CN109749767A - 用于分离烃的方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种用于分离烃的方法和装置。通过热交换器将进料LNG加热且部分蒸发以获得气‑液两相物流；在第一蒸馏塔处将气‑液两相物流的全部或液相分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气与富含乙烷和C3+组分的第一塔底液体；通过第二蒸馏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C3+组分的第二塔底液体；将第二塔顶蒸气冷却并且完全或部分地冷凝以获得冷凝液体；将通过分割冷凝液体获得的两个以上物流中的一个与第一塔顶蒸气混合；通过靠热交换器与进料LNG的热交换使混合物流完全冷凝以获得液体物流；将液体物流的全部或一部分作为产物LNG排出；将所分割的物流中的另一个回流到第二蒸馏塔；并且将第二塔底液体作为富含C3+组分的液体馏分排出。

Description

用于分离烃的方法和装置
本申请基于2017年11月1日提交的日本专利申请号2017-211791，并要求其优先权，该日本专利申请的公开内容通过引用以其整体并入本文。
技术领域
本发明涉及用于分离烃的方法和装置，其中所述方法和装置用于从液化天然气(LNG)中分离至少包括丙烷(在下文中有时称为“C3+NGL”。NGL：天然气液体)在内的具有3个以上碳原子的烃。
背景技术
LNG在由生产国液化和出口后在消费国的LNG接收终端中接收和储存在LNG罐中。为了在最终用户中采用LNG作为燃料气体，将LNG通过泵加压，然后蒸发，并且送出到天然气管道。甲烷是LNG中的烃组分中的主要部分。LNG还含有乙烷和更重的具有3个以上碳原子的烃，包括丙烷。
当LNG含有大量更重的烃时，LNG的热值变高，因此LNG可能不满足在各区域中的用户所需的管道天然气规格。另一方面，由于可以使用更重的烃作为石化工厂中的原料，与在采用它们作为城市燃气(city gas)或热电厂的燃料的情况相比，它们可以具有更高的市场价值。因此，可能需要在将进料LNG送到天然气管道之前，将更重的烃从在LNG接收终端接收的进料LNG中分离并且回收。因此，将进料LNG分离以获得C3+NGL，和富含甲烷和乙烷的LNG(该LNG在下文中可以称为“产物LNG”)。
在用于从进料LNG中分离C3+NGL的方法中使用蒸馏塔。从蒸馏塔的塔顶获得产物LNG。为了将该蒸馏塔的塔顶蒸气送到天然气管道，将塔顶蒸气加压到管道压力，然后返回到LNG终端。当将该蒸馏塔的塔顶蒸气送回到LNG接收终端时，与在压缩气相中的蒸气的情况相比，在将蒸气液化，然后用泵将所得液体加压的情况下的加压所需的能量更低。
美国专利号6,510,706、美国专利号2,952,984和美国专利号7,216,507中公开了用于从进料LNG中分离烃的方法，其中所述方法可以在不使用压缩机的情况下使蒸馏塔的塔顶蒸气完全冷凝。
在美国专利号6,510,706中公开的用于从进料LNG中分离烃的方法中，使用进料LNG的一部分作为蒸馏塔的回流液体。因此，不能获得充足的回流效果，并且丙烷回收率较低。
在美国专利号2,952,984中，由于使用冷凝的蒸馏塔的塔顶蒸气作为回流液体，回流效果高，并且可以获得高丙烷回收率。然而，由于仅使用了一个蒸馏塔，所以蒸馏塔中的蒸气负荷较高。因此，蒸馏塔的直径变大。
在美国专利号7,216,507中，在蒸馏装置中使用两个蒸馏塔。因此，与其中在蒸馏装置中仅使用一个塔的情况相比，可以降低第一塔中的蒸气负荷。在本文中，作为用于使用两个蒸馏塔从进料LNG中分离烃的方法，相对于进料LNG物流位于上游的蒸馏塔可以称为“第一蒸馏塔”或“第一塔”，并且相对于进料LNG物流位于下游的蒸馏塔可以称为“第二蒸馏塔”或“第二塔”。
然而，在美国专利号7,216,507中，通过升高第一塔的工作压力来使第一塔的塔顶蒸气完全冷凝。第一塔是在分离装置中具有最大体积的单元，因为其处理在进料LNG中作为主要组分含有的甲烷。因此，优选的是降低第一塔的工作压力。当工作压力低时，提高了分离效率，并且降低了塔中的负荷。另外，可以减小所需的构成蒸馏塔的压力容器的壁厚。
因此，一直需要改善的用于分离烃的方法，其中将进料LNG分离成产物LNG(富含甲烷和乙烷的液体馏分)和富含C3+NGL(具有3个以上碳原子的烃，至少包括丙烷)的液体馏分。
本发明的一个目的是提供一种用于分离烃的方法，其中将进料LNG分离成产物LNG和富含C3+NGL的液体馏分，并且其中可以同时实现以下i至iv。本发明的另一个目的是提供一种用于分离烃的装置，其中将进料LNG分离成产物LNG和富含C3+NGL的液体馏分，并且其中可以同时实现以下i至iv。
i)能够通过使用两个蒸馏塔防止第一塔中的蒸气负荷升高。
ii)能够使第一塔的塔顶蒸气完全冷凝而无需压缩机。
iii)能够使用少量的效用(utility)(外部供应的热量)实现高的丙烷回收率。
iv)能够使第一塔的工作压力较低。
发明内容
本发明的一个方面提供：
一种用于分离烃的方法，其中将含有甲烷、乙烷和至少包括丙烷在内的具有3个以上碳原子的烃的进料液化天然气分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分与富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分，所述方法包括：
(a)将所述进料液化天然气在热交换器中加热以部分地蒸发所述进料液化天然气，从而获得气-液两相物流；
(b)将所述气-液两相物流的全部或液相供应到第一蒸馏塔，并且通过所述第一蒸馏塔将所供应的所述气-液两相物流的全部或液相分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气和富含乙烷和所述具有3个以上碳原子的烃的第一塔底液体；
(c)通过第二蒸馏塔将所述第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含所述具有3个以上碳原子的烃中的第二塔底液体；
(d)将所述第二塔顶蒸气冷却以使所述第二塔顶蒸气的全部或一部分冷凝，从而获得冷凝液体；
(e)将所述冷凝液体分割成两个以上物流，并且获得所分割的物流中的一个与所述第一塔顶蒸气的混合物流；
(f)通过在所述换热器中与所述进料液化天然气交换热量使由步骤(e)获得的所述混合物流完全冷凝，以获得液体物流；
(g)将由步骤(f)获得的所述液体物流的全部或一部分作为所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；
(h)将在步骤(e)中通过分割所述冷凝液体获得的两个以上物流中的另一个供应到所述第二蒸馏塔作为回流液体；和
(i)将所述第二塔底液体作为富含所述具有3个以上碳原子的烃中的液体馏分排出。
本发明的另一个方面提供：
一种用于分离烃的装置，其中将含有甲烷、乙烷和至少包括丙烷在内的具有3个以上碳原子的烃的进料液化天然气分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分与富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分，所述装置包括：
热交换器，所述热交换器配置成将所述进料液化天然气加热以部分地蒸发所述进料液化天然气，从而获得气-液两相物流；
第一蒸馏塔，所述气-液两相物流的全部或液相供应到所述第一蒸馏塔，并且所述第一蒸馏塔被配置成将所供应的所述气-液两相物流的全部或液相分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气与富含乙烷和所述具有3个以上碳原子的烃的第一塔底液体；
第二蒸馏塔，所述第二蒸馏塔被配置成将所述第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含所述具有3个以上碳原子的烃的第二塔底液体；
冷凝器，所述冷凝器被配置成将所述第二塔顶蒸气冷却以使所述第二塔顶蒸气的全部或一部分冷凝，从而获得冷凝液体；和
管线，所述管线用于将所述冷凝液体分割成两个以上物流，并且用于获得所分割的物流中的一个与所述第一塔顶蒸气的混合物流，
其中
所述热交换器被配置成通过与所述进料液化天然气交换热量使所述混合物流完全冷凝，从而获得液体物流，并且其中
所述装置还包括：
第一排出管线，所述第一排出管线用于将由所述热交换器获得的所述液体物流的全部或一部分作为所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；
回流管线，所述回流管线用于将通过分割所述冷凝液体获得的两个以上物流中的另一个供应到所述第二蒸馏塔作为回流液体；和
第二排出管线，所述第二排出管线用于将所述第二塔底液体作为富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分排出。
本发明的一个方面提供一种用于分离烃的方法，其中将进料LNG分离成产物LNG和富含C3+NGL的液体馏分，并且其中可以同时实现上述i至iv。本发明的另一个方面提供一种用于分离烃的装置，其中将进料LNG分离成产物LNG和富含C3+NGL的液体馏分，并且其中可以同时实现上述i至iv。
附图说明
图1是示出比较例1的用于分离烃的方法的工艺流程图；
图2是示出比较例2的用于分离烃的方法的工艺流程图；
图3是示出比较例3的用于分离烃的方法的工艺流程图；
图4是示出本发明的用于分离烃的方法的一个实施方案的工艺流程图；
图5是示出本发明的用于分离烃的方法的另一个实施方案的工艺流程图；
图6是示出本发明的用于分离烃的方法的又一个实施方案的工艺流程图；
图7是示出本发明的用于分离烃的方法的又一个实施方案的工艺流程图；以及
图8是示出本发明的用于分离烃的方法的又一个实施方案的工艺流程图。
具体实施方式
根据本发明，使用两个蒸馏塔。通过将第二塔塔顶蒸气的冷凝液体的一部分与第一塔的塔顶蒸气混合来升高第一塔的塔顶蒸气的冷凝温度。由此，可以在低的第一塔工作压力下使第一塔的塔顶蒸气完全冷凝，而无需通过压缩机进行加压。由于通过保持第一塔的工作压力低来提高分离效率，因而可以减少第一塔的回流液体的量，并且可以将第一塔的蒸气和液体负荷抑制在较低水平。由于应用于蒸馏塔(第一塔)的热负荷(再沸器负荷)也降低，所以能耗也可以比常规技术的能量低。因此，可以通过使用第二塔塔顶蒸气的冷凝液体的另一部分作为第二塔的回流液体来获得高的丙烷回收率。
尽管在下文中将参照附图描述本发明，但是本发明不限于此。首先，参照图4。
本发明涉及用于分离烃的方法和装置，其中将含有甲烷、乙烷和具有3个以上碳原子的烃(至少包括丙烷)的进料液化天然气(进料LNG)21分离。根据本发明，获得富含甲烷和乙烷的液体馏分作为产物LNG 25，并且可以获得富含具有3个以上碳原子的烃(至少包括丙烷)的液体馏分作为塔底产物(其在下文中可以称为“产物LPG”)30。本发明的方法包括以下步骤(a)至(i)。
(a)在热交换器2中加热进料LNG 21以部分地蒸发进料LNG 21，从而获得气-液两相物流(物流21b)的步骤。
在步骤(a)之前，如果需要的话，通过泵1将进料LNG 21加压到可以将LNG 21供应到第一塔3的压力(物流21a)。在热交换器2中，可以回收加压的进料LNG 21a的冷热量(coldheat)，并且可以使第一塔顶蒸气(以下详细提到的物流23)冷凝。进料LNG部分地蒸发并且变成气-液两相物流21b。
(b)将气-液两相物流21b的全部或液相供应到第一蒸馏塔3，并且通过第一蒸馏塔3将所供应的流体(气-液两相物流21b的全部或液相)分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气22与富含乙烷和C3+NGL的第一塔底液体26的步骤。
在图4中，将气-液两相物流21b的全部供应到第一塔3。为此目的，热交换器的气-液两相物流21b的出口与第一塔3的入口连接。备选地，可以将气-液两相物流21b的液相供应到第一蒸馏塔3。在该情况下，仅将通过在气-液分离器(图7中的分离器16)中进行气-液两相物流21b的气-液分离获得的液相(图7中的物流32)供应到第一塔3。在该情况下，可以将由气-液分离获得的气相(图7中的物流31)混合到第一塔顶蒸气22中(步骤(k))。
在第一塔3中，将甲烷和具有2个以上碳原子的烃(其在下文中可以称为“C2+NGL”)分离。在第一塔3中，从塔顶主要获得甲烷(第一塔顶蒸气22)，并且从塔底主要获得C2+NGL(第一塔底液体26)。将第一塔底液体26供应到第二塔14。
(c)通过第二蒸馏塔14，将第一塔底液体26分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气27和富含具有3个以上碳原子的烃(C3+NGL)(至少包括丙烷)的第二塔底液体30的步骤。
换言之，在第二塔14中将乙烷和“C3+NGL”分离。
(d)将第二塔顶蒸气27冷却以使第二塔顶蒸气27的全部或一部分冷凝，从而获得冷凝液体27b的步骤。
可以在冷凝器(热交换器)11中冷却第二塔顶蒸气27。如果需要的话，将经冷却的第二塔顶蒸气27a供应到罐(drum)(第二塔回流罐)12，并且由罐12获得冷凝液体27b。在图4所示的工艺中，在步骤(d)中使第二塔顶蒸气27完全冷凝，并且在该情况下物流27a和物流27b相同。在步骤(d)中，当仅使第二塔顶蒸气27的一部分冷凝时，可以将物流27a中含有的气相(未示出)从罐12排出，并且液相可以作为第二塔顶蒸气的冷凝液体27b获得。可以使用物流27a的气相作为产物乙烷。
如图4所示，优选的是通过使用在第一塔3内部的流体所具有的冷热量冷却第二塔顶蒸气27、即第二塔的塔顶蒸气(主要组分：乙烷)来使该蒸气冷凝。然而，这是非限制性的，并且也可以使用另一适当流体进行该冷却。
特别地，可以使用抗冻液(比如甲烷)作为加热介质(具体地，中间加热介质)，可以使用在第一塔内部的流体所具有的冷热量在加热介质冷却器中冷却加热介质。可以在步骤(d)中使用该经冷却的加热介质冷却第二塔顶蒸气。
具体地，将在第一塔3内部的流体排出，并且被用于在作为加热介质冷却器的塔侧再沸器5(热交换器)中冷却中间加热介质41a，并且将排出的流体返回到第一塔3。将经冷却的中间加热介质41b供应到第二塔的塔顶冷凝器11以通过热交换冷却第二塔顶蒸气27。将在该冷却后的该中间加热介质41a循环到塔侧再沸器5。为此目的，可以使用以下管线：用于将在第一塔3内部的流体排出和将排出的流体经由塔侧再沸器5返回到第一塔3的管线；以及其中中间加热介质流过塔侧再沸器5和第二塔的塔顶冷凝器11的循环管线(形成闭环的管线)。
备选地，可以通过靠热交换将在第一塔3内部的流体所具有的冷热量直接提供给第二塔顶蒸气27(即，不使用中间加热介质)来进行步骤(d)中的冷却。为此目的，例如，可以如下改变图4所示的工艺：将在第一塔3内部的流体排出并且供应到冷凝器11，通过在该流体和第二塔顶蒸气27之间交换热量冷却第二塔顶蒸气27，并且将已经用于该冷却的流体返回到第一塔3。在该情况下，不使用作为加热介质冷却器的塔侧再沸器5。第二塔的塔顶冷凝器11起第一塔的塔侧再沸器的作用。
备选地，可以使用外部制冷剂代替使用在第一塔3内部的流体所具有的冷热量来进行步骤(d)中的冷却。外部制冷剂是供应到根据本发明的工艺作为效用的制冷剂。作为外部制冷剂，例如，可以使用选自由乙烷、乙烯、丙烷和丙烯或其两种以上的混合物组成的组中的一种。在该情况下，可以将外部制冷剂从所述工艺的外部供应到冷凝器11，可以通过在冷凝器中在外部制冷剂和第二塔顶蒸气27之间交换热量来进行步骤(d)中的冷却，并且可以将在冷却后的外部制冷剂返回到所述工艺之外。
(e)将第二塔顶蒸气的冷凝液体27b分割成两个以上物流，并且获得所分割的物流中的一个(物流29)与第一塔顶蒸气22的混合物流23。
将主要包含液体乙烷的冷凝液体27b的一部分混合到第一塔顶蒸气中有利于升高第一塔顶蒸气的冷凝温度。
将通过分割冷凝液体27b获得的两个以上物流中的另一个(不同于物流29的物流)供应到第二塔14作为回流液体28(涉骤(h))。例如，可以将冷凝液体27b分割成两个物流，并且可以使用所述两个物流中的一个作为与第一塔顶蒸气22混合的物流29。在该情况下，将所述两个物流中的另一个供应到第二塔作为回流液体28。备选地，可以将冷凝液体27b分割成三个物流，可以使用所述三个物流中的一个作为物流29，可以使用另一个作为回流液体28，并且可以将剩余的物流作为产物乙烷排出系统之外。在图4所示的工艺中，通过泵(第二塔回流泵)13将冷凝液体27b加压，并且将加压的冷凝液体分割成两个物流。使用两个物流中的一个作为物流29，并且将另一个供应到第二塔14作为回流液体28。
为了进行步骤(e)，可以使用用于将第二塔顶蒸气的冷凝液体27b分割成两个以上物流，并且用于获得所分割的物流中的一个(物流29)与第一塔顶蒸气22的混合物流23的管线(这些管线在下文中可以称为“分割和混合管线”)。分割和混合管线包括从冷凝器11的冷凝液体出口到在物流29和物流22之间的接合部的管线(可以包括罐12和泵13)。另外，分割和混合管线包括从第一塔3的塔顶到该接合部的管线。
分割和混合管线在其中途具有支路，尤其是在泵13的出口处。使用从该支路到第二塔塔顶的管线(物流28所流过的管线)作为用于进行步骤(h)的回流管线，即用于将通过分割冷凝液体27b获得的两个以上物流中的另一个(不同于物流29的物流)供应到第二塔作为回流液体的管线。
(f)通过在热交换器2中与进料LNG(如果需要的话加压的物流21a)交换热量使由步骤(e)获得的混合物流23完全冷凝以获得液体物流23a的步骤。
由于将主要包含乙烷的物流29加入到主要包含甲烷的第一塔顶蒸气22中，混合流体23的冷凝温度较高。因此，可以在不进行压缩的情况下使第一塔顶蒸气22(物流29加入到其中的)完全冷凝。
(g)将由步骤(f)获得的液体物流23a的全部或一部分作为产物LNG(富含甲烷和乙烷的液体馏分)排出的步骤。
可以将完全冷凝的液体物流23a的全部以液体状态送到LNG终端的蒸发器入口，作为产物LNG。
备选地，可以将液体物流23a的一部分作为产物LNG排出，并且可以将剩余部分供应到第一塔(尤其是其塔顶)作为回流液体24(步骤(j))。在图4中，将液体物流23a供应到罐9，并且将从罐9排出的液体物流23b通过泵(第一塔回流泵)6加压，然后分割成两个物流。将一个物流供应到第一塔作为回流液体24，并且将另一个物流25a进一步通过产物LNG泵10加压，然后作为产物LNG 25排出。
步骤(g)中使用的第一排出管线(产物LNG排出管线)是从热交换器2的液体物流23a的出口到产物LNG的排出口的管线。当将液体物流23a的一部分作为产物LNG排出时，可以在该管线的中途设置支路。将液体物流23a的剩余部分供应到第一塔3作为回流液体24的回流管线可以与该支路连接。在图4中，产物LNG排出管线是物流23a、23b、25a和25所流过的管线(包括罐9以及泵6和10)，并且具有在泵6和泵10之间的支路。连接该支路和第一塔3的塔顶的管线(回流液体24所流过的管线)是到第一塔的回流管线。
(h)将在步骤(e)中通过分割冷凝液体27b获得的两个以上物流中的另一个供应到第二塔14作为回流液体28的步骤。已经随步骤(e)一起描述了该步骤。
(i)将第二塔底液体30作为富含具有3个以上碳原子的烃的液体馏分排出的步骤。
可以将第二塔底液体30作为产物LPG排出。该步骤中使用的第二排出管线(产物LPG排出管线)是从第二塔塔底液体的出口到产物LPG排出口的管线。在图4中，产物LPG排出管线是物流30所流过的管线。
在上述工艺中，在第一塔的塔顶冷凝器2中使用进料LNG(物流21a)的冷热量，并且在第二塔的塔顶冷凝器11中使用第一塔的内部流体的冷热量。因此，不需要外部制冷。
除了塔侧再沸器以外，第一塔3还包括在塔底的再沸器(第一塔塔底再沸器)4。第二塔14包括在塔底的再沸器(第二塔再沸器)15。作为这些塔底再沸器的热源，根据待加热的流体的温度使用适当的加热介质，如海水、水蒸气或热油。
在图5所示的工艺中，将从罐9排出的液体物流23b的全部通过产物LNG泵10加压，然后分割。将一个物流24回流到第一塔3，并且由另一个物流25获得产物LNG。未使用图4所示的泵6。产物LNG排出管线是物流23a、23b和25所流过的管线(包括罐9和泵10)，并且具有在泵10和产物LNG排出口之间的支路。连接该支路和第一塔3的塔顶的管线(回流液体24所流过的管线)是到第一塔的回流管线。除了前述方面以外，该工艺与图4所示的工艺相同。
在图6所示的工艺中，将从罐9排出的液体物流23b的全部通过泵10加压，然后使用加压物流25作为产物LNG。未使用图4所示的泵6，并且未进行第一塔3(物流24)的回流。使用进料LNG作为回流液体，因为未使用产物LNG作为回流液体。因此，将在热交换器2中加热的进料LNG(气-液两相物流21b)供应到第一塔3的塔顶。产物LNG排出管线是物流23a、23b和25所流过的管线(包括罐9和泵10)，并且没有支路。除了前述方面以外，该工艺与图4所示的工艺相同。
在图7所示的工艺中，通过分离器16进行由热交换器2获得的经加热的进料LNG(气-液两相物流21b)的气-液分离。将由分离器16获得的液相32供应到第一塔3，并且将气相31与第一塔顶蒸气22混合。该分离装置具有将热交换器2的气-液两相物流21b的出口连接到分离器16的入口的管线。该装置具有用于将由分离器16获得的液相供应到第一塔3的管线，即从分离器16的液相出口到第一塔3的管线。另外，该装置具有用于将由分离器获得的气相与第一塔顶蒸气混合的管线，即从分离器的气相出口到与物流22的接合部的管线。除了前述方面以外，该工艺与图4所示的工艺相同。
在图8所示的工艺中，将从罐9排出的液体物流23b的全部通过产物LNG泵10加压，然后分割。将一个物流24回流到第一塔3，并且由另一个物流25获得产物LNG。未使用图4所示的泵6。关于这些方面，该工艺与图5所示的工艺相同。通过分离器16进行在热交换器2中加热的进料LNG(气-液两相物流21b)的气-液分离。将由分离器16获得的液相32供应到第一塔3，并且将气相31与第一塔顶蒸气22混合。关于这些方面，该工艺与图7所示的工艺相同。除了前述方面以外，该工艺与图4所示的工艺相同。
作为装置的另一实施方案，可以安装用于就在将LNG(图4至6中的物流21b或图7至8中的物流32)供应到第一塔3之前预热进料LNG的预热器(热交换器)。也就是说，在热交换器2的下游并且在第一塔3的上游设置与步骤(a)中使用的热交换器2分开的热交换器(未示出)。使用该热交换器(预热器)，可以在步骤(b)之前进行加热由步骤(a)获得的气-液两相物流(即，由热交换器2获得的气-液两相物流)的步骤。此处提到的“上游”和“下游”基于进料LNG物流的流动方向。
通过使用在低温水平的效用(如海水)作为该预热器的热源，可以降低第一塔3的塔底再沸器4所需的在高温水平的热源的负荷。备选地，可以通过使用产物LPG 30作为该预热器的热源来降低第一塔3的塔底再沸器4的负荷。
可以在步骤(d)中(即，在冷凝器11中)使第二塔顶蒸气27过冷。过冷意指使气体完全冷凝，然后进一步冷却冷凝后的液体以降低其温度。由此，例如，当在冷凝器11和塔侧再沸器5之间传递热量时，可以增加供应到塔侧再沸器5的热量的量。结果，可以减少再沸器4所需的热量的量，并且可以降低能耗。
随着进料LNG的组成变得更轻，在第一塔塔顶冷凝器2中的完全冷凝倾向于变难。因此，可以根据进料LNG的组成适当地调整第一塔3的工作压力。当进行部分乙烷回收时，可以根据所回收的乙烷的量减少再循环的乙烷(物流29)的量。在该情况下，为了使第一塔3的塔顶蒸气完全冷凝，可以适当地调整第一塔3的工作压力。
可以将第一塔3和第二塔14垂直布置并且整体结合，以使得所得装置结构可以看上去像其是单塔蒸馏装置。
关于前述设备(如蒸馏塔、热交换器、再沸器、冷凝器、分离器、罐和泵)中每一个的结构和材料，可以适当地使用在从进料LNG中分离烃的领域中众所周知的结构和材料。可以使用适当的管线连接设备，并且可以使用适当的管道材料形成所述管线。
实施例
对实施例和比较例的工艺进行工艺模拟。在各实施例中使进料LNG的条件(如组成、流速、温度和压力)相同，以比较能耗和设备构造。进料LNG的组成为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。在10,979kg-mol/hr的流速、-159℃的温度和125kPaA的压力下供应进料LNG。压力单位中的“A”意指绝对压力。单位“kg-mol”意指“103mol”。
假设热泄露的量足够小，计算未考虑在周围环境和具有非常低温度的工艺设备之间的任何热泄露。将可商购获得的保冷材料应用于设备以使得这样的热泄露最小化并且使该假设合理。
[比较例1]
对在美国专利号6,510,706中描述的图1所示的工艺进行工艺模拟。在该实施例中使用单塔分离装置。
将由LNG罐(未示出)供应的在约-159℃的进料LNG 121通过进料LNG泵101加压(物流121a)，并且将其一部分133在热交换器(蒸馏塔塔顶冷凝器)102中加热(物流133a)，并且供应到蒸馏塔103的中部。同时，将其余进料LNG绕过蒸馏塔塔顶冷凝器102，并且供应到蒸馏塔103的顶部作为回流液体124。
将蒸馏塔103的塔顶蒸气122在2,350kPaA和-72℃下供应到蒸馏塔塔顶冷凝器102，通过与进料LNG 133的热交换冷却到-101℃，并且完全冷凝。完全冷凝的液体122a流过蒸馏塔回流罐109(物流122b)，并且将其通过产物LNG泵110加压到9,411kPaA的管道压力，并且返回到LNG终端作为产物LNG 125。
蒸馏塔103的塔底液体处于75℃，并且将其在蒸馏塔塔底再沸器104中加热以使得产物LPG(作为塔底产物获得的C3+NGL)130中的C2/C3摩尔比(乙烷/丙烷摩尔比)为0.02以下。在表1中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表1.比较例1中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图1)
[比较例2]
对在美国专利号2,952,984中描述的图2所示的工艺进行工艺模拟。在该实施例中使用单塔分离装置。
将由LNG罐(未示出)供应的在约-159℃的进料LNG 221通过进料LNG泵201加压(物流221a)，在热交换器(蒸馏塔塔顶冷凝器)202中加热(物流221b)，并且供应到蒸馏塔203的中部。在蒸馏塔塔顶冷凝器202中，进料LNG将其冷热量提供给蒸馏塔203的塔顶蒸气222，并且将进料LNG加热到-86℃。
将蒸馏塔203的塔顶蒸气222在2,600kPaA和-72℃下供应到蒸馏塔塔顶冷凝器202，通过与进料LNG 221a的热交换冷却到-98℃，并且完全冷凝。完全冷凝的液体222a流过蒸馏塔回流罐209(物流222b)，并且通过蒸馏塔回流泵206加压，并且将其一部分供应到蒸馏塔203的顶部作为回流液体224。将其余液体通过产物LNG泵210加压到9,411kPaA的管道压力，并且返回到LNG终端作为产物LNG 225。
蒸馏塔203的塔底液体处于80℃，并且将其在蒸馏塔塔底再沸器204中加热以使得作为塔底产物的产物LPG 230中的C2/C3摩尔比为0.02以下。在表2中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表2.比较例2中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图2)
由于在该实施例中使用第一塔的塔顶蒸气的冷凝液体作为回流液体，因此已经实现了比在比较例1中的96.28％高的99.47％的丙烷回收率。
[比较例3]
对在美国专利号7,216,507中描述的图3所示的工艺进行工艺模拟。在该实施例中使用双塔分离装置。
将由LNG罐(未示出)供应的在约-159℃的进料LNG 321通过进料LNG泵301加压(物流321a)，流过热交换器(第一塔塔顶冷凝器)302(物流321b)，流过冷热量回收交换器307(物流321c)，并且进一步流过进料LNG预热器308(物流321d)，并且供应到第一塔303的中部。在第一塔塔顶冷凝器302中，将进料LNG通过将其冷热量提供给第一塔的塔顶蒸气322加热到-76℃。另外，在冷热量回收交换器307中通过将其冷热量提供给来自第二塔314的塔底的产物LPG 330，从而将进料LNG加热到-74℃，然后在进料LNG预热器308中通过外部热源(加热介质)加热到-48℃。然后将经加热的进料LNG供应到第一塔303，并使其与来自塔的上部的液体直接接触。由此，在液相中吸收进料LNG的C3+NGL组分。将蒸馏塔303的塔顶蒸气322在-68℃和3,206kPaA下供应到蒸馏塔塔顶冷凝器302，通过如上所述的进料LNG的冷热量冷却到-91℃，并且完全冷凝。完全冷凝的液体322a流过回流罐309和第一塔回流泵306，并且将其一部分供应到第一塔303的塔顶作为回流液体324。将其余液体325a通过产物LNG泵310加压到9,411kPaA的管道压力，并且返回到LNG终端作为产物LNG325。将第一塔303的塔底液体326在-52℃和2,965kPaA下通过其自身压力供应到第二塔314。在第二塔314中，通过由第二塔再沸器315供应的热量产生甲烷和乙烷的蒸气，并且进行蒸馏操作以使得塔底液体330中的C2/C3摩尔比为0.02以下。产物LPG在88℃从第二塔314的塔底流到冷热量回收交换器307，并且通过进料LNG 321b使其过冷到-18℃，并且作为产物LPG 330a排出系统之外。将第二塔314的塔顶蒸气327在-7℃供应到第一塔塔顶冷凝器302，冷却到-72℃，并且完全冷凝。将完全冷凝的液体327a通过第二塔回流泵313加压(物流327b)，然后返回到第一塔塔顶冷凝器302，并且通过给出其自身的潜热加热到-57℃而变成气-液两相物流327c，其中的一部分是蒸气。将该气-液两相物流327c供应到第一塔303作为第一塔的第二回流液体。第二回流液体具有吸收在第一塔内部的蒸气中含有的丙烷和更重的烃并且使塔内部的液体中C3+NGL组分浓缩的功能。在表3中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表3.比较例3中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图3)
[实施例1]
对根据本发明的图4所示的工艺进行工艺模拟。
将进料LNG 21在约-159℃供应，通过进料LNG泵1加压，并且送到工作压力为1,984kPaA的第一塔3。加压的进料LNG 21a在热交换器(第一塔塔顶冷凝器)2中将冷热量提供给物流23，并且将进料LNG 21加热到-100℃。将经加热的进料LNG(气-液两相物流)21b供应到第一塔3的中部。之后，在该塔中，蒸气向上流动，并且与来自塔的上部的液体直接接触。由此，进料LNG的C2+NGL组分被吸收在液相中。将塔顶蒸气22在-103℃从第一塔3排出，与通过使第二塔14的塔顶蒸气冷凝获得的温度为-21℃的乙烷的一部分(物流29)混合，并且达到-90℃。将混合物流23供应到第一塔塔顶冷凝器2，通过与加压的进料LNG 21a交换热量而冷却到-106℃，并且完全冷凝。完全冷凝的液体23a流过罐(第一塔回流罐)9(物流23b)，并且通过第一塔回流泵6加压，并且将其一部分供应到第一塔的塔顶作为回流液体24。回流液体具有吸收C2+NGL组分并且使塔内部的液体中组分浓缩的功能。将其余冷凝液体25a通过产物LNG泵10加压到9,411kPaA的管道压力，并且返回到LNG终端作为产物LNG 25。通过第一塔塔底再沸器4将热量提供给第一塔3的塔底液体26，并且在C1/C2摩尔比(甲烷/乙烷摩尔比)为0.014的条件下，塔底液体26达到6℃。将该塔底液体26供应到工作压力为1,553kPaA的第二塔14。在第二塔14中，通过由第二塔再沸器15提供热量来气提甲烷和乙烷馏分，这使塔底产物LPG 30中的C2/C3摩尔比为0.02以下。在工作压力1,553kPaA的条件下，第二塔的塔底温度为55℃。将第二塔14的塔顶蒸气27在-17℃供应到第二塔塔顶冷凝器11，冷却到-21℃，并且完全冷凝。冷凝液体(乙烷液体)27a流过罐12(物流27b)，并且通过第二塔回流泵13加压。将加压的流体分割成两个物流。将一个物流供应到第二塔14作为回流液体28，并且如上所述，将另一个物流(物流29)混合到第一塔3的塔顶蒸气22中。
根据该工艺，如上所述，通过使用第一塔3的冷热量作为第二塔塔顶冷凝器11的冷热量源，从而获得没有外部制冷的系统。为了将第一塔3的冷热量传递到第二塔14的塔顶蒸气，将抗冻液如甲醇用作间接加热介质，并且在第一塔塔侧再沸器5和第二塔塔顶冷凝器11之间循环。第一塔塔侧再沸器5还有利于降低第一塔塔底再沸器4的热负荷。在表4中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表4.实施例1中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图4)
将表4所示的实施例1的回收率等与表1、2和3所示的比较例1至3的那些进行比较。首先，在实施例1(表4)中实现了比在比较例1(表1)中的96.28％的丙烷回收率高的99.31％的丙烷回收率。可以理解，这是因为使用塔顶蒸气作为回流液体，由此获得了更高的回流效果。
比较例2和3(表2和3)的丙烷回收率分别为99.47％和99.03％。可以说，实施例1(表4)已经实现了几乎等同的99.31％的丙烷回收率。
同时，当比较再沸器热负荷时，在实施例1(表4)中，再沸器热负荷为12,040kW，其比比较例2和3(表2和3)分别的14,319kW和14,302kW低16％。在实施例1(表4)中，总泵功率为1,650kW，其低于比较例2和3(表2和3)分别的1,687kW和1，913kW。
在实施例1中，第一塔3的工作压力为1,984kPaA，其降低到低于比较例1、2和3分别的2,350kPaA、2,600kPaA和3,206kPaA中的任一个。因此，提高了分离效率，可以降低塔中的负荷，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22、122、222和322的流速时，实施例1(表4)的10,051千克-摩尔/小时低于比较例1、2和3分别的10,555千克-摩尔/小时、12,404千克-摩尔/小时和12，107千克-摩尔/小时中的任一个。
在该实施例的工艺中，主要通过以下三个因素提高了分离效率。第一，由于使用双塔分离装置，第一塔3较小，而比较例1和2中使用单塔分离装置。通过主要仅气提和蒸发甲烷而不是甲烷和乙烷两者，在第一塔中，降低了塔中的负荷。
第二，通过在第二塔14中安装塔顶冷凝器11可以将第二塔塔顶蒸气中的丙烷浓度降低到低于比较例3的双塔装置的第二塔塔顶蒸气中的丙烷浓度。因此，可以降低到第一塔的回流液体24中的丙烷浓度(在比较例3的物流322中，丙烷浓度为0.03摩尔％，而实施例1的物流23的丙烷浓度为0.018摩尔％)。在第二塔14中设置塔顶冷凝器11和回流28使得能够提高乙烷纯度和降低在第二塔14的塔顶物流27中的丙烷浓度。
最重要的第三点是，将通过使第二塔的塔顶蒸气27冷凝获得的液体的一部分(物流29)与第一塔3的塔顶蒸气22混合以升高该塔顶蒸气的冷凝温度。通过升高冷凝温度，在实施例1可以使该塔顶蒸气在1,984kPaA的压力(该压力低于比较例3的3,206kPaA)下完全冷凝。通过降低第一塔3的工作压力，可以提高分离效率，可以降低第一塔3中的负荷，并且可以降低塔顶蒸气22的流速，并且可以容易地促进其冷凝。另外，第一塔3的压力容器所需的壁厚可以更薄。
[实施例2]
对根据本发明的图5所示的工艺进行工艺模拟。在该工艺中，从如上所述的图4所示的工艺中去除泵(第一塔回流泵)6。在表5中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表5.实施例2中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图5)
实施例2(表5)的丙烷回收率为99.31％，并且与实施例1(表4)的丙烷回收率相同。同时，在该实施例中，移除了第一塔回流泵6，并且代替的是，将通过产物LNG泵10加压的LNG的一部分作为第一塔的回流液体供应。因此，在实施例2(表5)中，总泵功率为1,705kW，其比实施例1(表4)的1,650kW高3％。在实施例2中，由于进行通过泵10的加压以实现比回流所需的压力高的压力，回流液体24的温度变得更高，因此第一塔塔底再沸器的热负荷从6,896kW(实施例1)降低到6,856kW，即降低了1％。在实施例1和2的实施方案之间的选择取决于能耗的成本和资金投入。
[实施例3]
对根据本发明的图6所示的工艺进行工艺模拟。在该工艺中，从如上所述的图4所示的工艺中去除泵(第一塔回流泵)6和到第一塔3的回流液体24。在表6中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表6.实施例3中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图6)
实施例3(表6)的丙烷回收率为98.26％，其比实施例1(表4)的99.31％低一点。在实施例3中，丁烷回收率为99.77％，其低于实施例1中的100.00％。这意味着，由于没有第一塔3的回流液体24，因此来自第一塔3的塔顶的丙烷和丁烷混合到产物LNG中。同时，在实施例3(表6)中，由于没有第一塔3的回流，总泵功率为1,630kW，其比实施例2(表5)的1,705kW低4％。由于在实施例3(图6)中，在第一塔3的塔顶蒸气22中的丙烷浓度高，并且塔顶蒸气22易于冷凝，所以第一塔3的工作压力可以设定为1,847kPaA，其比实施例1和2(图4和5)的1,984kPaA低一点。当工作压力更低时提高了分离效率。因此，第一塔塔底再沸器的热负荷从6,856kW(实施例2)降低到6,504kW(实施例3)，即降低了5％。在实施例3(图6)以及实施例1和2(图4和5)的实施方案之间的选择取决于能耗的成本和资金投入。
『实施例4]
对根据本发明的图7所示的工艺进行工艺模拟。在该工艺中，将进料LNG分离器16添加到如上所述的图4所示的工艺。可以通过在第一塔3的上游(相对于进料LNG的物流的方向的上游)安装进料LNG分离器16并且通过将由分离器16分离的蒸气绕过第一塔3来降低第一塔3中的负荷。在表7中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表7.实施例4中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图7)
实施例4(表7)的丙烷回收率为98.76％，其比实施例1(表4)的99.31％低一点。丁烷回收率为99.86％，其也低于实施例1(表4)的100.00％。
同时，丙烷和丁烷回收率等同于实施例3(表6)的丙烷和丁烷回收率(98.26％，99.77％)，或比实施例3(表6)的丙烷和丁烷回收率进一步改善了一点。这是因为从进料LNG分离器的塔顶蒸气(绕过第一塔3的物流31)损失的丙烷和丁烷的量少于实施例3的工艺(在其中不使用回流液体24)中从第一塔3的塔顶损失的丙烷和丁烷的量。
在实施例4(表7)的情况下，供应到第一塔3的进料LNG(物流32)的流速为6,929千克-摩尔/小时，其仅是实施例3(表6)的进料LNG 21的流速10,979千克-摩尔/小时的63％。因此，可以降低第一塔3的负荷，并且可以减小第一塔3的尺寸。
在实施例4(表7)中，由于存在第一塔3的回流泵6，因此总泵功率为1,665kW，其比实施例3(表6)的1,630kW高2％。
由于在实施例4(图7)中，在第一塔3的塔顶蒸气22中的丙烷浓度低，并且该蒸气22难以冷凝，因此第一塔3的工作压力必须升高到2,072kPaA，其高于实施例3(图6)的1,847kPaA。因此，在实施例4(表7)中，第一塔塔顶再沸器4的热负荷为7,350kW，其比实施例3(表6)的6,504kW高13％。在实施例4(图7)和实施例1至3(图4、5和6)的实施方案之间的选择取决于能耗的成本和资金投入。
『实施例5]
对根据本发明的图8所示的工艺进行工艺模拟。在该工艺中，以与实施例4(图7)相同的方式添加进料LNG分离器16，并且以与如上所述的实施例2(图5)相同的方式去除泵(第一塔回流泵)6，并且进行分离。在表8中概述了该实施例的物料平衡、回收率和能耗。
表8.实施例5中的物料平衡、回收率和能耗(对应于图8)
实施例5(表8)的丙烷回收率为98.76％，其与实施例4(表7)的丙烷回收率相同。同时，去除了第一塔回流泵6，并且代替的是，通过产物LNG泵10加压的LNG的一部分作为第一塔的回流液体供应。因此，在实施例5(表8)中，总泵功率为1,691kW，其比实施例4(表7)的1,665kW高2％。在实施例5中，由于进行通过泵10的加压以实现比回流所需的压力高的压力，回流液体24的温度变得更高，因此第一塔塔底再沸器4的热负荷从7,350kW(实施例4)降低到7,319kW(实施例5)，即降低了1％。
在实施例5(图8)和实施例4(图7)的实施方案之间的选择取决于能耗的成本和资金投入。
[附图标记清单]
1：进料LNG泵，2：热交换器(第一塔塔顶冷凝器)，3：第一塔，4：第一塔塔底再沸器，5：第一塔塔侧再沸器，6：第一塔回流泵，9：第一塔回流罐，10：产物LNG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：进料LNG分离器，21：进料LNG，21b：进料LNG的气-液两相物流，22：第一塔顶蒸气，25：产物LNG，26：第一塔底液体，27：第二塔顶蒸气，27b：由第二塔顶蒸气获得的冷凝液体，30：第二塔底液体(产物LPG)。

Claims (16)

1.一种用于分离烃的方法，其中将含有甲烷、乙烷和至少包括丙烷在内的具有3个以上碳原子的烃的进料液化天然气分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分与富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分，所述方法包括：
(a)将所述进料液化天然气在热交换器中加热以部分地蒸发所述进料液化天然气，从而获得气-液两相物流；
(b)将所述气-液两相物流的全部或液相供应到第一蒸馏塔，并且通过所述第一蒸馏塔将所供应的所述气-液两相物流的全部或液相分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气与富含乙烷和所述具有3个以上碳原子的烃的第一塔底液体；
(c)通过第二蒸馏塔将所述第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含所述具有3个以上碳原子的烃的第二塔底液体；
(d)将所述第二塔顶蒸气冷却以使所述第二塔顶蒸气的全部或一部分冷凝，从而获得冷凝液体；
(e)将所述冷凝液体分割成两个以上物流，并且获得所分割的物流中的一个与所述第一塔顶蒸气的混合物流；
(f)通过在所述换热器中与所述进料液化天然气交换热量，使由步骤(e)获得的所述混合物流完全冷凝，以获得液体物流；
(g)将由步骤(f)获得的所述液体物流的全部或一部分作为所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；
(h)将在步骤(e)中通过分割所述冷凝液体获得的两个以上物流中的另一个供应到所述第二蒸馏塔作为回流液体；和
(i)将所述第二塔底液体作为富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分排出。
2.根据权利要求1所述的方法，其中在步骤(d)中使所述第二塔顶蒸气过冷。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中将由步骤(f)获得的所述液体物流的一部分作为步骤(g)中的所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；并且其中
所述方法包括：
(j)将由步骤(f)获得的所述液体物流的剩余部分供应到所述第一蒸馏塔作为回流液体。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，所述方法包括：
(k)进行由步骤(a)获得的所述气-液两相物流的气-液分离，将由所述气-液分离获得的液相供应到步骤(b)中的所述第一蒸馏塔，和将由所述气-液分离获得的气相混合到所述第一塔顶蒸气中。
5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中使用在所述第一蒸馏塔内部的流体的冷热量将加热介质冷却，并且使用经冷却的加热介质进行步骤(d)中的所述冷却。
6.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中通过靠热交换将在所述第一蒸馏塔内部的流体的冷热量直接提供给所述第二塔顶蒸气来进行步骤(d)中的所述冷却。
7.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中步骤(d)中的所述冷却使用外部制冷剂进行。
8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，所述方法包括：
在步骤(b)之前使用与步骤(a)中使用的所述热交换器分开的另一热交换器来加热由步骤(a)获得的所述气-液两相物流。
9.一种用于分离烃的装置，其中将含有甲烷、乙烷和至少包括丙烷在内的具有3个以上碳原子的烃的进料液化天然气分离成富含甲烷和乙烷的液体馏分与富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分，所述装置包括：
热交换器，所述热交换器配置成将所述进料液化天然气加热以部分地蒸发所述进料液化天然气，从而获得气-液两相物流；
第一蒸馏塔，所述气-液两相物流的全部或液相供应到所述第一蒸馏塔，并且所述第一蒸馏塔配置成将所供应的所述气-液两相物流的全部或液相分离成富含甲烷的第一塔顶蒸气与富含乙烷和所述具有3个以上碳原子的烃的第一塔底液体；
第二蒸馏塔，所述第二蒸馏塔配置成将所述第一塔底液体分离成富含乙烷的第二塔顶蒸气和富含所述具有3个以上碳原子的烃的第二塔底液体；
冷凝器，所述冷凝器配置成将所述第二塔顶蒸气冷却以使所述第二塔顶蒸气的全部或一部分冷凝，从而获得冷凝液体；和
管线，所述管线用于将所述冷凝液体分割成两个以上物流，并且用于获得所分割的物流中的一个与所述第一塔顶蒸气的混合物流，
其中
所述热交换器配置成通过与所述进料液化天然气交换热量而使所述混合物流完全冷凝，从而获得液体物流，并且其中
所述装置还包括：
第一排出管线，所述第一排出管线用于将由所述热交换器获得的所述液体物流的全部或一部分作为所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出；
回流管线，所述回流管线用于将通过分割所述冷凝液体获得的两个以上物流中的另一个供应到所述第二蒸馏塔作为回流液体；和
第二排出管线，所述第二排出管线用于将所述第二塔底液体作为富含所述具有3个以上碳原子的烃的液体馏分排出。
10.根据权利要求9所述的装置，其中所述冷凝器配置成使所述第二塔顶蒸气过冷。
11.根据权利要求9或10所述的装置，其中所述第一排出管线配置成将由所述热交换器获得的所述液体物流的一部分作为所述富含甲烷和乙烷的液体馏分排出，并且其中
所述装置包括：
用于将由所述热交换器获得的所述液体物流的剩余部分供应到所述第一蒸馏塔作为回流液体的回流管线。
12.根据权利要求9至11中任一项所述的装置，所述装置包括：
气-液分离器，所述气-液分离器配置成进行由所述换热器获得的所述气-液两相物流的气-液分离，
用于将由所述气-液分离器获得的液相供应到所述第一蒸馏塔的管线，和
用于将由所述气-液分离器获得的气相供应到所述第一蒸馏塔的管线。
13.根据权利要求9至12中任一项所述的装置，所述装置包括：
加热介质冷却器，所述加热介质冷却器配置成使用在所述第一蒸馏塔内部的流体的冷热量将加热介质冷却，其中
所述冷凝器配置成使用经冷却的加热介质将所述第二塔顶蒸气冷却。
14.根据权利要求9至12中任一项所述的装置，其中所述冷凝器配置成通过热交换将在所述第一蒸馏塔内部的流体的冷热量直接提供给所述第二塔顶蒸气。
15.根据权利要求9至12中任一项所述的装置，其中所述冷凝器配置成使用外部制冷剂将所述第二塔顶蒸气冷却。
16.根据权利要求9至15中任一项所述的装置，所述装置包括：
在配置成使所述混合物流完全冷凝的所述热交换器的下游并且在所述第一蒸馏塔的上游的另一热交换器，所述另一热交换器配置成加热由所述配置成使所述混合物流完全冷凝的所述热交换器获得的气-液两相物流。
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