所述第一冷却阶段流体连通，其中，所述蒸汽-液体分离器经配置以将所述冷却的含碳氢化合物的气体分离成第一贫甲烷的顶层流和第一富甲烷的底层流；
主蒸馏柱，所述主蒸馏柱与所述蒸汽-液体分离器流体连通，其中，所述主蒸馏柱包括用以容纳所述第一富甲烷的底层流的第一液体入口和用以容纳所述第一贫甲烷的顶层流的第一蒸汽入口，其中，所述主蒸馏柱经配置以将所述第一富甲烷的底层流和所述第一贫甲烷的顶层流分离成第二富甲烷的底层流和第二贫甲烷的顶层流；
辅助蒸馏柱，所述辅助蒸馏柱与所述主蒸馏柱流体连通，其中，所述辅助蒸馏柱包括用以容纳所述第二富甲烷的底层流的第二液体入口和用以容纳所述第二贫甲烷的顶层流的第二蒸汽入口，其中，所述辅助蒸馏柱经配置以将所述第二富甲烷的底层流和所述第二贫甲烷的顶层流分离成第三富甲烷的底层流和第三贫甲烷的顶层流；
第二冷却阶段，所述第二冷却阶段设置在所述主热交换器内且与所述辅助蒸馏柱流体连通，其中，所述第二冷却阶段经配置以将所述第三富甲烷的底层流冷却成富含LNG的液体流；和
单个闭环混合制冷循环，所述单个闭环混合制冷循环至少部分地安置在所述主热交换器内，其中，所述单个闭环制冷循环包括：
制冷剂压缩机，所述制冷剂压缩机限定用于容纳混合制冷剂流的吸气入口和用于排放压缩混合制冷剂流的排放出口；
第一制冷剂冷却阶段，所述第一制冷剂冷却阶段与所述制冷剂压缩机的所述排放出口流体连通，其中，所述第一制冷剂冷却阶段经配置以冷却所述压缩的混合制冷剂流；
制冷剂膨胀装置，所述制冷剂膨胀装置与所述第一制冷剂冷却阶段流体连通，其中，所述制冷剂膨胀装置经配置以膨胀所述冷却的混合制冷剂流并且产生制冷；和
第一制冷剂加温阶段，所述第一制冷剂加温阶段与所述制冷剂膨胀装置和所述制冷剂压缩机的所述吸气入口流体连通，其中，所述第一制冷剂加温阶段经配置通过间接热交换给所述膨胀的混合制冷剂流加温。
22.根据权利要求21所述的设备，其中，所述主热交换器包括制冷剂热交换器。
23.根据权利要求21所述的设备，其中，所述设备不含有与所述闭环制冷循环分离的氮制冷循环。
24.根据权利要求21所述的设备，其中，所述主蒸馏柱的所述第一蒸汽入口位于相对于所述主蒸馏柱的所述第一液体入口更高的点上。
25.根据权利要求21所述的设备，其进一步包括再沸器，所述再沸器与所述第一冷却阶段流体连通，其中，所述再沸器经配置以在所述含碳氢化合物的气体被引入到所述第一冷却阶段之前冷却所述含碳氢化合物的气体。
26.根据权利要求25所述的设备，其进一步包括第三冷却阶段，所述第三冷却阶段设置在所述主热交换器内且与所述再沸器流体连通，其中，所述第三冷却阶段经配置以在所述含碳氢化合物的气体被引入到所述再沸器之前冷却所述含碳氢化合物的气体。
27.根据权利要求21所述的设备，其进一步包括第四冷却阶段，所述第四冷却阶段设置在所述主热交换器内且与所述主蒸馏柱流体连通，其中，所述第四冷却阶段经配置以冷却所述第二贫甲烷的顶层流。
28.根据权利要求21所述的设备，其进一步包括第五冷却阶段，所述第五冷却阶段设置在所述主热交换器内且与所述辅助蒸馏柱流体连通，其中，所述第五冷却阶段经配置以冷却来自所述辅助蒸馏柱的所述第三贫甲烷的顶层流。
29.根据权利要求28所述的设备，其进一步包括回流系统，所述回流系统在所述第五冷却阶段与所述主蒸馏柱和所述辅助蒸馏柱之间流体连通，其中，所述回流系统经配置以使所述第三贫甲烷的顶层流作为回流流再循环到所述主蒸馏柱和/或所述辅助蒸馏柱。
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