CN109748772B - 从lng中分离和回收烃类的设备 - Google Patents

从lng中分离和回收烃类的设备 Download PDF

Info

Publication number
CN109748772B
CN109748772B CN201811307859.1A CN201811307859A CN109748772B CN 109748772 B CN109748772 B CN 109748772B CN 201811307859 A CN201811307859 A CN 201811307859A CN 109748772 B CN109748772 B CN 109748772B
Authority
CN
China
Prior art keywords
column
liquid
overhead
vapor
lng
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.)
Active
Application number
CN201811307859.1A
Other languages
English (en)
Other versions
CN109748772A (zh
Inventor
山口昌一
山森康之
张小雪
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.)
Toyo Engineering Corp
Original Assignee
Toyo Engineering 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 Toyo Engineering Corp filed Critical Toyo Engineering Corp
Publication of CN109748772A publication Critical patent/CN109748772A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN109748772B publication Critical patent/CN109748772B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G5/00—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas
    • C10G5/06—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas by cooling or compressing
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G5/00—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas
    • C10G5/04—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas with liquid absorbents
    • 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
    • F25J3/0214—Liquefied 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
    • F25J3/0228—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
    • F25J3/0242—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
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1025—Natural gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/28—Propane and butane
    • 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
    • F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual 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
    • F25J2200/50—Processes or apparatus using separation by rectification using multiple (re-)boiler-condensers at different heights of the column
    • 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
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • 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
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • 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
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams the fluid being hydrocarbons or a mixture of hydrocarbons
    • 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
    • F25J2235/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
    • F25J2235/60—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being (a mixture of) hydrocarbons

Landscapes

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

Abstract

提供了一种用于从LNG分离和回收丙烷和较重的烃类的设备和方法。该设备从LNG供料的上游侧朝向下游侧具有：第一塔(3)，该第一塔配备有第一塔塔顶冷凝器(2)、第一塔塔底再沸器(4)和侧部再沸器(5)；以及第二塔(14)，该第二塔配备有第二塔塔顶冷凝器(11)和第二塔塔底再沸器(15)。第一塔(3)将甲烷和乙烷的一部分分离为塔顶蒸气，并将剩余的乙烷和C3或高级烃分离为塔底液体。第二塔(14)将乙烷分离为塔顶蒸气，并将C3或高级烃分离为塔底液体。

Description

从LNG中分离和回收烃类的设备
相关申请的交叉引用
本申请基于并要求2017年11月6日提交的日本专利申请No.2017-213428的优先权权益，其公开内容通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明涉及一种用于烃分离和回收的设备，以用于从液化天然气(LNG)中分离和回收含有液化石油气(LPG)馏分的烃，诸如丙烷和丁烷。
背景技术
LNG在生产国被液化和出口后，在消费国的LNG接收终端被接收并储存在LNG储罐中。为了在最终用户那里利用LNG作为燃料气体，LNG通过泵被加压然后蒸发并送出至天然气管道。
甲烷是LNG中的烃组分的主要部分。LNG还含有诸如乙烷、丙烷和丁烷等较重的烃组分以及氮气。当LNG含有大量较重的烃类时，LNG的热值变高，并且因此LNG可能不满足每个区域中用户所需的管道天然气规格。
由于较重的烃类可用作石油化工厂的原材料，因此它们可具有比用作城市燃气或热电厂燃料的情况下的市场价值更高的市场价值。因此，可能希望在将LNG送至天然气管道之前从在LNG接收终端中接收的LNG进料(feed LNG)中分离和回收较重的烃类。
关于从LNG中分离丙烷和较重的烃类的方法已有各种报道。然而，在传统方法中，用于实现高丙烷回收率的分离设备具有相对大的尺寸和复杂的配置，并因此需要相对大的能量消耗。
美国专利No.6,510,706已报道了使用单个蒸馏塔从LNG中分离烃的方法。在该方法中，LNG进料用作回流液。因此，不能获得足够的回流效果，并且丙烷回收率相对较低。
图1是美国专利No.6,510,706的流程图，并示出了用于从LNG中分离丙烷和较重的烃类的常规单塔设备。
从LNG储罐(未示出)供给的约-159℃的LNG进料21通过LNG进料泵1被加压，并且加压后的LNG进料21a的一部分33流经蒸馏塔3的蒸馏塔塔顶冷凝器2，并供给到蒸馏塔3的中部。
同时，LNG进料的剩余部分24绕过蒸馏塔塔顶冷凝器2，并作为回流液供给到蒸馏塔3的顶部。蒸馏塔3的塔顶蒸气(vapor)22在2,350kPaA且-72℃下被供给到蒸馏塔塔顶冷凝器2，通过与LNG进料33进行热交换而被冷却至-101℃并被完全冷凝。
完全冷凝的液体(塔顶冷凝液)22a流经蒸馏塔回流罐9，并通过LNG产品泵10被加压至9,411kPaA的管道压力，并返回LNG终端。
蒸馏塔3的塔底液体处于75℃，并在蒸馏塔塔底再沸器4中被加热，使得底部LPG产品中的C2/C3摩尔比为0.02或更低。
表1总结了图1所示的工艺的物料平衡、回收率和能量消耗。
为了在能量消耗和设备配置方面与其他相关技术进行比较，使用一样的LNG进料组合物。这里用作LNG进料示例的组合物是0.5摩尔％的氮、86.7摩尔％的甲烷、8.9摩尔％的乙烷、2.9摩尔％的丙烷和1.0摩尔％的丁烷。这对图2至图7也是同样适用的。
假设热泄漏的量足够小，在用于计算时不考虑周围环境和具有非常低温度的工艺设备之间的任何热泄漏。将商业上可获得的冷绝缘材料应用于该设备，使这种热泄漏最小化并使该假设合理。
表1.物料平衡、回收率和能量消耗(图1)
在美国专利No.2,952,984中，由于蒸馏塔的冷凝的塔顶蒸气用作回流液，因此回流效果高并且可以获得高丙烷回收率。然而，由于LNG中所含的甲烷和乙烷组分在单个蒸馏塔中蒸发并与丙烷和丁烷组分分离，因此蒸馏塔中的蒸气负荷变得相对较高。因此，蒸馏塔的直径大，这是不利的。
图2是美国专利No.2,952,984的流程图，并示出了用于从LNG中分离丙烷和较重的烃类的常规单塔设备。
从LNG储罐供给的约-159℃的LNG进料21通过LNG进料泵1被加压，流经蒸馏塔3的蒸馏塔塔顶冷凝器2，并供给到蒸馏塔3的中部。在蒸馏塔塔顶冷凝器2中，LNG进料将其冷热(cold heat)给予蒸馏塔3的塔顶蒸气22，并且LNG进料被加热至-86℃。
蒸馏塔3的塔顶蒸气22在2,600kPaA和-72℃下被供给到蒸馏塔塔顶冷凝器2，通过与LNG进料21a进行热交换而被冷却至-98℃并被完全冷凝。
完全冷凝的液体22a流经蒸馏塔回流罐9和蒸馏塔回流泵6，并且其一部分24作为回流液被供给到蒸馏塔3的顶部。
剩余的液体通过LNG产品泵10被加压至9,411kPaA的管道压力并返回到LNG接收终端。蒸馏塔3的塔底液体为80℃，并在蒸馏塔塔底再沸器4中被加热，使得塔底LPG产品中的C2/C3摩尔比为0.02或更低。表2总结了图2所示的工艺的物料平衡、回收率和能量消耗。
表2.物料平衡、回收率和能量消耗(图2)
由于蒸馏塔的塔顶蒸气的冷凝液体用作回流液，因此实现了比在图1所示的工艺中实现的96.28％更高的丙烷回收率99.47％。
在美国专利No.7,216,507中，两个蒸馏塔用于从LNG中分离丙烷和丁烷。因此，与仅使用一个塔的情况相比，可以减少第一蒸馏塔中的蒸气负荷(从上游侧计数)。
为了将第一塔的塔顶蒸气(第一塔顶蒸气)送至天然气管道，第一塔顶蒸气应被加压至管道压力，然后返回LNG接收终端。当该蒸馏塔的第一塔顶蒸气被送回至LNG接收终端时，在液化蒸气然后加压所得到的液体的情况下比在气相中压缩蒸气的情况下所需的加压能量低(即效率较高)。
因此，希望完全冷凝第一塔顶蒸气。通过提高操作压力来实现完全冷凝。同时，因为第一塔处理在LNG进料中包含的作为主要组分的甲烷，所以第一塔是在分离设备中具有最大体积的单元或蒸馏塔。因此，优选的是降低第一塔的操作压力，并从而减小第一塔中的负荷以及减小第一塔的压力容器所需的壁厚。
图3是美国专利No.7,216,507的流程图，并示出了用于从LNG中分离丙烷和较重的烃类的常规双塔设备。
从LNG储罐(未示出)供给的约-159℃的LNG进料21通过LNG进料泵1被加压，流经第一塔塔顶冷凝器2，冷热回收交换器7和LNG进料预热器8，并被供给到第一塔3的中部。
在第一塔塔顶冷凝器2中，LNG进料通过将其冷热(cold heat)给予第一塔3的塔顶蒸气22而被加热至-76℃(LNG进料21b)。
此外，LNG进料21b通过在冷热回收交换器7中将其冷热给予来自第二塔14的塔底的LPG产品30而被加热至-74℃(21c)，然后在LNG进料预热器8中通过外部热源被加热至-48℃(21d)。
然后将加热后的LNG进料21d供给到第一塔3，并使其与来自塔的上部的液体直接接触。由此，C3+NGL(天然气液体，具有3个或更多个碳原子的烃类)组分在液相中被吸收。
第一塔3的第一塔顶蒸气22在-68℃和3,206kPaA下被供给第一塔塔顶冷凝器2，通过如上所述的LNG进料的冷热被冷却至-91℃并完全冷凝。
完全冷凝的液体22a流经第一塔回流罐9和第一塔回流泵6，并且其一部分作为回流液24被供给到第一塔3的塔顶。
剩余的完全冷凝的液体25通过LNG产品泵10被加压至9,411kPaA的管道压力(25a)并返回到LNG接收终端。来自第一塔底液体管线26的第一塔3的塔底液体通过其自身压力在-52℃和2,965kPaA下被供给到第二塔14。在第二塔14中，甲烷和乙烷的蒸气由第二塔塔底再沸器15提供的热量产生，并且进行蒸馏操作使得塔底LPG产品中的C2/C3摩尔比可以是0.02或更小。
LPG产品30在88℃从第二塔14的塔底流至冷热回收交换器7，并通过LNG进料21b过冷到-18℃，并被排出系统(30a)。
第二塔14的塔顶蒸气27(第二塔顶蒸气)在-7℃被供给到第一塔塔顶冷凝器2，被冷却至-72℃，并且完全冷凝(27a)。
完全冷凝的液体27a通过第二塔回流泵13(27b)被加压，然后返回到第一塔塔顶冷凝器2，并通过其自身的潜在热量被加热至-57℃以变成多相流，该多相流的一部分是蒸气。该多相流作为第二回流液27c被供给到第一塔3。
第二回流液27c具有如下功能：吸收塔内蒸气中所含的丙烷和较重的烃类，并将C3+NGL组分浓缩在塔内的液体中。表3总结了图3所示的工艺的物料平衡、回收率和能量消耗。
表3.物料平衡、回收率和能量消耗(图3)
本发明的目的是提供一种用于从LNG中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备。
发明内容
本发明提供了用于从LNG中分离和回收丙烷和较重的烃类(比丙烷更重的烃类)的设备，所述设备从来自LNG进料源的LNG流的从上游侧朝向下游侧包括：
第一塔，所述第一塔配备有第一塔塔顶冷凝器、第一塔塔底再沸器和侧部再沸器，
第二塔，所述第二塔配备有第二塔塔顶冷凝器和第二塔塔底再沸器，其中
第一塔被配置成将LNG进料分离成含有甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，
第二塔被配置成将第一塔底液体分离成含有乙烷的第二塔顶蒸气，以及含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体，
LNG进料源和第一塔通过LNG进料管线连接，第一塔塔顶冷凝器设置在该LNG进料管线中，
第一塔的塔顶和第一塔塔顶冷凝器通过用于传送第一塔顶蒸气的第一塔顶蒸气管线连接，
第一塔塔顶冷凝器连接到用于取出第一塔顶蒸气冷凝液体的第一塔顶蒸气冷凝液体管线，所述第一塔顶蒸气冷凝液体是在第一塔塔顶冷凝器中完全冷凝的第一塔顶蒸气，
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线的下游设置有LNG产品泵，并且进一步地，
在LNG产品泵的下游设置有用于将第一塔顶蒸气冷凝液体作为LNG产品排出的LNG产品排出管线，
第一塔的底部和第二塔通过用于传送第一塔底液体的第一塔底液体管线连接，
第二塔连接到第二回流管线，通过所述第二回流管线从第二塔的塔顶取出第二塔顶蒸气并送回至第二塔的上部，
通过第二回流管线，将第二塔顶蒸气从第二塔的塔顶取出，然后，在第二塔塔顶冷凝器中获得冷凝的第二塔顶蒸气，然后，冷凝的第二塔顶蒸气的一部分经由第二塔回流罐送回至第二塔的上部，其中第二回流管线在第二塔回流泵和第二塔的上部之间的位置处通过第三回流管线连接到第一塔，所述第三回流管线将冷凝的第二塔顶蒸气(乙烷)的另一部分送回至第一塔，以及
第二塔的底部连接到LPG回收管线，第二塔底液体作为LPG产品通过所述LPG回收管线被回收。
本发明还提供了一种用于从LNG中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备，所述设备从LNG进料源的LNG流的上游侧朝向下游侧包括：
第一塔，所述第一塔配备有第一塔塔顶冷凝器、第一塔塔底再沸器和侧部再沸器，以及
第二塔，所述第二塔配备有第二塔塔顶冷凝器和第二塔塔底再沸器，其中
第一塔被配置成将LNG进料分离成含有甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，
第二塔被配置成将第一塔底液体分离成含有乙烷的第二塔顶蒸气，以及含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体，
LNG进料源和第一塔通过LNG进料管线连接，第一塔塔顶冷凝器设置在该LNG进料管线中，
第一塔的塔顶和第一塔塔顶冷凝器通过用于传送第一塔顶蒸气的第一塔顶蒸气管线连接，
第一塔塔顶冷凝器连接到用于取出第一塔顶蒸气冷凝液体的第一塔顶蒸气冷凝液体管线，所述第一塔顶蒸气冷凝液体是在第一塔塔顶冷凝器中完全冷凝的第一塔顶蒸气，
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线的下游设置有第一回流管线，所述第一回流管线用于经由第一塔回流泵将第一塔顶蒸气冷凝液体的一部分作为回流液供给到第一塔，并且进一步地
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线的下游设置有LNG产品排出管线，所述LNG产品排出管线用于经由LNG产品泵将第一塔顶蒸气冷凝液体的剩余部分作为LNG产品排出，
第一塔的底部和第二塔通过用于传送第一塔底液体的第一塔底液体管线连接，
第二塔连接到第二回流管线，通过所述第二回流管线从第二塔的塔顶取出第二塔顶蒸气并送回至第二塔的上部，
通过第二回流管线，将第二塔顶蒸气从第二塔的塔顶取出，然后，在第二塔塔顶冷凝器中获得冷凝的第二塔顶蒸气，然后，冷凝的第二塔顶蒸气的一部分经由第二塔回流罐送回至第二塔的上部，其中第二回流管线在第二塔回流泵和第二塔的上部之间的位置处通过第三回流管线连接到第一塔，所述第三回流管线将冷凝的第二塔顶蒸气(乙烷)的另一部分送回至第一塔，以及
第二塔的底部连接到LPG回收管线，第二塔底液体作为LPG产品通过所述LPG回收管线被回收。
本发明还提供了一种使用所述设备用于烃分离的方法。
根据本发明的一个方面，提供了一种用于分离烃类的方法，其中含有甲烷、乙烷以及具有3个或更多个碳原子的烃的液化天然气(LNG)进料被分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分和富含具有3个或更多个碳原子的烃的液体馏分，所述具有3个或更多个碳原子的烃至少包括丙烷，所述方法包括：
(a)在第一塔塔顶冷凝器中加热LNG进料，以使LNG进料部分蒸发，从而得到气-液两相流；
(b)将气-液两相流的全部或液相供给到第一塔的中部，使得通过第一塔将所供给的气-液两相流分离成富含甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及富含具有3个或更多个碳原子的烃的第一塔底液体；
(c)通过第二塔将第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含具有3个或更多个碳原子的烃的第二塔底液体；
(d)在第二塔塔顶冷凝器中完全冷凝第二塔顶蒸气，以获得第二塔顶蒸气的冷凝液体；
(e)将第二塔顶蒸气的冷凝液体的一部分供给到第一塔，同时将剩余部分回流至第二塔；
(f)通过在第一塔塔顶冷凝器中与LNG进料进行热交换来完全冷凝从步骤(b)获得的第一塔顶蒸气，以获得第一塔顶蒸气的冷凝液体；
(g)将从步骤(f)获得的液体流的全部或部分作为富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；以及
(h)将第二塔底液体作为富含具有3个或更多个碳原子的烃的液体馏分排出。
使用本发明的分离回收设备可分离LNG进料以获得富含甲烷和乙烷的轻质LNG(LNG产品)，以及丙烷和包括丙烷和丁烷的较重的烃类(LPG产品)。
此外，本发明的分离回收设备利用LNG进料的冷热作为第一塔塔顶冷凝器的冷热源。
而且，在使用本发明的设备进行分离和回收时，蒸馏塔的较低操作压力可以提高分离效率，这又可以降低回流液的必需量并相对降低蒸馏塔中的蒸气负荷。另外，这还降低了蒸馏塔的热负载。因此，可以实现比相关技术(美国专利No.6,510,706，No.2,952,984和No.7,216,507)更低的能量消耗。
附图说明
图1是示出根据美国专利No.6,510,706的从LNG中分离丙烷和较重的烃类的现有技术的流程图。
图2是示出根据美国专利No.2,952,984的从LNG中分离丙烷和较重的烃类的现有技术的流程图。
图3是示出根据美国专利No.7,216,507的从LNG中分离丙烷和较重的烃类的现有技术的流程图。
图4是示出根据本发明的实施例的从LNG中分离丙烷和较重的烃类的流程图。
图5是示出根据另一实施例的分离的流程图，除了未使用第一塔回流泵之外，该实施例与图4所示的实施例相同；
图6是示出根据本发明的再一实施例的从LNG中分离丙烷和较重的烃类的流程图；以及
图7是示出根据又一实施例的分离的流程图，除了使用另外的LNG分离器之外，该实施例与图6中所示的实施例相同。
具体实施方式
(1)图4的用于分离和回收的设备和工艺
下面将描述图4所示的一种用于从LNG中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备(下文中，称为“分离回收设备”)。
LNG在生产国被液化和出口后，在消费国的LNG接收终端被接收并储存在LNG储罐中。因此，LNG进料源是如上所述的LNG接收终端。这对于下面给出的图5至图7所示的设备也是同样适用的。
图4所示的分离回收设备具有用于分离和回收所需的工艺设备，从来自LNG进料源(LNG终端)的LNG流的上流侧朝向下游侧包括
第一塔(第一蒸馏塔)3，配备有LNG进料泵1、第一塔塔顶冷凝器2、第一塔塔底再沸器4和侧部再沸器5，和
第二塔(第二蒸馏塔)14，配备有第二塔塔顶冷凝器11和第二塔塔底再沸器15。
这些单元通过由钢(例如，不锈钢)管制成的管线相互连接。如果需要的话，每条管线和管线分支可以设有控制阀、开关阀、诸如流速传感器、压力传感器和温度传感器等各种传感器。
第一塔3将LNG进料分离成主要含有甲烷的第一塔顶蒸气和含有乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体。
第一塔塔底再沸器4和侧部再沸器5设置在第一塔3的底部。第一塔塔底再沸器4可采用已知的热交换器，该热交换器使用蒸汽、传热油等进行加热。
第二塔(第二蒸馏塔)14用于将在第一塔3中分离的第一塔底液体分离成液化的乙烷和含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体。
第二塔塔底再沸器15设置在第二塔14的底部。第二塔塔底再沸器15可采用已知的热交换器，该热交换器使用蒸汽、传热油等进行加热。
用作第一塔3或第二塔14的蒸馏塔可采用已知的多级蒸馏塔。多级蒸馏塔可以是板式塔和填料塔中的任一种，并且优选是连续蒸馏型。
蒸馏塔的理论级数没有特别限制，并且优选为5级或5级以上，更优选为10级或10级以上。
LNG进料源(LNG接收终端)和第一塔3通过LNG进料管线21、21a和21b连接。LNG进料管线21、21a和21b从上游侧依次设有LNG进料泵1和第一塔塔顶冷凝器2。
LNG进料管线21b连接到第一塔3的中部。第一塔3的“中部”例如在15级的第一塔3的第5级到第10级的范围内。这对于第二塔14是同样适用的。
第一塔3的塔顶和第一塔塔顶冷凝器2由第一塔顶蒸气管线22连接。第一塔塔顶冷凝器2对从第一塔3送来的第一塔顶蒸气进行液化。
在第一塔塔顶冷凝器2中，LNG进料和第一塔顶蒸气之间的热量进行交换，该LNG进料和第一塔顶蒸气分别在LNG进料管线21a和第一塔顶蒸气管线22内流动，使得第一塔顶蒸气被冷却并完全冷凝。
第一塔塔顶冷凝器2和用于取得完全冷凝的第一塔顶蒸气(第一塔顶蒸气的冷凝液体)的端口50通过第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b(以及还通过管线25)连接，以便排出在第一塔塔顶冷凝器2中获得的第一塔顶蒸气的冷凝液体。
用于取得第一塔顶蒸气冷凝液体的端口50连接到LNG进料源(LNG接收终端)。LNG接收终端将产品发送给每个用户。
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b的下游经由管线25设置有LNG泵10。此外，在LNG泵10的下游设置有LNG产品排出管线25a，该LNG产品排出管线25a将第一塔顶蒸气冷凝液体的一部分作为LNG产品发送出去。
另外，在第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b的下游还设置有第一回流管线24，其用于将第一塔顶蒸气冷凝液体的剩余部分作为回流液经由第一塔回流泵6被供给到第一塔3。
具体地，在图4所示的实施例中，在第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)的下游设有第一塔回流泵6、管线25、LNG产品泵10、LNG产品排出管线25a和端口50。回流管线24是从管线25分出的。
在替代实施例(未示出)中，第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22b)可分成两条管线。所述两条被分成的管线中的一条管线用作第一回流管线，该第一回流管线包括第一塔回流泵。另一管线用于排出LNG产品。
第一塔3的底部和第二塔14通过第一塔底液体管线26连接，第一塔底液体管线26用于传送在第一塔3中分离出来的第一塔底液体。
第二塔14连接到第二回流管线27(27、27a和27b)和28，第二回流液通过该第二回流管线27(27、27a和27b)和28从第二塔14的塔顶流出并返回到第二塔14的上部第一级。
第二回流管线27和28是从第二塔14的塔顶依次穿过第二塔塔顶冷凝器11、第二塔回流罐12和第二塔回流泵13回到第二塔14的上部的管线。
此外，第二回流管线28在第二塔回流泵13和第二塔14之间的位置处通过第三回流管线29连接到第一塔3的上部，该第三回流管线29将液化后的乙烷送回到第一塔3的上部。术语“上(部)”是指在第一塔3的高度方向上比中间位置更靠近塔顶的位置。
第二塔塔顶冷凝器11和第一塔侧部再沸器5通过第一循环管线41a和第二循环管线41b连接，以使防冻液(中间加热介质)循环。
通过第一循环管线41a，防冻液从第二塔塔顶冷凝器11流至侧部再沸器5。通过第二循环管线41b，防冻液从侧部再沸器5流至第二塔塔顶冷凝器11。
防冻液(中间加热介质)可以是甲醇、乙醇、乙二醇等。
第二塔14的底部连接到回收管线30，通过该回收管线30取得第二塔底液体。
第二塔底液体含有丙烷和较重的烃类，并作为LPG产品取得。
接下来，将描述使用图4所示的分离回收设备分离和回收丙烷和较重的烃类的工艺。
来自LNG进料源(LNG终端)的LNG进料21通过使用LNG进料管线21在约-159℃被供给到第一塔3的中部。然而，在约-159℃的供给仅在操作开始之后立即实施。在稳态运行期间，因为从第一塔3送来的第一塔顶蒸气与在第一塔塔顶冷凝器2中约-159℃的LNG进料进行热交换，所以气-液两相流在-94℃被供给到第一塔3(步骤(a))。
在该操作中，LNG进料通过LNG进料泵1被加压并送至具有2,065kPaA的操作压力的第一塔3。
作为气-液两相流的LNG进料在第一塔3中被蒸馏，在第一塔中，LNG进料液体和在第一塔塔顶冷凝器2中被冷凝的回流液被重复地与LNG进料的蒸气接触，该LNG进料的蒸气通过侧部再沸器5和第一塔塔底再沸器4进行加热而被蒸发。因此，通过质量传递到第一塔的塔顶得到含有甲烷和乙烷的一部分的第一塔顶蒸气，该第一塔顶蒸气是一种低沸点馏分，并且通过质量传递到第一塔的塔底得到含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，该第一塔底液体是一种高沸点馏分(步骤(b))。
第一塔顶蒸气(约-76℃)流经第一塔顶蒸气管线22，然后被供给到第一塔塔顶冷凝器2，在第一塔塔顶冷凝器中，通过与LNG进料21a的热交换第一塔顶蒸气被冷却到-105℃，并且被完全冷凝以获得第一塔顶蒸气冷凝液体(步骤(f))。在该操作中，LNG进料被加热到-94℃并送至第一塔3。
根据该工艺，通过在第一塔3的第一塔塔顶冷凝器2中使用LNG进料的冷热获得无外部制冷的系统。
第一塔顶蒸气冷凝液体(-105℃)流经第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b、第一塔回流罐9以及第一塔回流泵6。该第一塔顶蒸气冷凝液体的一部分作为回流液通过第一回流管线24被供给到第一塔3的塔顶。
第一塔顶蒸气冷凝液体(-105℃)的剩余部分流经管线25、LNG泵10和LNG产品排出管线25a，在此期间，流被加压至9,411kPaA。加压后的液体在-97℃下从用于取得第一塔顶蒸气冷凝液体的端口50返回到LNG接收终端(步骤(g))。
在C2/C3摩尔比为0.5的条件下，第一塔3的第一塔底液体通过第一塔塔底再沸器4被加热至42℃。
第一塔底液体通过第一塔底液体管线26被供给到第二塔14。
在第二塔14中，通过在第二塔再沸器15中进行加热，乙烷馏分蒸发，并且流26被分离成富含(含量增加)乙烷的第二塔顶蒸气和富含具有3个或3个以上碳原子的烃的塔底部LPG产品(第二塔底液体)(步骤(c))。
第二塔底液体的C2/C3摩尔比为0.02或更小。在操作压力为1,300kPaA的条件下，LPG产品(第二塔底液体)为46℃。
LPG产品(第二塔底液体)穿过管线30从LPG产品回收端口51取得，然后被使用(步骤(h))。
来自第二塔14的塔顶蒸气在-23℃下被供给到第二回流管线27中的第二塔塔顶冷凝器11，被冷却至-24℃并完全冷凝，并流经管线27a(步骤(d))。
完全冷凝的乙烷气体(乙烷液体)流经管线27b和第二塔回流泵13。该完全冷凝的乙烷气体的一部分作为回流液穿过管线28被供给到第二塔14。剩余部分穿过第三回流管线29被送回到第一塔3的塔顶(步骤(e))。被送回到第一塔3的乙烷液体(再循环乙烷液体)通过吸收和浓缩丙烷和较重的烃类而起到促进第一塔3分离的作用。
根据图4所示的分离回收设备，通过使用第一塔3内的液体的冷热作为第二塔14的第二塔塔顶冷凝器11的冷热源获得无外部制冷的系统。
由于第一塔3内的温度足够低，通过使用诸如甲醇等防冻液作为中间加热介质，第一塔3内的冷热由侧部再沸器5回收，然后通过第一循环管线41a和第二循环管线41b进行循环，并用于第二塔塔顶冷凝器11。
第一塔侧部再沸器5还有助于降低第一塔塔底再沸器4的热负载。
表4总结了图4所示的分离回收设备的物料平衡、回收率和能量消耗。
使LNG进料的诸如组分、流速、温度和压力等条件与图1至图3所示的工艺中所使用的相同，以计算物料平衡、回收率和能量消耗。
表4.物料平衡、回收率和能量消耗(图4)
将表4的回收率与表1至表3中的相关技术的回收率进行比较。
首先，在表4中获得的丙烷回收率99.50％高于表1中的丙烷回收率96.28％。可以理解，这是因为第一塔和第二塔14的塔顶蒸气用作回流液，由此获得更高的回流效果。
表2和表3的丙烷回收率分别为99.47％和99.03％。可以说，关于表4的工艺已实现了几乎相当于99.50％的丙烷回收率。
同时，当比较再沸器的热负载时，表4中的再沸器的热负载为12,151kW，分别比表2的14,319kW和表3的14,302kW低15％。表4中的总的泵功率为1,671kW，其分别与表2中的1,687kW和表3中的1,913kW类似或低。
在图4的工艺中，第一塔3的操作压力为2,065kPaA，其降低至分别低于图1的2,350kPaA、图2的2,600kPaA和图3的3,206kPaA中的任何一个。因此，提高了分离效率，可以减少塔中的负荷，并且第一塔3的压力容器的壁厚可以更薄。
当比较塔顶蒸气的流速时，表4中的10,921kg·mol/h与表1中的10,555kg·mol/h相似，并且分别低于表2中的12,404kg·mol/h和表3中的12,107kg·mol/h。
在图4的工艺中，分离效率主要通过以下两个因素得到提高。
第一，第一塔3通过使用双塔分离设备而相对较小，而在图1和图2中使用单塔分离设备。第一塔3接收泄漏到第二塔14的乙烷液体而不是完全蒸发乙烷，从而减少第一塔3中的负荷。
第二，通过在第二塔14中安装塔顶冷凝器11，可以将第二塔顶蒸气中的丙烷浓度降低到低于图3的双塔设备的丙烷浓度。因此，可以降低流至第一塔3的第二回流液中的丙烷浓度(图3的管线27中的丙烷浓度为6.9摩尔％，而图4中的第三回流管线29中的丙烷浓度仅为0.6摩尔％)。
由于图4中的第二回流液的质量更好，所以图4中的第一回流液的量(图3和图4中的流24)可从图3中的1,562kg·mol/h减少至378kg·mol/h。然后，第一塔顶蒸气管线22中的第一塔顶蒸气的流速可以从图3中的12,107kg·mol/h减少到图4中的10,921kg·mol/h。
因为第一塔顶蒸气的流速较低，所以降低了完全冷凝所需的冷热负载，用于第一塔顶蒸气完全冷凝的第一塔3的操作压力可从图3中的3,206kPaA降低至图4中的2,065kPaA。第一塔3的较低操作压力可以提高分离效率，这又减小了第一塔3中的负荷。此外，可以减小第一塔3的压力容器所需的壁厚。
(2)图5的用于分离和回收的设备和工艺
除了未设置第一塔回流泵6之外，图5所示的分离回收设备与图4所示的分离回收设备基本相同。
然而，第一塔塔顶冷凝器2和用于取得第一塔顶蒸气的冷凝液体的端口50通过第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b以及LNG产品排出管线25连接，在该第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b以及LNG产品排出管线25中设置有第一塔回流罐9和LNG产品泵10。
连接到第一塔3的第一回流管线24是从LNG产品泵10和用于取得第一塔顶蒸气的冷凝液体的端口50之间分出的。因此，第一塔顶蒸气冷凝液体的一部分可在没有第一塔回流泵6的情况下作为回流液通过使用LNG产品泵10和第一回流管线24返回到第一塔3(步骤(g)的修改的实施例)。
第二塔顶蒸气的乙烷通过使用第一塔3的冷热被完全冷凝。其一部分作为回流液被供给到第二塔14的塔顶，并且剩余部分作为第二回流液被送回到第一塔3。送回到第一塔3的乙烷液体(再循环乙烷液体)通过吸收和浓缩丙烷和较重的烃类而起到促进第一塔3中的分离的作用。
因此，图5所示的分离回收设备可以保持高的丙烷回收率，即使在由于没有第一塔回流泵6导致流至图4所示的分离回收设备中的第一塔3的塔顶的第一回流液的量减少时。
表5总结了图5所示的分离回收设备的物料平衡、回收率和能量消耗。
表5.物料平衡、回收率和能量消耗(图5)
表5中的丙烷回收率为99.50％，并且与表4中的丙烷回收率相同。同时，在该工艺中，第一塔回流泵6被移除，而是由LNG产品泵10加压的LNG的一部分作为第一塔3的回流液被供给。因此，表5中的总的泵功率为1,703kW，比表4中的1,671kW高2％。在图5的工艺中，由于实施加压以获得比回流所需的压力更高的压力，所以第一回流液的温度升高，并且因此第一塔塔底再沸器4的热负载从10,497kW(图4)减少到10,443kW，即减少0.5％。图4和图5的实施例之间的选取取决于能源消耗和资本投资的成本。
(3)图6的用于分离和回收的设备和工艺
图6所示的分离回收设备具有分离和回收所需的工艺设备，从LNG进料源(LNG接收终端)的LNG流的上游侧朝向下游侧包括
第一塔(第一蒸馏塔)3，其配备有LNG进料泵1、第一塔塔顶冷凝器2、第一塔塔底再沸器4和侧部再沸器5，和第二塔(第二蒸馏塔)14，其配备有第二塔塔顶冷凝器11和第二塔塔底再沸器15。
这些单元通过由钢(例如，不锈钢)管制成的管线相互连接。如果需要的话，每条管线和管线分支可以设有控制阀、开关阀、诸如流速传感器、压力传感器和温度传感器等各种传感器。
第一塔(第一蒸馏塔)3将LNG进料分离成主要含有甲烷的第一塔顶蒸气和含有乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体。
第一塔塔底再沸器4和侧部再沸器5设置在第一塔3的底部。第一塔塔底再沸器4可采用已知的热交换器，该热交换器使用蒸汽、传热油等进行加热。
第二塔(第二蒸馏塔)14用于将在第一塔3中分离的第一塔塔底液体分离成第二塔顶蒸气和含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体。
第二塔塔底再沸器15设置在第二塔14的底部。第二塔塔底再沸器15可采用已知的热交换器，该热交换器使用蒸汽、传热油等进行加热。
用作第一塔3或第二塔14的蒸馏塔可采用已知的多级蒸馏塔。多级蒸馏塔可以是板式塔和填料塔中的任一种，并且优选是连续蒸馏型。
蒸馏塔的理论级数没有特别限制，并且优选为5级或5级以上，更优选为10级或10级以上。
LNG进料源(LNG终端)和第一塔3通过LNG进料管线21连接。LNG进料管线21、21a和21b从上游侧依次设有LNG进料泵1和第一塔塔顶冷凝器2。
LNG进料管线21b连接到第一塔3的中部。第一塔3的“中部”例如在15级的第一塔3的第5级到第10级的范围内。这对于第二塔14是同样适用的。
第一塔3的塔顶和第一塔塔顶冷凝器2由第一塔顶蒸气管线22连接。第一塔塔顶冷凝器2对从第一塔3的塔顶送来的第一塔顶蒸气进行完全冷凝和液化。
在第一塔塔顶冷凝器2中，LNG进料和第一塔顶蒸气之间的热量进行交换，该LNG进料和第一塔顶蒸气在LNG进料管线21a和第一塔顶蒸气管线22内流动，使得第一塔顶蒸气可以被完全冷凝并液化，以产生第一塔顶蒸气的冷凝液体。
第一塔塔顶冷凝器2和用于取得第一塔顶蒸气的冷凝液体的端口50通过第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b(以及还通过管线25)连接，以便传送第一塔顶蒸气的冷凝液体。第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b设有第一塔回流罐9和LNG产品泵10。LNG产品泵10和用于取得第一冷凝的液体(LNG产品)的端口50通过LNG产品排出管线25连接。在图6和图7所示的实施例中，来自罐9的第一塔顶蒸气的冷凝液体(管线22b)的全部从端口50排出。在图4和图5所示的实施例中，来自罐9的第一塔顶蒸气的冷凝液体(管线22b)的一部分回流到第一塔3，而来自罐9的第一塔顶蒸气的冷凝液体(管线22b)的剩余部分从端口50排出。
用于取得第一冷凝液体(LNG产品)的端口50连接到LNG进料源(LNG接收终端)。LNG接收终端将该产品发送给每个用户。
第一塔3的底部和第二塔14通过第一塔底液体管线26连接，用于传送在第一塔3中分离出来的第一塔底液体。
第二塔14连接到第二回流管线27和28，第二回流液通过该第二回流管线从第二塔14的塔顶流出并返回到第二塔14的上部的第一级。
第二回流管线27、27a、27b和28是从第二塔14的塔顶、依次通过第二塔塔顶冷凝器11、第二塔回流罐12和第二塔回流泵13、回到第二塔14的上部的管线。
此外，第二塔回流泵13和第二塔14之间的管线和第一塔3的塔顶通过第三回流管线29连接，用于经由第一塔塔顶冷凝器2再循环乙烷。
第二塔塔顶冷凝器11和侧部再沸器5通过第一循环管线41a和第二循环管线41b连接，以使防冻液(中间加热介质)循环。
通过第一循环管线41a，防冻液从第二塔塔顶冷凝器11流至侧部再沸器5。通过第二循环管线41b，防冻液从侧部再沸器5流至第二塔塔顶冷凝器11。
所用的防冻液(中间加热介质)可以是甲醇、乙醇、乙二醇等。
第二塔14的底部连接到回收管线30，通过该回收管线30取得第二塔底液体。
第二塔底液体含有丙烷和较重的烃类，并作为LPG产品取得。
接下来，将描述使用图6所示的分离回收设备分离和回收丙烷和较重的烃类的工艺。
来自LNG进料源(LNG接收终端)的LNG进料21通过使用LNG进料管线21在-150℃或更低的温度(约-159℃)被供给到第一塔3的中部。然而，在约-159℃的供给仅在操作开始之后立即实施。在稳态运行期间，因为从第一塔3送来的第一塔顶蒸气与第一塔塔顶冷凝器2中约-159℃的LNG进料进行热交换，所以流在-96℃下被供给到第一塔3。
在该操作中，LNG进料通过LNG进料泵1被加压并送至具有1,995kPaA的操作压力的第一塔3。
LNG进料在第一塔3中被蒸馏，在第一塔中，LNG进料液体重复地与LNG进料的蒸气接触。因此，通过质量传递到第一塔塔顶得到含有乙烷的一部分和甲烷的第一塔顶蒸气，该第一塔顶蒸气是一种低沸点馏分，并且通过质量传递到第一塔的底部得到含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，该第一塔底液体是一种高沸点馏分。
第一塔顶蒸气(约-77℃)流经第一塔顶蒸气管线22，然后被供给到第一塔塔顶冷凝器2，在第一塔塔顶冷凝器中，通过与LNG进料21a的热交换第一塔顶蒸气被冷却到-106℃，并且被完全冷凝以获得液体(第一塔顶蒸气的冷凝液体)。在该操作中，LNG进料21a被加热至-96℃并送至第一塔3。
第一塔顶蒸气的冷凝液体(-106℃)流经第一塔顶蒸气冷凝液体管线22a和22b以及第一塔回流罐9，并通过LNG产品泵10被加压至9,411kPaA。加压后的液体通过管线25发送并在-98℃从用于取得第一塔顶蒸气冷凝液体的端口50返回到LNG接收终端。
在C2/C3摩尔比为0.8的条件下，第一塔3的塔底液体通过第一塔塔底再沸器4被加热至31℃。
第一塔底液体通过第一塔底液体管线26被供给到第二塔14。
在第二塔14中，乙烷馏分通过在第二塔再沸器15中进行加热而蒸发，使得塔底产品LPG产品(第二塔底液体)具有0.02或更小的C2/C3摩尔比。在操作压力为1,410kPaA的条件下，LPG产品(第二塔底液体)的温度为50℃。
LPG产品(第二塔底液体)通过回收管线30从LPG产品回收端口51取得，然后被使用。
来自第二塔14的第二塔顶蒸气(乙烷气)在-20℃下被供给到第二回流管线27中的第二塔塔顶冷凝器11，被冷却至-22℃并被完全冷凝。
通过第二塔顶蒸气的完全冷凝得到的乙烷液体进入第二塔回流泵13。其一部分作为回流液被供给到第二塔14。剩余部分作为第二回流液被送回至第一塔塔顶冷凝器2，在第一塔塔顶冷凝器中，所述剩余部分被过冷到-91℃，然后被送回至第一塔3。
被送回至第一塔3的乙烷液体(再循环乙烷液体)通过吸收和浓缩丙烷和较重的烃类而起到促进第一塔3分离的作用。
因此，图6所示的分离回收设备可以在没有第一塔顶蒸气冷凝液体的第一回流液(图4和图5中的管线24)回流到第一塔3的塔顶的情况下保持高的丙烷回收率。
根据图6所示的分离回收设备，通过使用第一塔3内部的液体的冷热作为第二塔14的第二塔塔顶冷凝器11的冷热源获得没有外部制冷的系统。
由于第一塔3内的冷热温度足够低以冷却第二塔顶蒸气，所以由在侧部再沸器5和第二塔塔顶冷凝器11之间的中间加热介质通过第一循环管线41a和第二循环管线41b的循环来进行热交换。
而且，侧部再沸器5有助于降低第一塔塔底再沸器4的热负载。
表6总结了图6所示的分离回收设备的物料平衡、回收率和能量消耗。
使LNG进料的诸如组分、流速、温度和压力等条件与图1至图3所示的工艺中所使用的相同，以计算物料平衡、回收率和能量消耗。
表6.物料平衡，回收率和能量消耗(图6)
表6中的丙烷回收率与表4中的丙烷回收率相同(99.50％)。
来自第二塔14的第三回流管线29中的再循环乙烷的量从表4中的155kg·mol/h增加到表6中的252kg·mol/h，不使用第一塔回流泵6，使得丙烷回收率可保持在99.50％。
表6中的总的泵功率为1,646kW，其与表4中的1,671kW几乎相同。
因为第一塔3的C2/C3摩尔比增加到0.8，以增加在第三回流管线29中的再循环乙烷的量，所以第一塔塔底再沸器4的热负载从表4中的10,497kW减少至表6中的9,526kW，减少了9％。
因此，尽管第二塔14由于乙烷泄露增加变得略大于图4的实施例中的尺寸，但是与图4的实施例相比，在图6的实施例中的第一塔3的尺寸可以减小。应当理解，图6所示的工艺可以减少资本投资，同时能量消耗与图4的实施例中的能量消耗类似。
(4)图7的用于分离和回收的设备和工艺
除了该设备配备有另外的LNG进料分离器16并因此对一些管线进行了修改之外，图7所示的分离回收设备与图6的相同。
LNG进料分离器16设置在第一塔塔顶冷凝器2和第一塔3之间。LNG进料通过第一塔塔顶冷凝器2被加热以变成两相混合物。LNG进料分离器16将两相混合物分离成气相和液相。
LNG进料分离器16的塔顶和第一塔顶蒸气管线22通过气相管线31连接。通过LNG进料分离器16与加热后的LNG进料分离的气相流经管线31。
LNG进料分离器16的底部和第一塔3通过液相管线32连接，液相管线用于传送由LNG进料分离器16分离的液相。分离出来的液相通过液相管线32被供给到第一塔3的中部(步骤(i))。
在图7所示的设备中，LNG进料分离器16设置在第一塔3的上游。由LNG进料分离器16分离出来的气相与来自第一塔3的第一塔顶蒸气通过第一塔顶蒸气管线22混合，而气相绕过第一塔3(步骤(j))。因此，可以减少第一塔3中的负荷。
表7总结了图7所示的分离回收设备的物料平衡、回收率和能量消耗。
使LNG进料的诸如组分、流速、温度和压力等条件与图1至图3所示的工艺中所使用的相同，以计算物料平衡、回收率和能量消耗。
表7.物料平衡、回收率和能量消耗(图7)
表7中的丙烷回收率为98.28％，略低于表6中的99.50％。表7中的丁烷回收率也从表6中的100.00％降低至99.65％。
这意味着从LNG进料分离器16的上部蒸气略微损失丙烷和丁烷，该上部蒸气绕过第一塔3。
在表7中，供给到第一塔3的LNG进料32的流速为4,762kg mol/h，其仅为表6中的LNG进料21的流速10,979kg·mol/h的43％。这可以降低第一塔3中的负荷，并减小了第一塔的尺寸。
表7中的总的泵功率为1,683kW，其与表6中的1,646kW几乎相同。
因为通过第三回流管线29发送的再循环乙烷的量增加，所以第一塔3的塔底液体的流速从表6中的688kg·mol/h增加至表7中的745kg·mol/h，从而增加了第二塔14中的负荷。第一塔塔顶冷凝器2需要从LNG进料向再循环乙烷提供更大量的冷热，因此，LNG进料21a的较少量的冷热可用于冷却第一塔3的第一塔顶蒸气。
结果，与图6中的1,995kPaA的操作压力相比，图7中第一塔3的操作压力必须提高到2,180kPaA，以便完全冷凝第一塔顶蒸气。
这也略微降低了第一塔3的分离效率。结果，图7中的总的再沸器的热负载为12,473kW，其比图6中的11,905kW高5％。
比较第一塔顶蒸气管线22中的第一塔顶蒸气的流速，图7中的流速可降至4,331kg·mol/h，其仅为图6中的10,543kg·mol/h的41％。图6和图7的实施例之间的选取取决于源自LPG产品和资本投资的利润。
作为本发明的设备的另一个实施例，图4至图7所示的LNG进料管线21可以设置有LNG进料预热器。
通过使用处于低温水平的诸如海水等有用的事物或能源(utility)作为LNG进料预热器的热源，可以减少第一塔3的塔底再沸器4所需的高温水平的热源的负荷(步骤(k))。
另外，LNG进料可通过从LPG产品回收的热进行预热，以减少第一塔3的第一塔塔底再沸器4中的负荷(步骤(I))。
随着LNG进料的组分变轻，第一塔塔顶冷凝器2中的完全冷凝变得困难。因此，第一塔3的操作压力可根据LNG进料的组分适当调节。
在前面的实施例中，第二塔塔顶冷凝器11所需的冷热是通过与第一塔3的中部的内部液体进行热交换提供的。可选地，冷热可通过例如使用诸如乙烷、乙烯、丙烷或丙烯等外部制冷剂来提供。
在前面的实施例中，LNG进料中含有的乙烷几乎完全保留在LNG产品中，并且乙烷不作为乙烷产品被回收。可选地，乙烷可以这样的方式被部分回收，即，使得从第二塔14再循环到第一塔3的乙烷的量减少，而乙烷的相应的量(对应于再循环乙烷的减少)作为产品被发送出来。第一塔3的操作压力可根据再循环乙烷的量来进行调节，以完全冷凝第一塔3的第一塔顶蒸气。
本发明采用双塔设备配置。如果设备要安装在狭窄区域中，则第一塔3和第二塔14可以竖直布置并整体叠置，使得所得到的设备结构可以看起来好像是单塔蒸馏设备。
与现有技术相比，本发明的设备和工艺可有效地从LNG中分离和回收丙烷和丁烷，并且与现有技术相比可以减少塔中的负荷和能量消耗。
图4至图7示出了本发明的优选实施例。然而，本发明不限于这些实施例。在不脱离权利要求的技术范围的情况下，可以根据LNG进料组分或其他条件在这些实施例中进行任何改变或修改。
本发明的分离回收设备可用作从LNG中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备。
1：LNG进料泵，2：第一塔塔顶冷凝器，3：第一塔，4：第一塔塔底再沸器，5：第一塔侧部再沸器，6：第一塔回流泵，9：第一塔回流罐，10：LNG产品泵，11：第二塔塔顶冷凝器，12：第二塔回流罐，13：第二塔回流泵，14：第二塔，15：第二塔再沸器；16：LNG进料分离器。

Claims (19)

1.一种用于从液化天然气中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备，所述设备从液化天然气进料源的液化天然气流的上游侧朝向下游侧包括：
第一塔(3)，所述第一塔配备有第一塔塔顶冷凝器(2)、第一塔塔底再沸器(4)和侧部再沸器(5)，和
第二塔(14)，所述第二塔配备有第二塔塔顶冷凝器(11)和第二塔塔底再沸器(15)，其中
第一塔(3)被配置成将液化天然气进料分离成含有甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，
第二塔(14)被配置成将第一塔底液体分离成含有乙烷的第二塔顶蒸气，以及含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体，
液化天然气进料源和第一塔(3)通过液化天然气进料管线(21、21a和21b)连接，第一塔塔顶冷凝器(2)设置在所述液化天然气进料管线中，
第一塔(3)的塔顶和第一塔塔顶冷凝器(2)通过用于传送第一塔顶蒸气的第一塔顶蒸气管线(22)连接，
第一塔塔顶冷凝器(2)连接到用于取出第一塔顶蒸气冷凝液体的第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)，第一塔顶蒸气冷凝液体是在第一塔塔顶冷凝器(2)中完全冷凝的第一塔顶蒸气，
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)的下游设置有液化天然气产品泵(10)，并且进一步地，
在液化天然气产品泵(10)的下游设置有用于将第一塔顶蒸气冷凝液体作为液化天然气产品排出的液化天然气产品排出管线(25)，
第一塔(3)的底部和第二塔(14)通过用于传送第一塔底液体的第一塔底液体管线(26)连接，
第二塔(14)连接到第二回流管线(27、27a、27b和28)，第二塔顶蒸气通过所述第二回流管线(27、27a、27b和28)从第二塔的塔顶取出并送回至第二塔(14)的上部，
通过第二回流管线(27、27a、27b和28)将第二塔顶蒸气从第二塔(14)的塔顶取出，然后，在第二塔塔顶冷凝器(11)中获得冷凝的第二塔顶蒸气，然后，冷凝的第二塔顶蒸气的一部分经由第二塔回流罐(12)送回至第二塔(14)的上部，其中第二回流管线在第二塔回流泵(13)和第二塔(14)的上部之间的位置处通过第三回流管线(29)连接到第一塔(3)，所述第三回流管线将冷凝的第二塔顶蒸气的另一部分送回至第一塔(3)，以及
第二塔(14)的底部连接到液化石油气回收管线(30)，第二塔底液体作为液化石油气产品通过所述液化石油气回收管线被回收。
2.一种用于从液化天然气中分离和回收丙烷和较重的烃类的设备，所述设备从液化天然气进料源的液化天然气流的上游侧朝向下游侧包括：
第一塔(3)，所述第一塔配备有第一塔塔顶冷凝器(2)、第一塔塔底再沸器(4)和侧部再沸器(5)，和
第二塔(14)，所述第二塔配备有第二塔塔顶冷凝器(11)和第二塔塔底再沸器(15)，其中
第一塔(3)被配置成将液化天然气进料分离成含有甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及含有剩余的乙烷、丙烷和较重的烃类的第一塔底液体，
第二塔(14)被配置成将第一塔底液体分离成含有乙烷的第二塔顶蒸气，以及含有丙烷和较重的烃类的第二塔底液体，
液化天然气进料源和第一塔(3)通过液化天然气进料管线(21、21a和21b)连接，第一塔塔顶冷凝器(2)设置在所述液化天然气进料管线中，
第一塔(3)的塔顶和第一塔塔顶冷凝器(2)通过用于传送第一塔顶蒸气的第一塔顶蒸气管线(22)连接，
第一塔塔顶冷凝器(2)连接到用于取出第一塔顶蒸气冷凝液体的第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)，第一塔顶蒸气冷凝液体是在第一塔塔顶冷凝器(2)中完全冷凝的第一塔顶蒸气，
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)的下游设置有第一回流管线(24)，所述第一回流管线用于经由第一塔回流泵(6)将第一塔顶蒸气冷凝液体的一部分作为回流液供给到第一塔，并且进一步地在第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)的下游设置有液化天然气产品排出管线(25)，所述液化天然气产品排出管线用于经由液化天然气产品泵(10)将第一塔顶蒸气冷凝液体的剩余部分作为液化天然气产品排出，
第一塔(3)的底部和第二塔(14)通过用于传送第一塔底液体的第一塔底液体管线(26)连接，
第二塔(14)连接到第二回流管线(27、27a、27b和28)，第二塔顶蒸气通过所述第二回流管线(27、27a、27b和28)从第二塔的塔顶取出并送回至第二塔(14)的上部，
通过第二回流管线(27、27a、27b和28)将第二塔顶蒸气从第二塔(14)的塔顶取出，然后，在第二塔塔顶冷凝器(11)中获得冷凝的第二塔顶蒸气，然后，冷凝的第二塔顶蒸气的一部分经由第二塔回流罐(12)送回至第二塔(14)的上部，其中第二回流管线在第二塔回流泵(13)和第二塔(14)的上部之间的位置处通过第三回流管线(29)连接到第一塔(3)，所述第三回流管线将冷凝的第二塔顶蒸气的另一部分送回至第一塔(3)，以及
第二塔(14)的底部连接到液化石油气回收管线(30)，第二塔底液体作为液化石油气产品通过所述液化石油气回收管线被回收。
3.根据权利要求1或2所述的设备，其中，第二塔塔顶冷凝器(11)被配置成通过与第一塔的内部液体进行热交换来完全冷凝第二塔顶蒸气，所述第二塔塔顶冷凝器(11)产生第二塔(14)的冷凝的第二塔顶蒸气。
4.根据权利要求3所述的设备，其中，第二塔塔顶冷凝器(11)被配置成：通过在侧部再沸器中通过与中间加热介质进行热交换来回收第一塔内的冷热，并通过冷却的中间加热介质来冷却第二塔塔顶冷凝器中的第二塔顶蒸气来完全冷凝第二塔顶蒸气，所述第二塔塔顶冷凝器(11)产生第二塔的冷凝的第二塔顶蒸气，所述中间加热介质是防冻液。
5.根据权利要求4所述的设备，其中，所述中间加热介质选自甲醇、乙醇和乙二醇。
6.根据权利要求1或2所述的设备，其中，第二塔塔顶冷凝器(11)被配置成通过使用外部制冷剂来完全冷凝第二塔顶蒸气，所述第二塔塔顶冷凝器(11)产生第二塔的冷凝的第二塔顶蒸气，所述外部制冷剂选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯。
7.根据权利要求1至2中的任一项所述的设备，其中，来自第二塔的冷凝的第二塔顶蒸气的所述另一部分在第一塔塔顶冷凝器中通过与液化天然气进料进行热交换而被过冷后被引导至第一塔。
8.根据权利要求1至2中的任一项所述的设备，还包括：
分离器(16)，所述分离器(16)用于实施从第一塔塔顶冷凝器(2)获得的两相液化天然气进料流的气-液分离，
用于将从气-液分离中获得的液相供给到第一塔的管线，以及
用于将从气-液分离中获得的气相混合成第一塔顶蒸气的管线。
9.根据权利要求1至2中的任一项所述的设备，其中，
在第一塔顶蒸气冷凝液体管线(22a和22b)的下游设置有第一回流管线(24)，所述第一回流管线用于经由液化天然气产品泵(10)代替第一塔回流泵(6)将回流液供给到第一塔。
10.根据权利要求1至2中的任一项所述的设备，包括：
液化天然气进料预热器，在所述液化天然气进料预热器中，使用海水作为热源，和/或
冷热回收单元，所述冷热回收单元通过使用液化石油气产品的冷热来预热液化天然气进料。
11.一种用于分离烃类的方法，其中含有甲烷、乙烷以及具有3个或更多个碳原子的烃的液化天然气进料被分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分和富含具有3个或更多个碳原子的烃的液体馏分，所述具有3个或更多个碳原子的烃至少包括丙烷，所述方法包括：
(a)在第一塔塔顶冷凝器中加热液化天然气进料，以使液化天然气进料部分蒸发，从而得到气-液两相流；
(b)将气-液两相流的全部或液相供给到第一塔的中部，使得通过第一塔将所供给的气-液两相流分离成富含甲烷和乙烷的第一塔顶蒸气，以及富含具有3个或更多个碳原子的烃的第一塔底液体；
(c)通过第二塔将第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含具有3个或更多个碳原子的烃的第二塔底液体；
(d)在第二塔塔顶冷凝器中完全冷凝第二塔顶蒸气，以获得第二塔顶蒸气的冷凝液体；
(e)将第二塔顶蒸气的冷凝液体的一部分供给到第一塔，同时将剩余部分回流至第二塔；
(f)通过在第一塔塔顶冷凝器中与液化天然气进料进行热交换来完全冷凝从步骤(b)获得的第一塔顶蒸气，以获得第一塔顶蒸气的冷凝液体；
(g)将从步骤(f)获得的液体流的全部或部分作为富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；以及
(h)将第二塔底液体作为富含具有3个或更多个碳原子的烃的液体馏分排出。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，步骤(g)包括将从步骤(f)获得的第一塔顶蒸气的冷凝液体的一部分作为富含甲烷和乙烷的液体馏分排出，同时将剩余部分作为回流液供给到第一塔的步骤。
13.根据权利要求11或12所述的方法，其中，步骤(d)中，第二塔顶蒸气通过与第一塔的内部液体进行热交换而被完全冷凝。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，在步骤(d)中通过在第一塔的侧部再沸器中通过与中间加热介质进行热交换来回收第一塔内的冷热，并通过冷却的中间加热介质来冷却第二塔塔顶冷凝器中的第二塔顶蒸气来实施热交换以完全冷凝第二塔顶蒸气，所述中间加热介质是防冻液。
15.根据权利要求14所述的方法，其中，所述中间加热介质选自甲醇、乙醇和乙二醇。
16.根据权利要求11或12所述的方法，其中，在步骤(d)中通过使用外部制冷剂将第二塔顶蒸气完全冷凝，所述外部制冷剂选自乙烷、乙烯、丙烷和丙烯。
17.根据权利要求11-12中的任一项所述的方法，其中，在步骤(e)中第二塔顶蒸气的冷凝液体的被供给到第一塔的所述一部分在通过与液化天然气进料进行热交换而被过冷后被引导至第一塔。
18.根据权利要求11至12中的任一项所述的方法，还包括：
(i)对从步骤(a)获得的两相流实施气-液分离，以及
(j)将从气-液分离获得的气相与第一塔顶蒸气混合，其中
在步骤(b)中将从气-液分离获得的液相供给到第一塔。
19.根据权利要求11至12中的任一项所述的方法，在步骤(a)之后包括：
(k)通过使用海水作为热源来预热液化天然气进料；和/或
(l)通过使用从富含具有3个或更多个碳原子的烃的液体馏分中回收的冷热来预热液化天然气进料。
CN201811307859.1A 2017-11-06 2018-11-05 从lng中分离和回收烃类的设备 Active CN109748772B (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP2017213428A JP7043126B6 (ja) 2017-11-06 2017-11-06 Ｌｎｇから複数種の炭化水素を分離回収するための装置
JP2017-213428 2017-11-06

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN109748772A CN109748772A (zh) 2019-05-14
CN109748772B true CN109748772B (zh) 2023-07-25

Family

ID=66326821

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201811307859.1A Active CN109748772B (zh) 2017-11-06 2018-11-05 从lng中分离和回收烃类的设备

Country Status (3)

Country Link
US (1) US11274256B2 (zh)
JP (1) JP7043126B6 (zh)
CN (1) CN109748772B (zh)

Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP7246285B2 (ja) * 2019-08-28 2023-03-27 東洋エンジニアリング株式会社 リーンｌｎｇの処理方法及び装置
CN114307219B (zh) * 2022-02-23 2023-03-17 万华化学集团股份有限公司 丙烯精馏塔精馏调节方法、设备及计算机可读存储介质

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6405561B1 (en) * 2001-05-15 2002-06-18 Black & Veatch Pritchard, Inc. Gas separation process
WO2003085340A2 (en) * 2002-04-03 2003-10-16 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
US7216507B2 (en) * 2004-07-01 2007-05-15 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
CN102428334A (zh) * 2009-05-15 2012-04-25 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气与烃气体处理
US8794029B2 (en) * 2005-06-14 2014-08-05 Toyo Engineering Corporation Process and apparatus for separation of hydrocarbons from liquefied natural gas

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NL240371A (zh) 1958-06-23
US6510706B2 (en) 2000-05-31 2003-01-28 Exxonmobil Upstream Research Company Process for NGL recovery from pressurized liquid natural gas
JP2007024489A (ja) 2005-06-14 2007-02-01 Toyo Eng Corp 液化天然ガスからの炭化水素の分離方法および装置
EP2024699A4 (en) 2006-05-23 2017-09-20 Fluor Technologies Corporation High ethane recovery configurations and methods in lng regasification facilities
FR2923000B1 (fr) 2007-10-26 2015-12-11 Inst Francais Du Petrole Procede de liquefaction d'un gaz naturel avec recuperation amelioree de propane.
WO2012003358A2 (en) * 2010-07-01 2012-01-05 Black & Veatch Corporation Methods and systems for recovering liquified petroleum gas from natural gas
DE102012020354A1 (de) * 2012-10-16 2014-04-17 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zum Abtrennen schwerer Kohlenwasserstoffe aus einer Kohlenwasserstoff-reichen Fraktion

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6405561B1 (en) * 2001-05-15 2002-06-18 Black & Veatch Pritchard, Inc. Gas separation process
WO2003085340A2 (en) * 2002-04-03 2003-10-16 Howe-Baker Engineers, Ltd. Liquid natural gas processing
US7216507B2 (en) * 2004-07-01 2007-05-15 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas processing
US8794029B2 (en) * 2005-06-14 2014-08-05 Toyo Engineering Corporation Process and apparatus for separation of hydrocarbons from liquefied natural gas
CN102428334A (zh) * 2009-05-15 2012-04-25 奥特洛夫工程有限公司 液化天然气与烃气体处理

Also Published As

Publication number Publication date
CN109748772A (zh) 2019-05-14
JP7043126B2 (ja) 2022-03-29
JP7043126B6 (ja) 2022-04-18
JP2019086192A (ja) 2019-06-06
US11274256B2 (en) 2022-03-15
US20190136141A1 (en) 2019-05-09

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US7310972B2 (en) Process and apparatus for separation of hydrocarbons from liquefied natural gas
KR101301013B1 (ko) 액화 천연 가스로부터 에탄의 추출방법
US8434325B2 (en) Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing
CN102428334B (zh) 液化天然气与烃气体处理
CN102272544B (zh) 用于在lng液化设备中脱氮和/或回收氦气的方法
RU2607708C2 (ru) Способ и устройство для удаления азота из криогенной углеводородной композиции
US20120000245A1 (en) Methods and Systems for Recovering Liquified Petroleum Gas from Natural Gas
CN101652618B (zh) 降低液化天然气热值的方法和装置
SA110310707B1 (ar) معالجة غاز هيدروكربونى
MX2008013462A (es) Procesamiento de gas natural licuado.
NO322415B1 (no) Fremgangsmate for separasjon av en gasstrom
EA009649B1 (ru) Установка и способ обработки пара сжиженного природного газа
RU2493510C2 (ru) Способ и устройство для отделения одного или более c2+углеводородов из углеводородного потока со смешанными фазами
NO175831B (no) Fremgangsmåte for kryogen separering av et råstoff inneholdende nitrogen og metan samt apparat for gjennomföring av fremgangsmåten
US20120096896A1 (en) Process for separating and recovering ethane and heavier hydrocarbons from LNG
CN109749767B (zh) 用于分离烃的方法和装置
CN109748772B (zh) 从lng中分离和回收烃类的设备

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant