CN1481495A - 液化天然气制冷工艺以及使用这种工艺的设备 - Google Patents

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Abstract

液化天然气的冷却工艺、通过这种工艺得到的气体以及实施这种方法的设备。本发明涉及一种带压液化天然气(1)的冷却工艺，该工艺包括一个第一阶段，在这个阶段中，GNL(1)被冷却和膨胀，并被分离为：(a)，一个第一底馏分(4)，这个馏分(4)被收集；(b)，一个第一顶馏分(3)，这个馏分被加热，在一个压缩机(K1)中被压缩，并冷却为一个第一压缩馏分(5)，这个馏分(5)被收集；一个第二压缩馏分(6)从可燃气(5)中取出，被冷却，然后与被冷却和膨胀的GNL1混合，该工艺的特征在于包括一个第二阶段，在这个阶段中，第二压缩馏分(6)被压缩和冷却，并取出一个流体(8)，流体(8)被冷却、膨胀、加热，并进入压缩机(K1)。还描述了其他实施例。

Description

液化天然气制冷工艺以及使用这种工艺的设备
技术领域
本发明第一方面整体涉及气体工业，特别是涉及一种含有甲烷以及C2和C2以上碳氢化合物的带压气体的制冷工艺，以便进行它们的分离。
更确切地说，本发明的第一方面涉及一种含有甲烷以及C2和C2以上碳氢化合物的带压液化天然气的制冷工艺，这种工艺包括一个第一阶段(I)，在其中：(Ia)使所述的带压液化天然气膨胀，以便提供一种膨胀液化天然气流；(Ib)把所述膨胀液化天然气分离成一种更有挥发性的第一顶馏分和一种挥发性比较差的第一底馏分；(Ic)由冷却液化天然气组成的第一底馏分被收集；(Id)在第一个压缩机中加热和压缩第一顶馏分并使其冷却，以便提供可燃气体的第一压缩馏分，并收集该馏分；(Ie)从第一压缩馏分中抽取第二压缩馏分，然后把第二压缩馏分冷却，并与膨胀的液化天然气流混合。
背景技术
专业人士很熟悉这种多年来使用的冷却工艺。
上面在前言中描述的这种液化天然气(GNL)的冷却工艺以熟悉的方式用于去除有时在天然气当中大量存在的氮。在这种情况下，通过这种工艺得到的可燃气富含氮，而冷却的液化天然气没有氮。
天然气液化设备有一些确定的技术特点和构成这些设备的生产零件的能力形成的限制性。因此，在一般的运行条件下，一个生产液化天然气的设备受它的最大生产能力的限制。提高产量的唯一办法是建设一个新的生产装置。
考虑到这种投资代表的成本，需要保证所希望的产量增加是长期的，以有利于分期偿还投资。
实际上，当一个液化天然气生产装置在它的最大能力下运行时，不求助于沉重和昂贵的投资去建设另一个生产装置的就没有办法能够增加、甚至临时增加它的产量。
液化天然气(GNL)的生产能力主要取决于用于使天然气冷却和液化的压缩机的功率。
发明内容
在这个背景下，本发明的第一个目的是提出一种符合前面给出的统一定义的工艺，这种工艺可以提高一个GNL生产装置的能力，而不需要求助于建设另一个GNL生产装置，这种工艺的主要特征在于，该工艺包括一个第二阶段(II)，在其中：(IIa)压缩的第二馏分在一个与一个膨胀涡轮机连接的第二压缩机中被压缩，以便提供第三个压缩馏分；(IIb)第三压缩馏分被冷却，然后分离成一个第四压缩馏分和一个第五压缩馏分；(IIc)第四压缩馏分在与第二压缩机连接的膨胀涡轮机中冷却和膨胀，以便提供一个膨胀的馏分，然后这个馏分被加热，并进入压缩机(K1)的一个中压层；(IId)第五压缩馏分被冷却，然后与膨胀液化天然气流混合。
本发明的第一个优点是已经得到一个以它的100％的能力运行的生产装置，该装置生产一定流量的液化天然气，液化天然气的温度为-160℃、压力接近50bar，所有其它运行参数固定不变，只能通过提高液化天然气的生产温度来增加它的流量，并因此提高它的产量。
但是，GNL在大约-150℃下低压储存(绝对压力小于1.1bar)，并且它的储存温度的提高导致它的储存压力提高，这代表着非常昂贵的投资，特别是还有由于生产出非常大量的GNL而造成的运输困难。
因此，一般在GNL储存前就把它制备到约-160℃的温度。
本发明的第二个优点是提出一种通过使用一种GNL冷却工艺来克服这些生产限制的简便方法，这种工艺可以适应预先存在的GNL生产工艺，不需要使用大量的物质装置和资金。这种方法包括通过一个预先存在的GNL生产装置生产温度高于-160℃的GNL，然后通过符合本发明的工艺把它冷却到-160℃。
本发明的第三个优点是修改了一种已知的并且符合上面的前言的富氮液化天然气的冷却工艺，并且这种工艺可以很好地用于富氮GNL以及贫氮GNL。在后者的情况下，通过这种工艺得到的可燃气体含有非常少的氮，因此成分接近贫氮液化天然气的成分。
根据本发明所述工艺的第一方面，膨胀的液化天然气流可以在阶段(Ib)前分离成一个第二顶馏分和一个第二底馏分，第二顶馏分可以重新加热，然后进入第一压缩机的第二中压级，第二中压级在第一中压级与一个低压的中间，第二底馏分可以分离为第一顶馏分和第一底馏分。
根据本发明工艺的第一方面，每个压缩阶段后可以跟随一个再冷却阶段。
根据第二个方面，本发明涉及一种通过前面定义的方法之一得到的冷却液化天然气和一种可燃气体。
根据第三个方面，本发明涉及一种含有甲烷和C2以及C2以上碳氢化合物的带压液化天然气的冷却设备，该设备包括实施一个第一阶段(I)的装置，在其中的(Ia)中，使所述的带压液化天然气膨胀，以便提供一种膨胀的液化天然气流，在(Ib)中，把所述膨胀液化天然气分离成一种更有挥发性的第一顶馏分和一种挥发性比较差的第一底馏分，在(Ic)中，收集由冷却液化天然气组成的第一底馏分，在(Id)中，在一个第一压缩机中加热、压缩第一顶馏分并使其冷却，以便提供可燃气体的第一压缩馏分，并收集该馏分，在(Ie)中，从第一压缩馏分中抽取第二压缩馏分，然后把第二压缩馏分冷却，并与膨胀了液化天然气流混合，该设备的特征在于包括实施一个第二阶段的(II)的装置，在其中的(IIa)中，压缩的第二馏分在一个与一个膨胀涡轮机连接的第二压缩机中被压缩，以便提供一个第三压缩馏分，在(IIb)中，第三压缩馏分被冷却，然后分离成一个第四压缩馏分和一个第五压缩馏分，在(IIc)中，第四压缩馏分在与第二压缩机连接的膨胀涡轮机中被冷却和膨胀，以便提供一个膨胀的馏分，然后这个馏分被重新加热，并进入压缩机(K1)的第一中压层，在(IId)中，第五压缩馏分被重新冷却，然后与膨胀的液化天然气流混合。
根据一个符合第三方面的第一变种，本发明涉及一个设备，该设备包括在阶段(Ib)前把膨胀的液化天然气流分离成一个第二顶馏分和一个第二底馏分的装置，并且该设备包括把第二顶馏分重新加热然后进入第一压缩机的第二中压层的装置，该第二中压层在第一中压层与一个低压层中间，并且该设备包括把第二底馏分分离成第一顶馏分和第一底馏分的装置。
根据一个符合本发明第三方面的第一实施例，本发明涉及一个设备，其中第一顶馏分和第一底馏分在一个第一分离球中进行分离。
根据一个符合本发明第三方面的第二实施例，本发明涉及一个设备，其中第一顶馏分和第一底馏分在第一个蒸馏塔中进行分离。
根据一个符合本发明第三方面第一变种的实施例，本发明涉及一个设备，其中膨胀的液化天然气流可以在一个第二分离球中分离为第二顶馏分和第二底馏分。
根据符合本发明第三方面的第二实施例，本发明涉及一个设备，其中蒸馏塔包括至少一个侧向或在塔的底部的沸腾器，并且在蒸馏塔的一个平台上取出的在所述沸腾器中循环的液体在一个第二热交换器中被加热，然后重新进入蒸馏塔的一个低于所述平台的层中，膨胀液化天然气流在所述第二热交换器中被冷却。
根据符合本发明第三方面的第三实施例，本发明涉及一个设备，其中第一顶馏分和膨胀馏分的冷却以及第四压缩馏分和第五压缩馏分的加热在唯一一个第一热交换器中进行。
根据符合本发明第三方面的第一变种，本发明涉及一个设备，其中第二顶馏分在第一热交换器中被加热。
附图说明
通过下面的描述并参照只作为非限定性的例子给出的附图可以更好地了解本发明以及本发明的其他目的、特征、细节和优点。
图1表示一个符合老工艺实施例的天然气液化设备的简要运行流程图；
图2表示一个符合老工艺第一实施例的液化天然气除氮设备的简要运行流程图；
图3表示一个符合老工艺第二实施例的液化天然气除氮设备的简要运行流程图；
图4、5、6、7分别表示一些符合本发明的推荐实施例的液化天然气除氮设备的简要运行流程图；
具体实施方式
在这7个图中可以看到一些符号：“FC”代表“流量控制器”，“GT”代表“燃气涡轮机”，“GE”代表“发电机”，“LC”代表“液面控制器”，“PC”代表“压力控制器”，“SC”代表“速度控制器”，“TC”代表“温度控制器”。
为了清楚和简洁起见，图1-7的设备中使用的管道通过与在其中流动的气体馏分一样的参考符号来表示。
参照图1，所示的设备用于以已知的方式处理一种除去硫碳的干性天然气100，以便得到温度一般低于-120℃的液化天然气1。
这个GNL液化设备有两个独立的冷却线路。第一个冷却线路101相当于一个丙烷的线路，可以在一个交换器E3中通过液体丙烷的膨胀和汽化得到大约-30℃的初级冷却。然后，加热和膨胀的丙烷蒸气在一个第二压缩机K2中被压缩，得到的压缩气体102然后在水冷却器103、104、105中被冷却和液化。
第二个冷却线路106整体相当于一个使用氮、甲烷、乙烷和丙烷的混合物的循环，可以大大冷却要处理的天然气，以便得到液化天然气1。在第二个冷却循环中的载热流体在第三压缩机K3中被压缩，并在水热交换器118和119中被冷却，然后在一个水冷却器114中被冷却，以便得到一种流体107。然后流体107在交换器E3中被冷却和液化，以提供一种冷却和液化的流体108。然后流体108被分离为一个汽相109和一个液相110，它们两个都进入到一个致冷交换器111的下部。冷却后，液相110离开交换器111，以便在一个与一台发电机连接的涡轮机X2中膨胀。然后，膨胀流体112进入致冷交换器111的下部以上，膨胀流体112在这里用于冷却在交换器下部流动的流体，冷却通过在输送被冷却流体的管道上的雾化进行，雾化通过雾化斜面进行。汽相109在致冷交换器111的下部中流动，以便在其中被冷却和液化，然后通过在致冷交换器111的上部流动再被冷却。最后，这个冷却和液化的馏分109在一个阀门115中膨胀，然后用于冷却在致冷交换器111中的流体，冷却通过要冷却的流体的输送管道上的雾化进行。然后，在致冷交换器111内的雾化致冷液在致冷交换器111的底部被收集，以便提供流体106，流体106被送往压缩机K3。
除去硫和碳的干性天然气100在一个丙烷热交换器113中被冷却，然后在经过一个干燥处理，例如在一个沸石分子筛上通过，并在一个槽116中经过除汞处理，例如通过一个银的泡沫或其他汞的捕获剂，以提供一种净化的天然气117。然后，净化天然气117在热交换器E3中被冷却和部分液化，在制冷交换器111的下部流动，然后在上部流动，以便提供液化天然气1。液化天然气1一般在低于-120℃的温度下得到。
现在参照图2，所示设备用于以已知的方式处理一种富含氮的液化天然气1，以便一方面得到一种贫氮的冷却液化天然气4，另一方面得到一种是一种富含氮的可燃性气体的第一压缩馏分5。
GNL1首先在一个膨胀涡轮机X3中膨胀和冷却，膨胀涡轮机X3通过一个控制管道1中流动的GNL的流量的控制器进行调节，然后GNL1在一个阀门18中重新膨胀和冷却，以便提供膨胀的液化天然气流2，阀门18的开放取决于GNL在压缩机X3出口处的压力。然后膨胀的液化天然气2在一个球V1中分离为一个比较更有挥发性的第一顶馏分3和一个挥发性较弱的第一底馏分4。由冷却的液化天然气构成的第一底馏分4被收集并泵送到一个泵P1中，在一个阀门19中流动，然后离开设备并被储存，阀门19的开放通过一个在球V1底部的液面控制器进行调节。
第一顶馏分3在第一热交换器E3中加热，然后进入一个与一个燃气涡轮机GT连接的压缩机K1的低压级15。压缩机K1包括几个压力逐渐升高的压缩级15、14、11、30和几个水致冷器31、32、33、34。在每个压缩阶段后，被压缩的气体通过在一个热交换器而被冷却，热交换气最好是水的热交换器。第一顶馏分经过压缩和冷却阶段后提供一种富含氮的压缩可燃气体5。然后这种可燃气体5被收集并离开设备。
取出一小部分相当于流体6的可燃气体5。流体6在交换器E1中被冷却，把它的热量让给第一顶馏分3，以便得到一个冷却流体22。然后冷却流22在一个阀门23中流动，阀门23的开放通过一个在交换器E2出口的流量控制器进行控制。流体22最后与膨胀液化天然气2混合。
现在参照图3，所示设备用于以已知的方式处理一种富含氮的液化天然气1，用于一方面得到一种贫氮的冷却液化天然气4，另一方面得到一个第一压缩馏分5，这个馏分是一种富含氮的压缩可燃气体。在这个设备中，分离球V1被一个蒸馏塔C1和一个热交换器E2所取代。
首先使GNL1在一个膨胀涡轮机X3中膨胀并冷却，膨胀涡轮机X3的速度通过一个控制管道1中流动的GNL流量的控制器进行调节，然后GNL1在热交换器E2中被冷却，以便提供一个冷却流体20。冷却流体20在一个阀门21中流动，以便提供膨胀的液化天然气流2，阀门21的开放通过一个位于管道20中所述阀门21上游的压力控制器进行控制。然后膨胀液化天然气流2在塔C1中分离为一个相对更有挥发性的第一顶馏分3和一个挥发性比较差的第一底馏分4。由冷却液化天然气构成的第一底馏分4被收集并泵送到一个泵P1中，在一个阀门19中流动，然后离开设备并被储存，阀门19的开放通过一个在塔C1底部的液面控制器进行调节。
塔C1包括一个在塔底部的沸腾器16，它利用平台17上含有的液体。在沸腾器16中流动的流体在热交换器E2中被加热，然后进入到塔C1的底部。
第一顶馏分3经过和图2所示一样的处理，以便得到是一种富含氮的压缩可燃气体的第一压缩馏分5和一种第二压缩馏分6，第二压缩馏分6是一种从压缩可燃气体取出的馏分。同样，第二压缩馏分6在交换器E1中被加热，以便得到冷却流体22。流体22也混合到膨胀液化天然气流2中。
现在参照图4，所示设备用于通过一个符合本发明所述工艺的装置处理一种富含氮的液化天然气1，以便一方面得到一种贫氮的冷却液化天然气4，另一方面得到一种富含氮的压缩可燃气体5。
这个设备包括一些与图3共同的部件，特别是GNL1的膨胀和冷却，以便得到膨胀的GNL流2。同样，以类似的方式在塔C1中分离为第一顶馏分3和第一底馏分4。最后，和前面一样，通过连续的压缩和冷却得到可燃气体流5。与图3所示工艺的区别在于，从压缩气体的第一馏分5取出的第二压缩馏分6供给一个与一个膨胀涡轮机X1连接的压缩机XK1，以便得到一个第三压缩馏分7。第三压缩馏分7在一个水冷却器24中被冷却，然后分离为一个第四压缩馏分8和一个第五压缩馏分9。
第四压缩馏分8在热交换器E1中被冷却，以便提供一个馏分25，馏分25在涡轮机X1中膨胀。涡轮机X1提供一个膨胀流体10，膨胀流体10在交换器E1中被加热，得到被加热的膨胀流体26。被加热的膨胀流体26进入压缩机K1的一个中压级11。
第五压缩馏分9在热交换器E1中被冷却，以提供馏分22，馏分22在一个阀门23中膨胀，然后与膨胀的GNL馏分2混合。
膨胀器X1包括一个进入导向阀27，它可以通过改变流体25在涡轮机X1的叶片上的进入角度改变涡轮机X1的转速，因此改变送往压缩机XK1的功率。
现在参照图5，所示设备用于通过一个符合本发明工艺的装置处理一种富含氮的液化天然气1，以便在液化天然气1含氮的情况下一方面得到一种贫氮的冷却液化天然气4，另一方面得到一种富氮的压缩可燃气体5。
该设备包括一些与图4相同的部件，特别是通过蒸馏塔C1生产第一顶馏分3和第一底馏分4。类似的是，第一顶馏分3在一个压缩机K1中被压缩，并在冷却器31-34中被冷却，以便得到第一压缩馏分5。从第一压缩馏分5提取第二馏分6，以便在一个与一个膨胀涡轮机X1连接的压缩机XK1中被压缩，压缩机XK1的出口产生一个第三压缩馏分7。第三压缩馏分7分离为一个第四压缩馏分8和一个第五压缩馏分9。
第四压缩馏分8在热交换器E1中被冷却，以便提供一个馏分25，馏分25在涡轮机X1中膨胀。涡轮机X1提供一个膨胀流体10，膨胀流体10在交换器E1中被加热，以便提供一个被加热的膨胀流26。被加热的膨胀流26进入压缩机K1的一个中压级11。
第五压缩馏分9在热交换器E1中被冷却，以提供一个馏分22，馏分22在一个阀门23中膨胀，然后与膨胀的GNL馏分2混合。
膨胀器X1包括一个进入导向阀27，已经在图4的描述中确定了它的作用。
与图4的区别在于，图5所示的设备另外包括一个分离球V2，膨胀天然气流2在其中分离为一个第二顶馏分12和一个第二底馏分13。
第二顶馏分12在交换器E1中被加热，然后进入压缩机K1的一个中压级14，压力为在低压级15的进入压力与中压级11的进入压力之间的中间压力。
第二底馏分13在一个交换器E2中被冷却，以便产生一个冷却的GNL馏分20。冷却馏分20在一个阀门28中被膨胀和冷却，以便产生一个膨胀和冷却的GNL馏分29。阀门28的开放受一个在分离球V2中的液面控制器的控制。然后流体29进入塔C1，在其中分离为第一顶馏分3和第一底馏分4。
正如描述图4时所指出的，塔C1包括一个沸腾器16，它取出塔C1的一个平台17上含有的液体，使该液体在交换器E2中通过与流体13的热交换而被加热，然后进入塔的底部。同样，第一底馏分4被一个泵P1泵送并穿过一个阀门19，阀门19的开放受塔C1底部的一个液面控制器的控制。
现在参照图6，所示设备用于通过一个符合本发明工艺的装置处理一种最好富含氮的液化天然气1，以便在使用一种富含氮的液化天然气1的情况下一方面得到一种贫氮的冷却液化天然气4，另一方面得到一种富含氮的压缩可燃气体5。
这个设备包括一些与图2和图4、5相同的部件。
为简化起见，除了塔C1和交换器E2以外，图6的结构与图4相似，塔C1被分离球V1取代，交换器E2被取消，因为使用一个分离球时没有沸腾器。因此膨胀GNL流2直接进入分离球V1，以便分离为第一顶馏分3和第一底馏分4。
用分离球V1取代塔C1不改变如图5中已经描述改变工艺阶段的运行。相反，由于分离球V1的分离性能没有塔C1好，在使用一个图6所示的装置的情况下，冷却GNL4含有的氮一般会比使用图5所示装置的情况下多。当然，在两种情况下使用的GNL1在物理和化学上相同，并至少含有少量的氮。
参照图7，所示设备用于通过一个符合本发明工艺的装置处理一种最好贫氮的液化天然气1，以便一方面得到一种冷却液化天然气4，另一方面得到一种压缩可燃气体5。
这个设备包括一些与图2和图4、5、6相同的部件。
为简化起见，除了塔C1和交换器E2以外，图7的结构与图5相似，塔C1被一个分离球V1取代，交换器E2被取消，因为使用一个分离球时没有沸腾器。因此膨胀GNL流2直接进入分离球V2，分离为第一顶馏分12和第一底馏分13。
和图5描述的一样，第二顶馏分12在交换器E1中被加热，然后进入压缩机K1的中压级14，中压级14在一个低压级15与一个中压级11中间。
用分离球V1取代塔C1不改变如图5中已经描述的工艺阶段的运行。相反，由于分离球V1的分离性能没有塔C1好，在使用一个图7所示装置的情况下，冷却的GNL4含有的氮一般会比使用图5所示装置的情况下多。当然，为了可以进行很好的比较，两种情况下使用的GNL1在物理和化学上相同。
为了能够具体评价一个根据本发明所述工艺运行的设备的性能，现在列举一些以表示为目的并且没有限制性的例子。
这些例子在两种不同的天然气“A”和“B”的基础上给出，它们的成分在下面的表1中给出：
                                表1
  成分     天然气A     天然气B
分子组分(％) 质量组分(％) 分子组分(％) 质量组分(％)
  氮   0.100   0.155   3.960   6.127
  甲烷   91.400   81.378   88.075   78.039
  乙烷   4.500   7.510   5.360   8.902
  丙烷   2.500   6.118   1.845   4.493
  异丁烷   0.600   1.935   0.290   0.931
  正丁烷   0.900   2.093   0.470   1.509
  总计   100.000   100.000   100.000   100.000
为了不加重计算，这些气体有意除去C5和C5以上的碳氢化合物。
其他操作条件相同，并列举如下(参考数字见图1)：
一湿性天然气100的温度：37℃；
一湿性天然气100的压力：54bar；
一干燥前通过冷却器113冷却的预冷温度：23℃；
一在槽116中通过后的干燥气体的温度：23.5℃；
一干气的压力：51bar；
一冷却水的温度：30℃；
一水交换器的出口温度：37℃；
—丙烷的冷凝温度：47℃；
—离心压缩机K1、K2、K3的效率：82％；
—膨胀涡轮机X2的效率：85％；
—轴向压缩机XK1的效率：86％；
—在一个轴线GE6上的功率：31570kw；
—在一个轴线GE7上的功率：63140kw；
—在一个轴线GE5D上的功率：24000kw；
在一个轴线上的功率表示在一个燃气涡轮机的轴General Electric dereference GE5D，GE6，GE7上具有的功率。这种类型的涡轮机与图1-7中所示的压缩机K1、K2、K3连接。
要液化的天然气流量的选择方法是使轴线上具有的功率饱和。(对于图1描述的液化工艺)考虑以下3种情况：
—用于带动一台GE6涡轮机和一台GE7涡轮机，这相当于每年300万吨-160℃GNL产品的流量为。
—用于带动两台GE7涡轮机，这相当于每年400万吨-160℃GNL产品的流量。
—用于带动3台GE7涡轮机，这相当于每年600万吨-160℃GNL产品的流量。
其中一个可以很容易地计算一个参数的影响又而不进入一个工艺的细节的方法是与Exergie方法有关的理论功(Travail Theorique)概念的方法。
使一个系统从状态1过渡到状态2需要提供的理论功由下式给出：
    W1-2＝T0×(S1-S2)-(H1-H2)
其中：
W1-2：理论功(kJ/kg)
T0：热的排出温度(K)
S1：状态1的熵(kJ/(K.kg))
S2：状态2的熵(kJ/(K.kg))
H1：状态1的焓(kJ/kg)
H2：状态2的焓(kJ/kg)
在当前的案例中，热的排出温度等于310.15K(37℃)。状态1为37℃和51bar的天然气，状态2为温度为T2的50bar的GNL。
下面的表2表示对天然气A和B液化的理论功随液化工艺出口处GNL温度的变化。当冷却压缩机的功率恒定不变时，理论功的降低表现为液化周期的能力可能增加。
                         表2
 GNL1的温度(℃)                      天然气A
理论功(kJ/kg) 理论功(％) 可能能力(％)
    -130     356.63     71.19     140.46
    -135     376.93     75.25     132.90
    -140     398.45     79.54     125.72
    -145     421.57     84.16     118.82
    -150     446.24     89.08     112.26
    -155     472.64     94.35     105.99
    -160     500.93     100.00     100.00
    *************                     天然气B
    -130     355.89     71.35     140.16
    -135     376.04     75.39     132.65
    -140     397.43     79.67     125.51
    -145     420.23     84.24     118.70
    -150     444.56     89.12     112.21
    -155     470.74     94.37     105.97
    -160     498.82     100.00     100.00
可以观察到，用气体A和B得到的数字非常接近。能力的可能增加大约为1.14％/℃，℃为在图1所示液化装置的出口得到的GNL的温度。
根据下面的公式，对生产出的GNL的一个温度T1，能力C1表达为T0温度下的能力C0的函数：
    C1＝C0×1.0114(T1-T0)
其中：
C1：在T1下的GNL生产能力(kg/小时)；
C0：在T0的GNL参照生产能力(kg/小时)；
T1：GNL的生产温度(℃)
T2：GNL的参照生产温度(℃)
从中得出，在-140℃，GNL生产装置的能力是它在-160℃能力的125.5％，这是很可观的。
一个GNL生产装置的实际做功显然取决于所选择的工艺。图1所示工艺是APCI公司开发的一个以MCR为名的很熟悉的工艺，并已得到广泛应用。
在这儿，这个工艺以一种特殊的方式进行实施，这种方式使该工艺非常有效：丙烷周期包括4个阶段，并且MCR(多组分冷却器，图1中的流106)和丙烷(图1的流体102)的冷却在热交换器E3中进行，E3是一个焊接铝板交换器。
得到的结果示于表3：
                             表3
 GNL1的温度(℃)                      天然气A
理论功(kJ/kg) 理论功(％) 可能能力(％)
    -130     702.77     72.23     138.45
    -135     739.93     76.05     131.50
    -140     781.25     80.29     124.54
    -145     820.56     84.33     113.53
    -150     867.88     89.20     112.11
    -155     917.44     94.29     106.05
    -160     972.99     100.00     100.00
    *************                      天然气B
    -130     688.86     71.24     140.37
    -135     728.22     75.31     132.78
    -140     772.16     79.86     125.23
    -145     814.34     84.22     118.74
    -150     861.75     89.12     112.21
    -155     94.37     105.97
    -160     100.00     100.00
可以观察到，这些结果完全证实了表1中所示的理论功计算得到的结果。
液化工艺的效率可以从实际功和理论功出发进行计算。液化工艺的效率基本上是恒定的，正如可以从表4所示的结果观察到的，液化工艺的效率约为51.5％。
                              表4
 GNL1的温度(℃)                      天然气A
理论功(kJ/kg) 实际功(％) 效率(％)
    -130     356.63     702.77     50.75
    -135     376.93     739.93     50.94
    -140     398.45     781.25     51.00
    -145     421.57     820.56     51.38
    -150     446.24     867.88     51.42
    -155     472.64     917.44     51.52
    -160     500.93     972.99     51.48
    *************                      天然气B
    -130     355.89     688.86     51.66
    -135     376.04     728.22     51.64
    -140     397.43     772.16     51.47
    -145     420.23     814.34     51.60
    -150     444.56     861.75     51.59
这个结果完全令人满意。无论所选择的GNL生产温度如何，将始终保证工艺的使用者得到液化工艺的最好部分。人们还发现，要液化的天然气的成分并不重要。
因此，已知液化工艺的新的应用可以提高在一个生产装置出口得到的GNL1的温度，同时可以大大提高产出量，直到在-130℃下提高40％。
前面在图1中描述的生产装置的出口得到的GNL1可以在一个如图2或图3所示的除氮装置中除氮。当从气藏中采出的天然气含有比例比较大的氮时，例如从0.100％mol以上到5-10％mol，就需要这种除氮作业。
图2示意性地表示的设备是一个最终闪蒸GNL除氮装置。闪蒸在膨胀的GNL2分离为更有挥发性的富氮第一顶馏分3和挥发性比较差的贫氮第一底馏分4时得到。如前面描述的，这个分离在一个球V1中进行。
根据一种运行模式，在-150℃和48bar下生产出的含氮(B)组分天然气在水利涡轮机X3中膨胀到大约为4bar的压力，然后在一个阀门18中膨胀到1.15bar。得到的双相混合物2在分离球V1中一方面分离出富含氮的闪蒸气3，另一方面分离出冷却的GNL4。如前面所述，冷却的GNL被送往储罐。构成第一气态馏分的闪蒸气3在交换器E1中加热到-70℃，然后在压缩机K1中压缩到29bar。压缩机K1产生形成第一压缩馏分5，这个馏分为富含氮的可燃气。
大约23％的第一压缩馏分5以馏分6的形式循环。馏分6在交换器E1中通过与闪蒸气3交换热量而被冷却，然后与冷却和膨胀的GNL2混合。
这个装置可以液化一部分闪蒸气(约23％)，并减少产出的可燃气体的量。一个符合图2的除氮装置的特性示于下面的表5中，其中题为“1GE6+1 GE7”的一列相当于一个符合图1的GNL生产装置，为压缩机K1、K2、K3使用1台燃气轮机GE6和1台燃气轮机GE7，“2GE7”相当于使用两台涡轮机GE7生产GNL1，“3GE7”表示使用3台涡轮机。
                        表5
单位 1GE7+1GE6  2GE7  3GE7
GNL1
温度   ℃ -150 -150 -150
流量 kg/小时 406665  542219  813330
冷却GNL4
流量 kg/小时   368990   491985  737980
低比热值 KJ/kg   48412   48412  48412
含氮量 ％mol   1.38   1.38  1.38
GNL4产量，低热值 GJ/小时％   17864100   23818100  35727100
可燃气5
流量 kg/小时   37676   50235  75352
低比热值 kJ/kg   27492   27492  27492
可燃气产量，低比热值 GJ/小时   1036   1381  2072
除氮装置
压缩机K1的功率 KW   7037   9383  14074
特性
生产GNL单位功率 kJ/kg   1019   1019  1019
K1功率与GNL4产量的比值   0.0210   0.0210  0.0210
图3示意性地表示的设备是一个带有除氮塔的GNL除氮装置。用一个除氮塔C1取代球V1中的闪蒸可以明显提高提取GNL中所含氮的效率。
在这个设备中，-145℃的GNL1在水力膨胀涡轮机X3中膨胀到5bar，然后在交换器E2中通过与在塔底部的沸腾器16中循环的液体的热交换冷却到-146.2℃到-157℃，以便得到一种膨胀并冷却的GNL流体20。流体20在一个阀门21中第二次膨胀到1.15bar，并给除氮塔C1提供与GNL22的混合物，GNL22来自压缩可燃气体5的部分再循环。
在除氮塔C1的底部，GNL包括0.06％的氮，而使用最终闪蒸的GNL的含氮量为1.38％(图2和表5)。塔底部的GNL被一个泵P1泵送，并且有一个冷却GNL的馏分4，这个馏分被送往储罐。
是来自塔C1的第一头部组分的可燃气体3在交换器中加热到-75℃，然后在压缩机K1中压缩到29bar，并被水冷却器31-34冷却，以便提供一种压缩的可燃气5。
占压缩气体5的23％的流体6在交换器E1中加热流动3后向塔C1再循环。
产生的可燃气，在使用一台涡轮机GE6和一台GE7的情况下为1031GJ/小时，在总热值方面与图2的最终闪蒸装置的总热值基本相同。使用更大的GNL生产装置(两台或3台GE7)时也是一样。
使用通过塔除氮的技术可以使液化机组的能力增加5.62％的，而增加的成本较小。
需要理解的是，是使用一个除氮塔C1和可燃气体的再循环才得到这个非常令人鼓舞的结果。
可燃气压缩机K1的功率取决于装置的大小。功率为：
—对一个使用1台FE6与一台GE7联合的GNL装置为8087KW；
—对一个使用两台GE7的GNL装置为10783KW；
—对一个使用3台GE7的GNL装置为16174KW；
这些机器的功率和起动问题使得最好使用一台燃气轮机带动可燃气体的压缩机K1。该工艺的其他特性示于表6。
                                   表6
单位 1GE7+1GE6  2GE7  3GE7
GNL1
温度   ℃ -145.5 -145.5 -145.5
流量 Kg/小时  428175  570899  856350
冷却GNL4
流量 Kg/小时  381659  508877  763318
低比热值 KJ/kg  49434  49434  49434
含氮量 ％mol  0.06  0.06  0.06
GNL4产量，低热值 GJ/小时％  18867105.62  25156105.62  37734105.62
可燃气5
流量 kg/小时  46517  62023  93034
低比热值 kJ/kg  22191  22191  22191
可燃气产量，低比热值 GJ/小时  1032  1376  2065
除氮装置
压缩机K1的功率 KW 8087  10783  16174
特性
生产GNL的单位功率 kJ/kg 995  995  995
K1功率与GNL4产量比 0.0201  0.0201  0.0201
GNL的附加产量 kg/hGJ/h 126691003  168921338  253382007
气体处理和液化工业装置遇到的主要问题之一在于压缩装置的最佳应用，这些压缩装置从购买的角度和能量消耗的角度都代表了很大的投资。实际上，需要大约几万千瓦功率的压缩机应该是可靠的，并且能够在尽可能大的负荷范围内在最佳效率的条件下使用。当然，这种注意也适用于使这些压缩机运行的装置。由于商业上具有的功率范围，这些装置在这里一般为燃气涡轮机。
为了有效，应该在全容量下使用燃气涡轮机。例如一个根据图2、3之一描述的实施例运行的除氮装置，带动压缩机K1的燃气涡轮机应该有一个适应压缩机所需功率的最大功率，以便得到尽可能有利的压缩效率。
但是，可能会达到一台燃气涡轮机在输送给压缩机的功率明显在它的容量以下的条件下工作。
例如通过最终闪蒸或通过在一个塔中分离进行除氮时，一台功率为24000KW的燃气涡轮机GE5d与压缩机K1连接时就是这种情况。涡轮机的这种欠使用(sous_utilisation)的结果是与涡轮机的能耗有关的压缩能量效率的降低。
当然，正如前面已经解释的，压缩机K1的功率根据装置的大小而变化。因此，使用一台GE5d涡轮机可以得到剩余功率的好处，剩余功率为：
—对一个使用一台GE6涡轮机与一台GE7涡轮机结合的GNL装置为15913KW；
—对一个使用两台GE7涡轮机的GNL装置为13217KW；
—对一个使用3台GE7涡轮机的GNL装置为7826KW；
因此希望利用这种具备的剩余能量。本发明所述工艺特别提出利用具有的总功率带动压缩机K1。
本发明所述工艺还可以提高液化工艺出口的温度，以得到GNL1，并且可以利用带动K1的燃气涡轮机具有的剩余功率把GNL冷却到-160℃。
另外，由于可以提高例如根据APCI工艺生产的GNL1的温度，本发明所述工艺可以大大提高冷却到-160℃的GNL流量，在有些情况下可以提高40％。
由于实现该工艺所需装置的简单性，本发明工艺的优点是容易实施。
上面描述的图4表示一个使用一个除氮塔C1的本发明所述工艺的实施例。对于同样的带动压缩机K1的涡轮机功率，作业条件取决于天然气液化装置的产能。
一种GNL1下通过图1所示的APCI工艺在-140.5℃产出。已经用两台GE7燃气涡轮机带动压缩机K2、K3实施了该工艺。这个GNL1进入图4所示的设备。GNL1在带动一台发电机的水利膨胀涡轮机X3中膨胀到6.1bar，然后在一个热交换器E2中通过与一种在塔底部的一个沸腾器16中循环的液体的热交换冷却到-142.2到-157℃，以提供一种冷却的GNL20。正如前面在图的描述中指出的，冷却的GNL20在一个阀门21中膨胀到1.15bar，得到一种膨胀的流体2，流体2与一个流体22混合提供给塔C1。
从塔C1的底部析出的GNL流体4含有0.00％的氮。
可燃气体3在交换器E1中加热到-34℃，然后在压缩机K1中压缩到29bar，以便供给一个可燃气体网。
与一个已知工艺的第一个区别是从可燃气流5取出的压缩气6的量：现在这个量高达73％。这个压缩气6在压缩机XK1中压缩到38.2bar，以便提供一种馏分7。馏分7在一个水的热交换器24中冷却到37℃，然后分离成两个流体8和9。
流体8是大部分，占流体7的70％，它通过从交换器E1通过冷却到-82℃，然后提供给与压缩机XK1连接的涡轮机X1。涡轮机出口的膨胀流体10的压力为9bar、温度为-138℃，流体10在交换器E1中加热到32℃，然后提供给压缩机K1的一个中压级11，这个中压级为第三级。
流体9是小部分，占流体7的30％，这部分被液化和冷却到-160℃，并返回除氮塔C1。
产出的可燃气体为1400GJ/小时，在总热值方面与最终闪蒸装置相同。使用本发明的除氮技术和工艺可以使液化机组的能力提高11.74％，增加成本的合理。
需要理解的是，是一个除氮塔、压缩可燃气的再循环和膨胀涡轮的线路的结合导致这个非常令人吃惊的结果。
对于其他尺寸的GNL生产装置，结果示于表7。
                                表7
单位 1GE7+1GE6  2GE7  3GE7
GNL1
温度   ℃  -138.5  -140.5  -143.5
流量 Kg/小时   462359   602827   875470
冷却GNL4
流量 Kg/小时   413619   537874   781438
低比热值 KJ/kg   49479   49479   49474
含氮量 ％mol   0.00   0.00   0.00
GNL4产量，低热值 GJ/小时％   20465114.57   26613111.74   38661108.21
可燃气5
流量 kg/小时   48713   64994   94055
低比热值 kJ/kg   21008   21535   21521
可燃气产量，低比热值 GJ/小时   1023   1400   2024
除氮装置
压缩机K1功率   KW   23963   23970   23990
膨胀器X1功率   KW   2835   2058   1175
特性
生产GNL单位功率   kJ/kg   1056   1030   983
K1功率与GNL4产量比值   0.0213   0.0208   0.0199
GNL的附加产量   kg/hGJ/h   446292602   458892795   434582934
观察到产能的增加为：
—对一个使用一台GE7涡轮机与一台GE6涡轮机结合的GNL装置为14.2％；
—对一个使用两台GE7涡轮机的GNL装置为11.7％；
—对一个使用3台GE7涡轮机的GNL装置为8.21％；
符合本发明的工艺另外一个很大的优点是调节可燃气体的产出量。实际上，如下面的表8列举的一个例子所表示的，这样就可以有一个始终如一的可燃气的产量。
                    表8
  单位  2GE7
 GNL1
温度     ℃ -135
流量   kg/小时  641176
冷却GNL4
流量   kg/小时  546088
低比热值   kJ/kg  49454
含氮量   ％mol  0.00
GNL4产量，低热值   GJ/kg％  27006113.39
可燃气5
流量   kg/小时  95092
低比热值   kJ/kg  29361
可燃气产量，低比热值   GJ/小时  2792
除氮装置
压缩机K1功率     KW  23900
膨胀器X1功率     KW  802
性能
生产GNL4的单位功率   kJ/kg  1014
K1功率/GNL4产量比  0.0205
 GNL附加产量 Kg/小时GJ/小时 541033188
人们发现，当可燃气体的量从1400GJ/小时过渡到2800GJ/小时时，产能可以提高13.39％，产能增加的1.65％(13.39％减去11.74％)是由于可燃气体产量的增加。
本发明所述工艺的另一个使用一个除氮塔的实施例示于上面表述的图5。与图4的区别在于这个实施例使用了一个分离球V2。
在-140.5℃的温度和48.0bar的压力下，以33294kmol/小时的流量得到的成分为“B”的GNL1在水利涡轮机X3中膨胀到6.1bar和-141.25℃，然后在阀门18中重新膨胀到5.1bar和-143.39℃，以便提供膨胀流体2。
流体2(33294kmol/小时)与流体35(2600kmol/小时)混合，得到-146.55℃的流体36(35894kmol/小时)。
流体35由42.97％的氮、57.02％的甲烷和0.01％的乙烷组成。
由6.79％的氮、85.83％的甲烷、4.97％的乙烷、1.71％的丙烷、0.27％的异丁烷和0.44％的正丁烷组成的流体36在球V2中分离为第二顶馏分12(1609kmol/小时)和第二底馏分13(34285kmol/小时)。
流体12(45.58％的氮、54.4％的甲烷和0.02％的乙烷)在交换器E1中加热到33℃，以提供流体37，流体37在4.9bar下供给压缩机K1的中压级14。
流体13(4.97％的氮、87.3％的甲烷、5.20％的乙烷、1.79％的丙烷、0.28％的异丁烷和0.46％的正丁烷)在热交换器E2中冷却，以提供-157℃和4.6bar的流体20。流体20在阀门28中膨胀，得到-165.21℃和1.15bar的流体29，流体29进入塔C1。
塔C1的头部产生-165.13℃的第一顶馏分3(4032kmol/小时)。馏分3(41.72％的氮和58.27％的甲烷)在交换器E1中加热，得到-63.7℃和1.05bar的流体41。流体41供给压缩机K1的低压吸入口15。
塔C1产生-159.01℃和1.15bar的第一底馏分4，流量为30253kmol/小时。这个馏分4(0.07％的氮、91.17％的甲烷、5.90％的乙烷、2.03％的丙烷、0.32％的异丁烷和0.52％的正丁烷)被泵P1输送，以提供4.15bar和-158.86℃的馏分39，然后馏分离开设备。
塔C1装有一个在塔底部的沸腾器16，这个沸腾器冷却流体13，以得到流体20。
压缩机K1产生37℃和29 bar的压缩流体5，流量为11341kmol/小时。这个可燃气流5(42.9％的氮和57.09％的甲烷)分离为一个流体40和一个流体6，流体40的流量为3041kmol/小时，并离开设备，流体6的流量为8300kmol/小时，在压缩机XK1中被压缩。
压缩机XK1产生68.18℃和39.7bar的压缩流体7。流体7在水热交换器24中冷却到37℃，然后分离为流体8和流体9。
流体8(5700kmol/小时)在交换器E1中冷却，得到-74℃和38.9bar的流体25。
流体9(2600kmol/小时)在交换器E1中冷却，得到-155℃和38.4bar的流体22。然后流体22在阀门23中膨胀，得到-168℃和5.1bar的流体35。
流体25在膨胀涡轮机X1中膨胀，膨胀涡轮机X1产生温度为-139℃、压力为8.0bar的馏分10。然后馏分10在交换器E1中加热，产生温度为32℃、压力为7.8bar的馏分26。
馏分26供给压缩机K1的中压级11。压缩机K1和膨胀器X1的特性如下：
除氮装置
压缩机K1功率 22007KW
膨胀器X1功率 2700KW
使用球V2可以在压缩机K1的功率上得到大约2000KW。
通过这些对富含氮的气体B的研究，从本发明所述工艺得到：
—提高液化工艺出口的GNL温度可以使GNL的生产能力提高1.2％/℃。
—使用一个与产生的一部分可燃气的液化有关的除氮塔比一个最终闪蒸有效的多；
—通过使用新工艺使连接在压缩机K1上的燃气涡轮机的功率饱和可以使GNL的生产能力得到很大增加。
—提高产出的可燃气体的量可以使GNL的生产能力得到补充的增加。
—加入分离球V2可以改进压缩机K1的负荷，并降低它的使用成本。
下面的研究涉及使用贫氮气体A，其中最终闪蒸装置不产生可燃气体。
众所周知，含有很少氮的天然气不需要使用最终闪蒸。
因此GNL可以直接在-160℃下产出，并且在一个水力涡轮机中膨胀后送往储罐，例如一个与X3类似的涡轮机：这种涡轮机涉及推动的过冷却技术？。
当选定推动的过冷却时，可燃气体可以有各种来源：
—甲烷馏除塔的头部气体；
—冷凝物稳定塔的头部气体；
—储罐的汽化气体；
—天然气干燥器的再生气等。
因此更可以加入一个可燃气源，而没有产生剩余可燃气的危险。如果希望通过提高液化工艺产出的GNL的温度来提高GNL生产线的产能，必须使用一种不产生或很少产生可燃气的工艺。
本发明所述工艺可以达到这个目的。该工艺可以提高液化工艺出口的GNL温度，因此提高用于储存的冷却GNL4的流量。
这个工艺示于图6，并且已经在前面进行了描述。对于同样的与压缩机K1连接的涡轮机的功率，作业条件取决于液化装置的产能。下面作为例子描述一个使用来自一个包括两台GE7的GNL生产装置的GNL1的案例：
温度为-147℃的GNL1在带动一台发电机的水利涡轮机X3中膨胀到2.7bar，然后在阀门18中第二次膨胀到1.15bar，并与来自压缩燃料气5液化的GNL混合，并提供给闪蒸球V1。
在闪蒸球V1的底部，GNL的温度为-159.2℃，压力为1.15bar。然后GNL离开设备，以便被储存。
是第一顶馏分的燃料气3在交换器E1中加热到32℃，然后在压缩机K1中压缩到29bar，或许可以提供给燃料气网。在这个案例中，所有的燃料气都送到压缩机XK1中，以便提供41.5bar的压缩流体7。然后压缩流体7在水热交换器24中冷却到37℃，然后分成两个流体8和9。
占流体7的79％的流体8被冷却到-60℃，然后供给与压缩机XK1连接的涡轮机X1。涡轮机X1提供压力为9bar、温度为-127℃的膨胀气体10。流体10在交换器E1中加热，得到32℃的加热流体26，然后供给压缩机K1第三级的吸入口。
占流体7的21％的流体9在交换器E1中液化并冷却到-141℃，然后返回到闪蒸球V1中。
使用新的工艺可以以合理的成本增加使液化机组的能力增加15.82％。
需要了解的是，压缩可燃气体的再循环与膨胀涡轮机循环的结合才得到这个非常令人吃惊的结果。
对于不同规模的GNL生产装置的结果示于表9和表10中：
—表9表示一个根据图6所示的本发明所述工艺的实施例运行的装置的特征；
—表10作为比较表示推动过冷却技术冷却装置的特征。
                                   表9
单位  1GE7+1GE6  2GE7  3GE7
GNL1
温度   ℃ -144 -147 -151
流量 Kg/小时  430862  556506  799127
冷却GNL4
流量 Kg/小时  430862  556506  799127
低比热值 KJ/kg  49334  49334  49334
含氮量 ％mol  0.10  0.10  0.10
GNL4产量，低热值 GJ/小时％  21256100  27455115.82  39424110.87
可燃气5
流量 kg/小时  0  0  0
低比热值 kJ/kg  0  0  0
低比热值可燃气产量 GJ/小时  0  0  0
除氮装置
压缩机K1的功率 KW  24000  24000  23543
膨胀器X1的功率 KW  4719  4719  4850
特性
生产GNL的比功率 kJ/kg  1014  995  984
K1功率与GNL4产量比值  0.0206  0.0202  0.0199
GNL的附加产量 Kg/hGJ/h  704893477  760103749  783813866
                              表10
  单位   1GE7+1GE6   2GE7   3GE7
GNL1
温度   ℃  -160   -160  -160
流量 Kg/小时  360373   480496  720746
冷却GNL4
流量 Kg/小时  360373   480496  720746
低比热值 KJ/kg  49334   49334  49334
含氮量 ％mol  0.10   0.10  0.10
GNL4产量，低热值 GJ/小时％  17779100.00   23705100.00  35558100.00
可燃气5
流量 kg/小时   0   0   0
低比热值 kJ/kg   0   0   0
低比热值可燃气产量 GJ/小时   0   0   0
最终闪蒸装置
压缩机K1的功率 KW   0   0   0
膨胀器X1的功率 KW   0   0   0
特性
生产GNL的比功率 kJ/kg   973   973   973
 K1功率与GNL4产量比值   0.0197   0.0197   0.0197
 GNL的附加产量 Kg/hGJ/h   00   00   00
使用一个符合本发明的工艺的设备比推动冷却技术增加的产能如下：
—对一个使用一台GE7涡轮机与一台GE6涡轮机结合的GNL装置为19.6％；
—对一个使用两台GE7涡轮机的GNL装置为15.8％；
—对一个使用3台GE7涡轮机的GNL装置为10.9％；
需要时，也可以根据图6的本发明所述工艺的实施例生产可燃气体。例如这种可能性列举在下面的表11中。
                     表11
  单位  2GE7
GNL1
温度     ℃  -143
流量 kg/小时  583534
冷却GNL4
流量 kg/小时  567402
基本比热值 kJ/kg  49351
含氮量 ％mol  0.06
GNL4产量，低热值 kJ/kg％  28002118.13
可燃气5
流量 kg/小时  16132
低比热值 kJ/kg  48659
可燃气产量，低比热值 GJ/小时  785
除氮装置
压缩机K1功率     KW 23888
膨胀器X1功率     KW 2520
性能
生产GNL4的单位功率     kJ/kg 976
K1功率/GNL4产量比 0.0198
GNL附加产量     Kg/小时GJ/小时 869064297
当可燃气的产量从0过渡到785GJ/小时时，产能可以增加18.3％，也就是产能增加的2.31％(18.31％减去15.82％)是由于可燃气的产量。这个结果比用除氮设备得到的结果更明显。
使用一个除氮塔的本发明所述工艺的另一个实施例示于前面描述的图7。与图6不同的是，这个实施例是使用了一个分离球V2。
在-147℃的温度和48.0bar的压力下，以30885kmol/小时的流量得到的成分为“A”的GNL1在水利涡轮机X3中膨胀到2.7bar和-147.63℃，然后在阀门18中重新膨胀到2.5bar和-148.33℃，以便提供膨胀流体2。
流体2(30885kmol/小时)与流体35(3127kmol/小时)混合，得到-149.00℃的流体36(34012kmol/小时)。
流体35由3.17％的氮、96.82％的甲烷和0.01％的乙烷组成。
由0.38％的氮、91.90％的甲烷、4.09％的乙烷、2.27％的丙烷、0.54％的异丁烷和0.82％的正丁烷组成的流体36在球V1中分离为第二顶馏分12(562kmol/小时)和第二底馏分13(33450kmol/小时)。
流体12(5.41％的氮、94.57％的甲烷和0.02％的乙烷)在交换器E1中加热到34℃，以提供流体37，流体37在2.4bar下供给压缩机K1的中压级14。
流体13(0.03％的氮、91.85％的甲烷、4.16％的乙烷、2.31％的丙烷、0.55％的异丁烷和0.83％的正丁烷)在阀门28中冷却，得到-159.17℃和1.15bar的流体29，流体29进入塔C1。
球V1头部产生-159.17℃的第一顶馏分3(2564kmol/小时)。馏分3(2.72％的氮、97.27％的甲烷和0.01％的乙烷)在交换器E1中加热，得到-32.21℃和1.05bar的流体41。流体41供给压缩机K1的低压吸入口15。
球V1产生-159.17℃和1.15bar的第一底馏分4，流量为30886kmol/小时。这个馏分4(0.10％的氮、91.40％的甲烷、4.50％的乙烷、2.50％的丙烷、0.60％的异丁烷和0.90％的正丁烷)被泵P1输送，以提供4.15bar和-159.02℃的馏分39，然后馏分39离开设备。
压缩机K1产生5-37℃和29bar的压缩流体5，流量为13426kmol/小时。这个可燃气流5(3.18％的氮、96.81％的甲烷和0.01％的乙烷)全部在压缩机XK1中被压缩，不产生可燃气体40。
压缩机XK1产生72.51℃和42.7bar的压缩流体7。流体7在水热交换器24中冷却到37℃，然后分离为流体8和流体9。
流体8(10300kmol/小时)在交换器E1中被冷却，得到-56℃和41.9bar的流体25。
流体9(3126kmol/小时)在交换器E1中被冷却，得到-141℃和41.4bar的流体22。然后流体22在阀门23中膨胀，以提供-152.37℃和2.50bar的流体35。
流体25在膨胀涡轮机X1中膨胀，膨胀涡轮机X1产生温度为-129.65℃、压力为8.0bar的馏分10。然后馏分10在交换器E1中加热，产生温度为34℃、压力为7.8bar的馏分26。
馏分26供给压缩机K1的中压级11。压缩机K1和膨胀器X1的特性如下：
除氮装置
压缩机K1功率 23034 KW
膨胀器X1功率 2700 KW
使用球V2可以在压缩机K1的功率上得到大约1000KW。
最后，通过对贫氮的气体A的这些研究，从本发明所述工艺得到：
—提高液化工艺出口的GNL温度可以使GNL的生产能力提高1.2％/℃，这个结果与气体B得到的结果相同。
—使用一个最终闪蒸(球V1)和带动压缩机K1的燃气涡轮机的功率饱和可以通过本发明的工艺大大提高GNL的产能，而不生产可燃气。
—生产可燃气可以使GNL的产能增加。这个好处是不可忽略的，并且可以被证实是一个决定因素。
—加入分离球V2可以改进压缩机K1的负荷，并降低它的使用成本。

Claims (13)

1.一种含有甲烷和C2以及C2以上碳氢化合物的带压液化天然气(1)的冷却工艺，该工艺包括一个第一阶段(I)，在其中：
——(Ia)使所述带压液化天然气(1)膨胀，以便提供一种膨胀的液化天然气流(2)；
——(Ib)把所述膨胀液化天然气(2)分离成一种更有挥发性的第一顶馏分(3)和一种挥发性比较差的第一底馏分(4)；
——(Ic)由冷却液化天然气组成的所述第一底馏分(4)被收集；
——(Id)在一个第一压缩机(K1)中加热、压缩所述第一顶馏分(3)并使其冷却，以便提一种可燃气体的第一压缩馏分(5)，并收集所述馏分(5)；
——(Ie)从所述第一压缩馏分(5)中抽取一种第二压缩馏分(6)，然后使所述第二压缩馏分(6)冷却，并与所述膨胀液化天然气流(2)混合；
该工艺的特征在于：还包括一个第二阶段(II)，在其中：
——(IIa)所述第二压缩馏分(6)在与一个膨胀涡轮机(X1)连接的一个第二压缩机(XK1)中被压缩，以便提供一种第三个压缩馏分(7)；
——(IIb)所述第三压缩馏分(7)被冷却，然后分离成一种第四压缩馏分(8)和一种第五压缩馏分(9)；
——(IIc)所述第四压缩馏分(8)在与所述第二压缩机(XK1)连接的所述膨胀涡轮机(X1)中冷却和膨胀，以便提供一个膨胀的馏分(10)，然后所述馏分(10)被加热，并进入所述压缩机(K1)的一个中压级(11)；
——(IId)所述第五压缩馏分(9)被冷却，然后与所述膨胀的液化天然气流(2)混合。
2.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述膨胀的液化天然气流(2)在所述阶段(Ib)前分离为一个第二顶馏分(12)和一个第二底馏分(13)，并且所述第二顶馏分(12)被加热，然后进入所述第一压缩机(K1)在第一中压级(11)与一个低压级(15)中间的第二中压级(14)，所述第二底馏分(13)分离为所述第一顶馏分(3)和所述第一底馏分(4)。
3.如权利要求1或权利要求2所述的工艺，其特征在于，每个压缩阶段后跟随一个冷却阶段。
4.通过上述权利要求中任一项所述工艺得到的冷却液化天然气(4)。
5.通过权利要求1至3中任一项所述工艺得到的可燃气(5)。
6.一种含有甲烷和C2以及C2以上碳氢化合物的带压液化天然气(1)的冷却设备，该设备包括实施一个第一阶段(I)的装置，在其所述第一阶段(I)中：
——(Ia)使所述带压液化天然气(1)膨胀，以便提供一种膨胀的液化天然气流(2)；
——(Ib)把所述膨胀液化天然气(2)分离成一种更有挥发性的第一顶馏分(3)和一种挥发性比较差的第一底馏分(4)；
——(Ic)由冷却液化天然气组成的所述第一底馏分(4)被收集；
——(Id)在一个第一压缩机(K1)中加热、压缩所述第一顶馏分(3)并使其冷却，以便提供一种可燃气体的第一压缩馏分(5)，并收集所述馏分(5)；
——(Ie)从所述第一压缩馏分(5)中抽取一个第二压缩馏分(6)，然后把所述第二压缩馏分(6)冷却，并与所述膨胀液化天然气流(2)混合；
该设备的特征在于：还包括实施一个第二阶段(II)的装置，在所述第二阶段(II)中：
——(IIa)所述第二压缩馏分(6)在与一个膨胀涡轮机(X1)连接的一个第二压缩机(XK1)中被压缩，以便提供一种第三个压缩馏分(7)；
——(IIb)所述第三压缩馏分(7)被冷却，然后分离成一个第四压缩馏分(8)和一个第五压缩馏分(9)；
——(IIc)所述第四压缩馏分(8)在与所述第二压缩机(XK1)连接的所述膨胀涡轮机(X1)中冷却和膨胀，以便提供一个膨胀的馏分(10)，然后所述馏分(10)被加热，并进入所述压缩机(K1)的一个中压级(11)；
——(IId)所述第五压缩馏分(9)被冷却，然后与所述膨胀的液化天然气流(2)混合。
7.如权利要求6所述的设备，其特征在于，该设备包括在所述阶段(Ib)前把所述膨胀液化天然气流(2)分离为一个第二顶馏分(12)和一个第二底馏分(13)的装置；并且还包括使所述第二顶馏分(12)加热然后进入所述第一压缩机(K1)在第一中压级(11)与一个低压级(15)中间的中压级(14)的装置；还包括把所述第二底馏分(13)分离为所述第一顶馏分(3)和所述第一底馏分(4)的装置。
8.如权利要求6或权利要求7所述的设备，其特征在于，所述第一顶馏分(3)和所述第一底馏分(4)在一个第一分离球(V1)中进行分离。
9.如权利要求6或权利要求7所述的设备，其特征在于，所述第一顶馏分(3)和所述第一底馏分(4)在一个蒸馏塔(C1)中进行分离。
10.如权利要求6至9中任一项所述的设备，其特征在于，所述膨胀液化天然气流(2)在一个第二分离球(V2)中分离为所述第二顶馏分(12)和所述第二底馏分(13)。
11.如权利要求9所述的设备，其特征在于，所述蒸馏塔(C1)包括至少一个侧向或在塔底部的沸腾器(16)，并且从所述蒸馏塔(C1)的一个平台(17)上取出的液体在所述沸腾器(16)中循环，该液体在一个热交换器(E2)中被加热，然后重新进入所述蒸馏塔(C1)所述平台(17)的一个下层上，并且膨胀液化天然气流(2)在所述热交换器(E1)中被冷却。
12.如权利要求6至11中任一项所述的设备，其特征在于，所述第一顶馏分(3)和所述膨胀馏分(10)的冷却以及第四压缩馏分(8)和第五压缩馏分(9)的加热在唯一一个第一热交换器(E1)中进行。
13.如权利要求6至12中任一项并结合权利要求7所述的设备，其特征在于，所述第二顶馏分(12)在所述第一热交换器(E1)中被加热。
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