CN112781320A - 用于分离烃的方法和装置 - Google Patents

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笹仓启佑
山本大生
山口昌一
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Toyo Engineering Corp
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Toyo Engineering Corp
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Abstract

本申请提供了一种用于分离烃的方法和装置。该方法能够回收乙烷或丙烷，包括改进的冷热量回收，从而实现了压缩机功率的降低。该方法将富含甲烷或乙烷的残余气体与富含挥发性较低的烃的重质馏分分离，包括：a)通过使用残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却将原料气部分地冷凝，然后进行气‑液分离；b)将步骤(a)得到的液体减压并且供应至蒸馏塔；c)通过膨胀机使步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而导致部分冷凝，然后进行气‑液分离；d)在使用步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的进一步的制冷剂之后，将其进料至蒸馏塔；e)将步骤(c)得到的气体的一部分或全部进料至蒸馏塔；和f)从蒸馏塔的顶部获得残余气体，并且从蒸馏塔的底部获得重质馏分。

Description

用于分离烃的方法和装置
技术领域
本发明涉及用于分离烃的方法和装置，其用于从例如天然气、石油伴生气或来自精炼或石油化工厂的尾气分离并且回收乙烷或丙烷。
背景技术
通常，进行甲烷与具有2个以上碳原子的烃的分离以及乙烷与具有3个以上碳原子的烃的分离。
例如，作为一种从天然气中回收乙烷或丙烷的方法，广泛地使用包括冷却天然气并且在脱甲烷塔(在丙烷回收的情况下为脱乙烷塔)中蒸馏和分离轻质组分和乙烷(或丙烷)与重质烃组分的方法。在该方法中，使用丙烷制冷系统和透平膨胀机将天然气冷却至分离所需的温度。
WO 2005/009930 A1公开了一种使用蒸馏塔从原料气(feed gas)比如天然气回收乙烷或丙烷的方法。该方法包括以下步骤：
(a)将原料气冷却并且部分冷凝而分离成气体和液体的步骤；
(b)将步骤(a)中得到的液体供应至蒸馏塔的步骤；
(c)通过膨胀机使步骤(a)中得到的气体膨胀、将膨胀的气体的一部分冷凝从而分离成气体和液体的步骤；
(d)将步骤(c)中得到的液体进料至蒸馏塔的步骤；
(e)将步骤(c)中得到的气体分成第一部分和第二部分的步骤；
(f)将第一部分进料至蒸馏塔的步骤；
(g)将第二部分压缩并冷却以使其冷凝、然后减压并且作为回流进料至蒸馏塔的步骤；
(h)从蒸馏塔的顶部获得残余气体并且从蒸馏塔的底部获得重质馏分的步骤。
发明内容
在WO 2005/009930 A1所描述的方法中，将步骤(c)中得到的液体直接供应至蒸馏塔。因此，从冷热量回收的观点来看存在改进的空间，并且乙烷或丙烷的回收需要相对大的压缩机功率。
本发明的一个目的是提供一种用于分离烃的方法，该方法能够回收乙烷或丙烷，包括改进的冷热量回收，从而实现了压缩机功率的降低。本发明的另一个目的是提供一种用于分离烃的装置，该装置适用于实施所述方法。
本发明的一个方面提供，
一种用于分离烃的方法，其中使用蒸馏塔将至少含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的原料气分离成富含甲烷并且比甲烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及甲烷贫乏并且富含比甲烷挥发性低的烃的重质馏分，所述方法包括：
a)通过使用所述残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却将所述原料气部分地冷凝，然后进行气-液分离；
b)将由步骤(a)得到的液体减压并且供应至所述蒸馏塔；
c)通过膨胀机使由步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而导致部分冷凝，然后进行气-液分离；
d)在使用由步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的进一步的制冷剂之后，将其进料至所述蒸馏塔；
e)将由步骤(c)得到的气体的一部分或全部进料至所述蒸馏塔；和
f)从所述蒸馏塔的顶部获得所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部获得所述重质馏分。
本发明的另一个方面提供，
一种用于分离烃的方法，其中使用蒸馏塔将至少含有乙烷和比乙烷挥发性低的烃的原料气分离成富含乙烷并且比乙烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及乙烷贫乏并且富含比乙烷挥发性低的烃的重质馏分，所述方法包括：
a)通过使用所述残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却将所述原料气部分地冷凝，然后进行气-液分离；
b)将由步骤(a)得到的液体减压并且供应至所述蒸馏塔；
c)通过膨胀机使由步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而导致部分冷凝，然后进行气-液分离；
d)在使用由步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的进一步的制冷剂之后，将其进料至所述蒸馏塔；
e)将由步骤(c)得到的气体的一部分或全部进料至所述蒸馏塔；和
f)从所述蒸馏塔的顶部获得所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部获得所述重质馏分。
本发明的另一个方面提供，
一种烃的分离装置，其中至少含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的原料气被分离成富含甲烷并且比甲烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及甲烷贫乏并且富含比甲烷挥发性低的烃的重质馏分，所述分离装置包括：
蒸馏塔，所述蒸馏塔从所述蒸馏塔的顶部排出所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部排出所述重质馏分；
换热设备，所述换热设备用于通过冷却将所述原料气部分地冷凝，所述换热设备包括所述残余气体作为制冷剂在其中流动的制冷剂流路和其他制冷剂在其中流动的其他制冷剂流路；
第一气-液分离器，所述第一气-液分离器用于由所述换热设备得到的部分冷凝的原料气的气-液分离；
用于经由减压阀将由所述第一气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；
膨胀机，所述膨胀机用于使由所述第一气-液分离器得到的气体的一部分或全部膨胀并且部分地冷凝；
第二气-液分离器，所述第二气-液分离器连接至所述膨胀机的出口；
用于经由所述其他制冷剂流路将由所述第二气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；和
用于供应由所述第二气-液分离器得到的气体的一部分或全部的管线。
本发明的另一个方面提供，
一种烃的分离装置，其中至少含有乙烷和比乙烷挥发性低的烃的原料气被分离成富含乙烷并且比乙烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及乙烷贫乏并且富含比乙烷挥发性低的烃的重质馏分，所述分离装置包括：
蒸馏塔，所述蒸馏塔从所述蒸馏塔的顶部排出所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部排出所述重质馏分；
换热设备，所述换热设备用于通过冷却将所述原料气部分地冷凝，所述换热设备包括所述残余气体作为制冷剂在其中流动的制冷剂流路和其他制冷剂在其中流动的其他制冷剂流路；
第一气-液分离器，所述第一气-液分离器用于由所述换热设备得到的部分冷凝的原料气的气-液分离；
用于经由减压阀将由所述第一气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；
膨胀机，所述膨胀机用于使由所述第一气-液分离器得到的气体的一部分或全部膨胀并且部分地冷凝；
第二气-液分离器，所述第二气-液分离器连接至所述膨胀机的出口；
用于经由所述其他制冷剂流路将由所述第二气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；和
用于供应由所述第二气-液分离器得到的气体的一部分或全部的管线。
根据本发明的一个方面，提供了一种分离烃的方法，该方法能够回收乙烷或丙烷，包括改进的冷热量回收，从而实现了压缩机功率的降低。根据本发明的另一个方面，提供了一种用于分离烃的装置，该装置适用于实施所述方法。
附图说明
图1是示出根据本发明的第一实施方案的一种乙烷回收方法的工艺流程图。
图2是示出比较例1的乙烷回收方法的工艺流程图。
图3是示出根据本发明的第二实施方案的一种乙烷回收方法的工艺流程图。
图4是示出比较例2的乙烷回收方法的工艺流程图。
图5是示出根据本发明的第三实施方案的一种乙烷回收方法的工艺流程图。
图6是示出比较例3的乙烷回收方法的工艺流程图。
具体实施方式
以下描述和附图仅是本发明的优选实施方案的举例说明，并且本发明不限于此。注意，狭义上，“回流”意指通过将蒸馏塔的顶部气体冷凝而将其再次返回到蒸馏塔得到的液体，但是除此之外，“回流”广义上包括为了精馏而供应至蒸馏塔顶部的液体。在本说明书中，“回流”广义地使用，并且还包括供应至蒸馏塔的具有精馏效果的液体。
[实施方案1]
本发明涉及乙烷回收方法和丙烷回收方法。关于本发明的实施方案1，将使用图1所示的工艺流程图来描述乙烷回收方法的一个实施例。如本文中使用的，乙烷回收方法是其中通过蒸馏将原料气中含有的烃组分分离成甲烷以及乙烷和重质组分的方法。乙烷回收方法具有蒸馏塔(脱甲烷塔)和用于将原料气冷却至蒸馏所需温度的设施。
在本方法中，将至少含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的原料气分离成富含甲烷并且比甲烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及甲烷贫乏并且富含比甲烷挥发性低的烃的重质馏分。为此，使用脱甲烷塔11作为蒸馏塔，其从塔的顶部排出残余气体并且从塔的底部排出重质馏分。该方法实施步骤(a)至(f)。
a)通过使用残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却而将原料气部分地冷凝，然后进行气-液分离的步骤。
在这个步骤中，使用换热设备，所述换热设备用于通过冷却原料气将原料气部分地冷凝，所述换热设备包括残余气体作为制冷剂在其中流动的制冷剂流路和其他制冷剂在其中流动的其他制冷剂流路。另外，使用第一气-液分离器，所述第一气-液分离器用于由换热设备得到的部分冷凝的原料气的气-液分离。换热设备可以包括一个或多个换热器。如果换热设备包括两个以上的换热器，则残余气体流过的制冷剂流路和其他制冷剂流过的其他制冷剂流路可以设置在同一换热器中，并且它们可以分开地设置在不同的换热器中。此外，多个换热器中的每个都可以具有残余气体流过的制冷剂流路。多个换热器中的每个都可以具有其他制冷剂流路。可以使用多种制冷剂作为其他制冷剂，例如，一个换热器可以具有多种制冷剂分别流过的多个“其他制冷剂流路”。
通过换热设备将原料气例如天然气冷却并且使其部分地冷凝。在第一气-液分离器4(也称为低温分离器)中将部分冷凝的原料气分离。为了提高乙烷的回收率，低温分离器4的温度越低，越优选。此外，天然气冷凝的比率根据天然气的组成(具有2个以上碳原子的烃的比率)而变化，并且为约5摩尔％以上且约20摩尔％以上。作为用于冷却原料气的换热器，可以适当地使用已知的换热器，比如板翅式换热器或壳管式换热器。低温分离器4可以是立式容器或卧式容器(在两端具有端板的圆柱形容器)，并且可以在容器内部设置除雾器以提高蒸气和液体的分离效率。
在图1所示的实例中，使用第一原料气冷却器1、原料气激冷器2和第二原料气冷却器3作为步骤(a)中的换热器。将原料气在第一原料气冷却器1中通过与残余气体和脱甲烷塔的侧流F1的换热进行冷却，然后在原料气激冷器2中通过丙烷制冷而冷却，然后在第二原料气冷却器3中通过与残余气体、脱甲烷塔的侧流F3和在透平膨胀机出口分离器7(第二气-液分离器)中冷凝的冷凝液(管线104)的换热再次进行冷却。从第二原料气冷却器3获得部分冷凝的原料气(气-液两相流)。注意，侧流F1和F3在上述换热之后分别返回到脱甲烷塔11(返回的流分别显示为F2和F4)。也就是说，使用在透平膨胀机出口分离器7中冷凝的冷凝液(由步骤(c)得到的液体)104、脱甲烷塔的侧流F1和F3以及丙烷制冷系统的丙烷作为步骤(a)中的“其他制冷剂”。
第一原料气冷却器1具有残余气体流过的制冷剂流路，并且具有作为“其他制冷剂流路”的侧流F1流过的制冷剂流路。第二原料气冷却器3具有残余气体作为制冷剂流过的制冷剂流路，并且具有作为“其他制冷剂流路”的由第二气-液分离器得到的液体(管线104)流过的制冷剂流路和侧流F3流过的制冷剂流路。原料气激冷器2具有丙烷制冷系统的丙烷流过的制冷剂流路。
b)将由步骤(a)得到的液体在减压下供应至蒸馏塔的步骤
在这个步骤中，使用用于将由低温分离器(第一气-液分离器)4得到的冷凝液供应至脱甲烷塔11的管线101。可以在该管线中设置减压阀14。通常，通过减压阀14将冷凝液的压力降低至这样的一个压力，所述这样的一个压力是通过将在进料时的压力损失添加到脱甲烷塔(在丙烷回收的情况下为脱乙烷塔)的进料阶段的运行压力而得到的压力，并且将冷凝液的一部分气化成气-液两相流。另外，温度随着该气化降低(在与实施方案1对应的实施例1的情况下，温度降低至-84.6℃)
c)通过膨胀机使由步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而使该气体部分冷凝，然后进行气-液分离的步骤
在这个步骤中，使用膨胀机，特别是透平膨胀机5，所述膨胀机使由低温分离器(第一气-液分离器)4得到的气体的一部分或全部膨胀并且部分冷凝。还使用连接至透平膨胀机5出口的透平膨胀机出口分离器7作为第二气-液分离器。
在本实施例中，将全部低温分离器4出口气体(管线110)送至透平膨胀机5，并且通常，将在透平膨胀机5的出口处的压力降低至这样的一个压力，所述这样的一个压力是通过将在进料时的压力损失添加到脱甲烷塔(在丙烷回收的情况下为脱乙烷塔)的进料阶段的运行压力而得到的压力。此时，由于等熵膨胀效应，透平膨胀机5的出口气体变得极低温(在实施例1的情况下，-85.2℃)并且部分冷凝(在实施例1的情况下，27.9摩尔％被液化)。也可以回收气体在膨胀期间损失的能量作为压缩机6的功率。
在透平膨胀机出口分离器7(第二气-液分离器)中将在透平膨胀机5的出口处部分冷凝的气体分离。
透平膨胀机出口分离器7可以是立式容器或卧式容器(在两端具有端板的圆柱形容器)，并且其中可以具有除雾器以提高蒸气和液体的分离效率。
d)在使用由步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的“其他制冷剂”之后，将其进料至蒸馏塔的步骤；
在这个步骤中，使用用于经由上述“其他制冷剂流路”将由透平膨胀机出口分离器7得到的液体供应至脱甲烷塔(蒸馏塔)11的管线(管线104和102)。在本实施例中，用于使由透平膨胀机出口分离器7得到的液体流动的“其他制冷剂流路”是在第二原料气冷却器3中设置的制冷剂流路之一，所述第二原料气冷却器3位于基于原料气在用于步骤(a)的冷却的换热器之间的流动方向的最下游。在实施例1中，将管线104中的液体用作“其他制冷剂”将其升温至-39.0℃，得到气-液两相流。
e)将由步骤(c)得到的气体的一部分或全部供应至蒸馏塔的步骤
在这个步骤中，使用用于将由透平膨胀机出口分离器(第二气-液分离器)7得到的气体的一部分或全部供应至脱甲烷塔(蒸馏塔)11的管线。
在这个实施例中，将全部由透平膨胀机出口分离器(第二气-液分离器)7得到的气体供应至脱甲烷塔11(管线103)。
脱甲烷塔11在塔内部装备了例如塔板或填料，并且通过蒸馏操作将高挥发性组分和低挥发性组分分离。脱甲烷塔的压力优选尽可能高，只要可以实现预定乙烷回收率以降低下游残余气体的压缩所需的功率即可，并且从该观点来看，脱甲烷塔的压力优选为1.5MPa以上且3.5MPa以下，并且更优选2.5MPa以上且3.5MPa以下。
在这个实施例中，将三种流体进料至脱甲烷塔11。塔的顶部经由减压阀14进料通过低温分离器4分离的冷凝液作为回流(管线101)，在进料位置下方进料透平膨胀机出口分离器7的出口气体(管线103)，并且将在透平膨胀机出口分离器7中分离的液体在第二原料气冷却器3中与原料气换热后在进料位置的更下方进行进料(管线102)。在图1中，将在低温分离器4中分离的液体作为回流进料(管线101)，但是可以将在透平膨胀机出口分离器7中分离的液体在与原料气的换热后用作回流。向脱甲烷塔进料的更详细位置可以根据各进料的温度和甲烷浓度适当地确定。
将再沸器12安装在脱甲烷塔的底部以使在塔的底部液体中的甲烷挥发，并且施加热量以使得在塔的底部液体中的甲烷的浓度变得等于或低于预定值。
f)从蒸馏塔的顶部获得残余气体并且从蒸馏塔的底部获得重质馏分的步骤。从脱甲烷塔的顶部，将含有甲烷作为主要组分的残余气体(诸如乙烷和丙烷之类的组分已经被从所述残余气体移除)分离并且用于与原料气的换热。之后，如果需要的话，通过由透平压缩机驱动的压缩机6和由电动机等驱动的压缩机(残余气体压缩机)13将残余气体压缩至预定压力。从脱甲烷塔11的底部，将乙烷、丙烷和重质组分分离作为NGL(液态天然气)。将所得到的NGL例如在下游进一步设置的NGL分离步骤中分离成相应组分。
作为原料气，含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的天然气是优选的。作为原料的原料气(raw material feed gas)可以是石油伴生气或来自精炼或石油化工厂的尾气。
原料气中的比甲烷挥发性低的烃的浓度越高，透平膨胀机5的入口气体中的甲烷浓度与透平膨胀机出口气体分离器7的出口气体中的甲烷浓度之间的差越大，相应地，倾向于产生改善回流的效果。因此，当原料气中的比甲烷挥发性低的烃的浓度为5摩尔％以上且50摩尔％以下时，进一步，当该浓度为10摩尔％以上且50摩尔％以下时，本发明的效果特别显著。
此外，因为残余气体中的乙烷浓度越低意味着乙烷回收率越高，所以残余气体中的乙烷浓度优选尽可能低，优选为5摩尔％以下，并且更优选1摩尔％以下。
NGL由比液化回收的甲烷挥发性低的烃组成，并且被送至例如在下游进一步设置的NGL分馏设施，并且被分离成比如乙烷、丙烷和丁烷之类产物。在这样的情况下，NGL中的甲烷优选低至可以满足乙烷产物的标准的程度，并且优选为2摩尔％以下，更优选1摩尔％以下。
在丙烷回收工艺的情况下，使用与上述实施例中相同的原理，并且使用脱乙烷塔代替脱甲烷塔11，并且从脱乙烷塔的顶部分离含有甲烷和乙烷作为主要组分的残余气体，并从脱乙烷塔的底部分离丙烷和重质组分作为NGL。
[实施方案2]
关于本发明的第二实施方案，将使用图3所示的工艺流程图来描述乙烷回收方法的一个实施例。与实施方案1的相同点的描述被省略。
在实施方案1中，在步骤(c)中，将全部量的由步骤(a)得到的气体即来自低温分离器4的气体(管线110)供应至透平膨胀机5。在实施方案2中，将管线110分割，并且仅将管线110的气体的一部分(管线110a)送至透平膨胀机5用于步骤(c)。考虑所需的乙烷回收率来确定管线110的分配比(在与实施方案2对应的实施例2的情况下，管线110a∶管线110b＝70∶30(摩尔比))。将在透平膨胀机5的出口处的压力降低至这样的压力，所述这样的压力是通过将在进料时的压力损失添加到脱甲烷塔(在丙烷回收的情况下为脱乙烷塔)的进料阶段的运行压力而得到的压力。此时，由于等熵膨胀效应，透平膨胀机5的出口气体变得极低温(在实施例2中，-86.4℃)并且部分冷凝(在实施例2中，24.7％被液化)。也可以回收气体在膨胀期间损失的能量作为压缩机6的功率。
将在冷凝器10中将管线110中的气体的剩余部分(管线110b)通过与由脱甲烷塔的顶部得到的残余气体的换热进行冷却并且完全冷凝(在实施例2的情况下，冷却至-90.8℃)，完全冷凝的液体的压力通过减压阀15降低，并且将完全冷凝的液体供应至脱甲烷塔(蒸馏塔)11(管线105)。将完全冷凝的液体的压力通过减压阀15降低至这样的压力，所述这样的压力是通过将在进料时的压力损失添加到脱甲烷塔(蒸馏塔)11的进料阶段的运行压力而得到的压力。另外，通过减压将完全冷凝的液体部分地气化，得到气-液两相流，并且温度随气化降低(在实施例2的情况下，-94.2℃)。
为此，使用以下装置：
管线110a，其将由低温分离器(第一气-液分离器)4得到的气体的一部分进料至透平膨胀机5；
冷凝器10，其将由低温分离器(第一气-液分离器)4得到的气体的剩余部分(管线110b)通过与残余气体的换热进行冷却而导致完全冷凝；
减压阀15，其用于将冷凝器10中的完全冷凝的液体减压；和
管线105，其将减压阀15的出口连接至脱甲烷塔(蒸馏塔)11。
作为冷凝器10，可以使用用于在管线110b中的气体与残余气体之间交换热量的换热器。冷凝器10可以相对于残余气体的流动方向设置在原料气冷却器1和3以及原料气激冷器2的下游。
在本实施例中，将四种流体进料至脱甲烷塔11。在塔的顶部，进料来自管线105的液体作为回流；在进料位置下方，进料透平膨胀机出口分离器7的出口气体(管线103)；在进料位置下方，在将来自低温分离器4的液体用减压阀14减压后进行进料(管线101)；并且在进料位置下方，在将来自透平膨胀机出口分离器7的液体与原料气换热之后进行进料(管线102）。
在工艺流程方面，除了上述点以外，实施方案2可以与实施方案1相同。然而，诸如温度和压力之类的条件可以根据工艺流程中的差别适当地改变。
[实施方案3]
关于本发明的第三实施方案，将使用图5所示的工艺流程图来描述乙烷回收方法的一个实施例。
省略了与实施方案1的相同点的描述。
在实施方案1中，在步骤(e)中，将全部量的由步骤(c)得到的(即来自透平膨胀机出口分离器7的)气体(管线103)供应至脱甲烷塔11。在实施方案3中，将管线103分支，并且仅将管线103的气体的一部分(管线103a)供应至步骤(e)，即进料至脱甲烷塔11。考虑所需的乙烷回收率来确定管线103的分配比(在与实施方案3对应的实施例3的情况下，管线103a∶管线103b＝63∶37(摩尔比))。将管线103中的气体的剩余部分(管线103b)压缩(在实施例3的情况下，6.00MPa)，通过与由脱甲烷塔的顶部得到的残余气体换热进行冷却而导致完全冷凝(在实施例3的情况下，-94.2℃)，并且将完全冷凝的液体减压并供应至脱甲烷塔11(管线105)。通过减压阀15将完全冷凝的液体的压力降低至这样的压力，所述这样的压力通过将在进料时的压力损失添加到脱甲烷塔(蒸馏塔)11的进料阶段的运行压力而得到的压力。另外，通过减压将完全冷凝的液体部分地气化，得到气-液两相流，并且温度随气化降低(在实施例3的情况下，-97.2℃)。
为此，使用以下装置：
管线103a，其将由透平膨胀机出口分离器7(第二气-液分离器)得到的气体的一部分进料至脱甲烷塔(蒸馏塔)11；
压缩机8，其将由透平膨胀机出口分离器7(第二气-液分离器)得到的气体的剩余部分(管线103b)压缩；
冷凝器(回流冷凝器)10，其将由压缩机8压缩的气体通过与残余气体的换热进行冷却而导致完全冷凝；
减压阀15，其用于将冷凝器10中的完全冷凝的液体减压；和
管线105，其将减压阀15的出口连接至脱甲烷塔(蒸馏塔)11。
作为冷凝器10，可以使用用于在管线103b中的气体与残余气体之间交换热量的换热器。冷凝器10可以相对于残余气体的流动方向设置在原料气冷却器1和3以及原料气激冷器2的下游。在这个实施方案中，在将由压缩机8压缩的气体通过使用丙烷制冷剂的换热器(回流冷却器)9冷却之后，将气体在回流冷凝器10中通过与残余气体的换热进行冷却并且完全冷凝。回流冷却器9可以根据需要设置，并且如果通过回流冷凝器10的冷却足够，则不需要回流冷却器9。
在这个实施例中，将四种流体进料至脱甲烷塔11。在塔的顶部，进料来自管线105的液体作为回流；在进料位置下方，进料透平膨胀机出口分离器7的出口气体的一部分(管线103a)；在进料位置下方，在将来自低温分离器4的液体用减压阀14减压后进行进料(管线101)；以及在进料位置下方，在将来自透平膨胀机出口分离器7的液体与原料气换热之后进行进料(管线102)。
在工艺流程方面，除了上述点以外，实施方案3可以与实施方案1相同。然而，诸如温度和压力之类的条件可以根据工艺流程中的差别适当地改变。
实施例
在下文中，将基于实施例更详细地描述本发明，但是本发明不限于此。
实施例1
对使用具有图1所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。在6.24MPa和17.1℃的条件下将已经预先移除水的高压原料天然气引入到烃分离装置中。此时的原料气的组成如表1所示。流量为13,700kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)。注意，Cn(n为自然数)表示具有n个碳原子的烃。C5+表示具有5个以上碳原子的烃。
表1原料气的组成(摩尔％)
Figure BDA0002740272570000121
将原料气在第一原料气冷却器1中与-39.0℃的残余气体和-33.5℃的脱甲烷塔11的侧流F1换热而冷却至-24.6℃。之后，将原料气在原料气激冷器2中通过丙烷制冷剂冷却至-37.0℃，并且在第二原料气冷却器3中通过与-84.6℃的残余气体、-76.1℃的脱甲烷塔11的侧流F3和-85.2℃的透平膨胀机出口分离器7的冷凝液(管线104)换热冷却至-62.9℃。此处，第一原料气冷却器1和第二原料气冷却器3分别为板翅式换热器，原料气激冷器2为釜式壳管式换热器。
接下来，在低温分离器4中将原料气分离。低温分离器4为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板(mirror plate)的圆柱形容器)。
将全部量的在低温分离器4的出口处的气体送至透平膨胀机5并且减压至3.47MPa。出口气体通过等熵膨胀效应被冷却至-85.2℃，并且为由膨胀机驱动的压缩机6提供529kW的功率。将在透平膨胀机5的出口处的气体在透平膨胀机出口分离器7中分离。透平膨胀机出口分离器7为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板的圆柱形容器)。
在通过将冷热量提供至第二原料气冷却器3中的原料气使温度升高至-39.0℃之后，通过透平膨胀机出口分离器7分离的-85.2℃的冷凝液(管线104)被进料至脱甲烷塔11(管线102)。
脱甲烷塔11中安装有40个塔板，并且将在透平膨胀机出口分离器7的出口处的气体进料至从塔的顶部起的第三级的塔板(管线103)。在透平膨胀机出口分离器7中分离的液体穿过第二原料气冷却器3，并且被进料至从塔的顶部起的第十级(管线102)。另外，通过减压阀14将在低温分离器4中分离的液体解压至3.29MPa，然后将其作为回流进料至从塔的顶部起的第一级(管线101)。
脱甲烷塔11在塔的顶部处为3.27MPa和-84.6℃的条件下运行，并且在塔的底部处为3.32MPa和39.8℃的条件下运行。塔的底部的温度通过NGL中的甲烷浓度小于或等于1摩尔％的平衡温度确定，并且从再沸器12加入3.60MW的热量以在所述温度运行。从脱甲烷塔11的顶部分离的残余气体和从塔的底部分离的NGL的组成如表2中所示。残余气体的流量为12,553kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)，并且NGL的流量为1，147kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)。注意，“NC4”表示正丁烷，并且“IC4”表示异丁烷。
表2残余气体和NGL的组成(摩尔％)
Figure BDA0002740272570000141
在原料气中的乙烷中，76.7％作为NGL回收。
使离开脱甲烷塔11的顶部的残余气体与原料气进行换热而在第一原料气冷却器1的出口处达到15.1℃。之后，将残余气体通过由透平膨胀机驱动的压缩机6压缩至3.25MPa，并且通过残余气体压缩机13压缩至3.77MPa。此时，所需的残余气体压缩机13的功率为1031kW。
比较例1
对使用具有图2所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。结果连同实施例1的结果在表3中概述。
在实施例1中，在第二原料气冷却器3中，从通过透平膨胀出口分离器7的气-液分离的冷凝液(管线104)回收冷热量，并且冷凝液变成气-液两相流(管线102)。此时，作为低沸点组分的甲烷馏分主要被挥发，使得管线102的气-液两相物流中的甲烷的浓度降低。脱甲烷塔11的回流液体中的甲烷浓度越高，回流效果越高，因此，在实施例1中，将低温分离器4的冷凝液(甲烷浓度高于管线102的气-液两相流)作为回流液体进料至脱甲烷塔的第一级。
另一方面，在图2所示的配置中，未通过第二原料气冷却器3从在透平膨胀机出口分离器7中分离的冷凝液(管线102)回收冷热量，其甲烷浓度高于低温分离器4的冷凝液的甲烷浓度，使得将该冷凝液(管线102)作为回流供应至脱甲烷塔11的第一级。
在脱甲烷塔11中，将来自透平膨胀机出口分离器7的出口的气体进料至从塔的顶部起的第四级的塔板(管线103)。将在低温分离器4中分离的液体通过减压阀14减压至2.82MPa之后，进料至从塔的顶部起的第14级(管线101)。
在工艺流程方面，除了上述点以外，比较例1与实施例1相同。
在表3中，“制冷负荷”是原料气激冷器2中的丙烷制冷系统的热负荷。制冷负荷降低意味着丙烷制冷设备容量的降低，并且这在降低丙烷制冷设备中消耗的能量方面和在降低丙烷制冷的设备成本方面是有效的。
“再沸器热负荷”是在脱甲烷塔的底部处的再沸器12的热负荷。减少意味着蒸馏所需能量的减少，并且具有从外部供应的效用的成本减少的效果。“制冷压缩机”的功率是由丙烷制冷系统中的压缩机消耗的功率。“残余气体压缩机”的功率是由残余气体压缩机13消耗的功率。
根据表3明显看出的是，即使乙烷回收率与在用比较例1的配置进行乙烷回收的情况下的乙烷回收率大致相同，实施例1也可以减少总压缩机功率和再沸器热负荷。
表3比较例1和实施例1的比较
Figure BDA0002740272570000151
实施例2
对使用具有图3所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。原料气条件与实施例1中相同。
将原料气在第一原料气冷却器1中与-39.0℃的残余气体和-39.3℃的脱甲烷塔11的侧流F1换热而冷却至-23.7℃。之后，将原料气在原料气激冷器2中通过丙烷制冷剂冷却至-37.0℃，并且在第二原料气冷却器3中通过与-76.6℃的残余气体、-77.7℃的脱甲烷塔11的侧流F3和-86.4℃的透平膨胀机出口分离器7的冷凝液(管线104)换热冷却至-60.4℃。此处，第一原料气冷却器1和第二原料气冷却器3分别为板翅式换热器，并且原料气激冷器2为釜式壳管式换热器。
接下来，在低温分离器4中将原料气分离。低温分离器4为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板的圆柱形容器)。
将70摩尔％的低温分离器4的出口气体送至透平膨胀机5(管线110a)并且减压至3.20MPa。通过等熵膨胀效应将出口气体冷却至-86.4℃，因此，一部分气体冷凝为气-液两相流，由此向由膨胀机驱动的压缩机6提供723kW的功率。在透平膨胀机出口分离器7中将在透平膨胀机5的出口处的气体(部分冷凝的)分离。透平膨胀机出口分离器7为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板的圆柱形容器)。
将残余30摩尔％的低温分离器4的出口气体送至冷凝器(回流冷凝器)10(管线110b)，与在脱甲烷塔11的顶部的残余气体进行换热，并且被冷却至-90.8℃而完全冷凝。用减压阀15将冷凝液的压力降低至3.00MPa，并且一部分冷凝液被气化成气-液两相流，并且随着冷凝液气化，温度降低至-94.2℃。之后，将两相流作为回流液体进料至从顶部起的第一级(管线105)。此处，回流冷凝器10是板翅式换热器。
脱甲烷塔11中安装有40个塔板，并且将在透平膨胀机出口分离器7的出口处的气体进料至从塔的顶部起的第四级的塔板(管线103)。此外，通过在第二原料气冷却器3中的冷热量回收，将在透平膨胀机出口分离器7中分离的-86.4℃的冷凝液(管线104)升温至-39.0℃，由此一部分冷凝液气化而变成气-液两相流，之后被进料至从塔的顶部起的第20级(管线102)。此外，用减压阀14将在低温分离器4中分离的液体减压至3.20MPa，由此其中的一部分气化而变成气-液两相流，并且随着液体气化，温度降低至-84.2℃。之后，将两相流进料至从塔的顶部起的第14级(管线101)。
脱甲烷塔11在塔的顶部处为3.00MPa和-92.8℃的条件下运行，并且在塔的底部处为3.05MPa和31.5℃的条件下运行。塔的底部的温度通过NGL中的甲烷浓度小于或等于1摩尔％的平衡温度确定，并且从再沸器12加入3.65MW的热量以在所述温度运行。从脱甲烷塔11的顶部分离的残余气体和从塔的底部分离的NGL的组成如表4中所示。残余气体的流量为12,444kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)，并且NGL的流量为1,256kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)。
表4残余气体和NGL的组成(摩尔％)
Figure BDA0002740272570000171
在原料气中的乙烷中，88.7％被作为NGL回收。
使离开脱甲烷塔11的顶部的残余气体与原料气进行换热而在第一原料气冷却器1的出口处达到15.1℃。之后，将残余气体通过由透平膨胀机驱动的压缩机6压缩至3.17MPa，并且通过残余气体压缩机13压缩至3.77MPa。此时，所需的残余气体压缩机13的功率为1859kW。
比较例2
对使用具有图4所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。结果连同实施例2的结果在表5中概述。
在图4所示的配置中，在不通过第二原料气冷却器3进行冷热量回收的情况下，将通过透平膨胀机出口分离器7分离的冷凝液(管线102)直接供应至脱甲烷塔11。
在比较例2中，不进行使用平膨胀机出口分离器7的冷凝液的冷热量回收，因此，流入低温分离器4中的物流的温度为-52.0℃，其比实施例2中高8.4℃。因此，与实施例2相比，在低温分离器4中分离的气体(管线110)中的甲烷浓度变得更低，最终导致蒸馏塔中的回流效果降低。
在脱甲烷塔11中，将来自管线105的液体作为回流液体进料至从塔的顶部起的第一级。将在透平膨胀机出口分离器7的出口处的气体进料至从塔的顶部起的第四级的塔板(管线103)。将在透平膨胀机出口分离器7中分离的液体进料至从塔的顶部起的第14级(管线102)。此外，将在低温分离器4中分离的液体用减压阀14减压至2.83MPa之后，进料至从塔的顶部起的第20级(管线101)。
在工艺流程方面，除了上述点以外，比较例2与实施例2相同。
根据表5明显的，与用比较例2的配置进行乙烷回收的情况相比，实施例2可以获得更高的乙烷回收率，并且可以进一步降低总压缩机功率和再沸器热负荷。
表5比较例2和实施例2的比较
Figure BDA0002740272570000181
实施例3
对使用具有图5所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。原料气条件与实施例1中相同。
将原料气在第一原料气冷却器1中与-39.0℃的残余气体和-35.3℃的脱甲烷塔11的侧流F1换热而冷却至-22.6℃。之后，将原料气在原料气激冷器2中通过丙烷制冷剂冷却至-37.0℃，并且在第二原料气冷却器3中通过与-68.0℃的残余气体、-74.3℃的脱甲烷塔11的侧流F3和-86.8℃的透平膨胀机出口分离器7的冷凝液(管线104)换热而冷却至-59.0℃。此处，第一原料气冷却器1和第二原料气冷却器3分别为板翅式换热器，并且原料气激冷器2为釜式壳管式换热器。
接下来，在低温分离器4中将原料气进行气-液分离。低温分离器4为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板的圆柱形容器)。
将全部量的在低温分离器4的出口处的气体送至透平膨胀机5并且减压至3.07MPa。出口气体通过等熵膨胀效应被冷却至-86.8℃，并且为由膨胀机驱动的压缩机6提供1259kW的功率。在透平膨胀机出口分离器7中将在透平膨胀机5的出口处的气体分离。透平膨胀机出口分离器7为其中具有除雾器的立式容器(在两端具有镜面板的圆柱形容器)。
将37摩尔％的透平膨胀机出口分离器7的出口气体(管线103)通过压缩机(低温压缩机)8压缩至6.00MPa，然后通过凭借丙烷制冷的换热器(回流冷却器)9和用于与在脱甲烷塔11的顶部的残余气体进行换热的冷凝器(回流冷凝器)10冷却至-94.2℃，从而被完全冷凝。用减压阀15将得到的冷凝液的压力降低至2.87MPa，并且一部分冷凝液气化成气-液两相流，并且随着冷凝液气化，温度降低至-97.2℃。之后，将两相流作为回流液体进料至从顶部起的第一级(管线105)。此处，回流冷却器9是釜式壳管式换热器，回流冷凝器10是板翅式换热器。当回流冷凝器10的出口温度可以降低至可以仅通过与残余气体进行换热而实现预定乙烷回收率的温度时，可以不安装回流冷却器9以减少丙烷制冷的负荷。
脱甲烷塔11中安装有40个塔板，并且将在透平膨胀机出口分离器7的出口处的气体中的一部分进料至从塔的顶部起的第九级的塔板(管线103a)。此外，通过在第二原料气冷却器3中的冷热量回收，由透平膨胀机出口分离器7分离的-86.8℃的冷凝液(管线104)被升温至-39.0℃，由此一部分冷凝液气化而变成气-液两相流，之后被进料至从塔的顶部起的第18级(管线102)。此外，用减压阀14将在低温分离器4中分离的液体减压至2.89MPa，由此其中的一部分气化而变成气-液两相流，并且随着液体气化，温度降低至-83.7℃。之后，将两相流进料至从塔的顶部起的第15级(管线101)。
脱甲烷塔11在塔的顶部处为2.87MPa和-96.2℃的条件下运行，并且在塔的底部处为2.92MPa和27.5℃的条件下运行。塔的底部的温度通过NGL中的甲烷浓度小于或等于1摩尔％的平衡温度确定，并且为了在所述温度运行，从再沸器12加入3.35MW的热量。从脱甲烷塔11的顶部分离的残余气体和从塔的底部分离的NGL的组成如表6中所示。残余气体的流量为12,388kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)，并且NGL的流量为1,312kg-摩尔/hr(103摩尔/hr)。
表6残余气体和NGL的组成(摩尔％)
Figure BDA0002740272570000201
在原料气中的乙烷中，95.5％作为NGL回收。
使离开脱甲烷塔11的顶部的残余气体与原料气进行换热而在第一原料气冷却器1的出口处达到15.1℃。之后，将残余气体通过由透平膨胀机驱动的压缩机6压缩至3.19MPa，并且通过残余气体压缩机13压缩至3.77MPa。此时，所需的残余气体压缩机13的功率为1824kW。
比较例3
对使用具有图6所示配置的烃分离装置进行乙烷回收的情况的实施例进行过程模拟。该过程对应于WO 2005/009930 A1中公开的过程。结果连同实施例3的结果在表7中概述。
在图6所示的配置中，在不通过第二原料气冷却器3进行冷热量回收的情况下，将在透平膨胀机出口分离器7中分离的冷凝液(管线102)直接供应至脱甲烷塔11。
在比较例3中，不进行使用透平膨胀机出口分离器7的冷凝液的冷热量回收，因此，流入低温分离器4中的物流的温度为-44.1℃，其比实施例3中高14.9℃。因此，与实施例3相比，在低温分离器4中分离的气体中的甲烷浓度(管线110)变得更低，最终导致蒸馏塔中的回流效果降低。
在脱甲烷塔11中，将来自管线105的液体作为回流进料至从塔的顶部起的第一级。将在透平膨胀机出口分离器7的出口处的气体中的一部分进料至从塔的顶部起的第九级的塔板(管线103a)。将在透平膨胀机出口分离器7中分离的液体进料至从塔的顶部起的第12级(管线102)。此外，用减压阀14将在低温分离器4中分离的液体减压至2.82MPa，由此其中的一部分气化而变成气-液两相流，并且随着液体气化，温度降低至-64.0℃。之后，将两相流进料至从塔的顶部起的第15级(管线101)。
在工艺流程方面，除了上述点以外，比较例3与实施例3相同。
根据表7明显看出的是，与用比较例3的配置进行乙烷回收的情况相比，实施例3可以获得更高的乙烷回收率，并且可以进一步降低总压缩机功率和再沸器热负荷。
表7比较例3和实施例3的比较
Figure BDA0002740272570000211
附图标记清单
1：第一原料气冷却器
2：原料气激冷器
3：第二原料气冷却器
4：低温分离器
5：透平膨胀机
6：透平膨胀机驱动的压缩机
7：透平膨胀机出口分离器
8：低温压缩机
9：回流冷却器
10：回流冷凝器
11：脱甲烷塔(在丙烷回收的情况下为脱乙烷塔)
12：再沸器
13：残余气体压缩机
14：减压阀
15：减压阀
F1：脱甲烷塔的侧流
F2：从侧流F1返回的流
F3：脱甲烷塔的侧流
F4：从侧流F3返回的流

Claims (10)

1.一种用于分离烃的方法，其中使用蒸馏塔将至少含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的原料气分离成富含甲烷并且比甲烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及甲烷贫乏并且富含比甲烷挥发性低的烃的重质馏分，所述方法包括：
a)通过使用所述残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却将所述原料气部分地冷凝，然后进行气-液分离；
b)将由步骤(a)得到的液体减压并且供应至所述蒸馏塔；
c)通过膨胀机使由步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而导致部分冷凝，然后进行气-液分离；
d)在使用由步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的进一步的制冷剂之后，将其进料至所述蒸馏塔；
e)将由步骤(c)得到的气体的一部分或全部进料至所述蒸馏塔；和
f)从所述蒸馏塔的顶部获得所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部获得所述重质馏分。
2.一种用于分离烃的方法，其中使用蒸馏塔将至少含有乙烷和比乙烷挥发性低的烃的原料气分离成富含乙烷并且比乙烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及乙烷贫乏并且富含比乙烷挥发性低的烃的重质馏分，所述方法包括：
a)通过使用所述残余气体和其他制冷剂作为制冷剂进行冷却将所述原料气部分地冷凝，然后进行气-液分离；
b)将由步骤(a)得到的液体减压并且供应至所述蒸馏塔；
c)通过膨胀机使由步骤(a)得到的气体的一部分或全部膨胀而导致部分冷凝，然后进行气-液分离；
d)在使用由步骤(c)得到的液体作为步骤(a)中的进一步的制冷剂之后，将其进料至所述蒸馏塔；
e)将由步骤(c)得到的气体的一部分或全部进料至所述蒸馏塔；和
f)从所述蒸馏塔的顶部获得所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部获得所述重质馏分。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中将全部由步骤(a)得到的气体供应至步骤(c)，并且将全部由步骤(c)得到的气体供应至步骤(e)。
4.根据权利要求1或2所述的方法，其中将由步骤(a)得到的气体的一部分供应至步骤(c)，并且将由步骤(a)得到的气体的剩余部分通过与所述残余气体的换热进行冷却从而被完全冷凝，并且将完全冷凝的液体减压并且供应至所述蒸馏塔。
5.根据权利要求1或2所述的方法，其中将由步骤(c)得到的气体的一部分供应至步骤(e)，并且将由步骤(c)得到的气体的剩余部分压缩并且通过与所述残余气体的换热进行冷却从而被完全冷凝，并且将完全冷凝的液体减压并且供应至所述蒸馏塔。
6.一种烃的分离装置，其中至少含有甲烷和比甲烷挥发性低的烃的原料气被分离成富含甲烷并且比甲烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及甲烷贫乏并且富含比甲烷挥发性低的烃的重质馏分，所述分离装置包括：
蒸馏塔，所述蒸馏塔从所述蒸馏塔的顶部排出所述残余气体，并且从所述蒸馏塔的底部排出所述重质馏分；
通过冷却将所述原料气部分地冷凝的换热设备，所述换热设备包括所述残余气体作为制冷剂在其中流动的制冷剂流路和其他制冷剂在其中流动的其他制冷剂流路；
第一气-液分离器，所述第一气-液分离器用于由所述换热设备得到的部分冷凝的原料气的气-液分离；
用于经由减压阀将由所述第一气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；
膨胀机，所述膨胀机用于使由所述第一气-液分离器得到的气体的一部分或全部膨胀并且部分地冷凝；
第二气-液分离器，所述第二气-液分离器连接至所述膨胀机的出口；
用于经由所述其他制冷剂流路将由所述第二气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；和
用于供应由所述第二气-液分离器得到的气体的一部分或全部的管线。
7.一种烃的分离装置，其中至少含有乙烷和比乙烷挥发性低的烃的原料气被分离成富含乙烷并且比乙烷挥发性低的烃贫乏的残余气体以及乙烷贫乏并且富含比乙烷挥发性低的烃的重质馏分，所述分离装置包括：
蒸馏塔，所述蒸馏塔从其顶部排出所述残余气体，并且从其底部排出所述重质馏分；
通过冷却将所述原料气部分地冷凝的换热设备，所述换热设备包括所述残余气体作为制冷剂在其中流动的制冷剂流路和其他制冷剂在其中流动的其他制冷剂流路；
第一气-液分离器，所述第一气-液分离器用于由所述换热设备得到的部分冷凝的原料气的气-液分离；
用于经由减压阀将由所述第一气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；
膨胀机，所述膨胀机用于使由所述第一气-液分离器得到的气体的一部分或全部膨胀并且部分地冷凝；
第二气-液分离器，所述第二气-液分离器连接至所述膨胀机的出口；
用于经由所述其他制冷剂流路将由所述第二气-液分离器得到的液体供应至所述蒸馏塔的管线；和
用于供应由所述第二气-液分离器得到的气体的一部分或全部的管线。
8.根据权利要求6或7所述的装置，所述装置包括用于将全部由所述第一气-液分离器得到的气体进料至所述膨胀机的管线和用于将全部由所述第二气-液分离器得到的气体进料至所述蒸馏塔的管线。
9.根据权利要求6或7所述的装置，所述装置包括：
用于将由所述第一气-液分离器得到的气体的一部分进料至所述膨胀机的管线；
冷凝器，所述冷凝器用于将由所述第一气-液分离器得到的气体的剩余部分通过与所述残余气体的换热进行冷却并且完全冷凝；
减压阀，所述减压阀用于将所述冷凝器中的完全冷凝的液体减压；和
将用于将所述冷凝器中的完全冷凝的液体减压的所述减压阀的出口连接至所述蒸馏塔的管线。
10.根据权利要求6或7所述的装置，所述装置包括：
用于将由所述第二气-液分离器得到的气体的一部分供应至所述蒸馏塔的管线；
压缩机，所述压缩机用于将由所述第二气-液分离器得到的气体的剩余部分压缩；
冷凝器，所述冷凝器用于将由所述压缩机压缩的气体通过与所述残余气体的换热进行冷却并且完全冷凝；
减压阀，所述减压阀用于将所述冷凝器中的完全冷凝的液体减压；和
将用于将所述冷凝器中的完全冷凝的液体减压的所述减压阀的出口连接至所述蒸馏塔的管线。
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