CN1942726A - 液化天然气的处理 - Google Patents

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Abstract

公开了由液化天然气(LNG)物流回收乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和更重烃的方法与装置。LNG原料物流与蒸馏塔的精馏段中上升的比较温热的蒸馏物流换热接触，于是LNG原料物流被部分加热和蒸馏物流被部分冷凝。分离部分冷凝的蒸馏物流，以提供挥发性残余气体和回流物流，于是回流物流在塔顶的进料位置处供应到塔中。部分加热的LNG原料物流一部分在塔上部中间进料位置处供应到塔中，和剩余部分被进一步加热，使之部分或全部蒸发，之后在塔下部中间进料位置处供应到塔中。供应到塔中的原料的量和温度足以维持塔顶温度处于其中大部分所需组分从塔中以底部液体产物形式回收的温度下。

Description

液化天然气的处理
背景技术
[0001]本发明涉及由液化天然气(下文称为LNG)中分离乙烷和更重烃或丙烷和更重烃的方法，以提供富挥发性甲烷的残余气流和挥发性较弱的天然气液体(NGL)或液化石油气(LPG)物流。
[0002]作为管道运输的替代方法，在偏远地区的天然气有时在特殊的LNG罐内液化和运输到合适的LNG接收和储存终端处。LNG然后可再蒸发并以与天然气相同的方式用作气态燃料。尽管LNG通常具有大部分的甲烷，即甲烷占LNG的至少50mol％，但它还含有相对较少量的更重烃如乙烷、丙烷、丁烷和类似物以及氮气。常常需要将LNG内的甲烷与部分或全部更重烃分离，以便来自于蒸发LNG的气态燃料在热值方面符合管道的技术规格。另外，常常还希望使甲烷与更重烃分离，这是因为这些烃作为液体产物(作为实例，例如用作石化原料)的价值比作为燃料的价值更高。
[0003]尽管许多方法可用于从LNG中分离乙烷和更重烃，但这些方法常常必须兼顾高的回收率、低的利用成本和工艺简单性(并因此低的投资成本)。在Marshall的美国专利No.2952984中公开了通过使用回流蒸馏塔能非常高地回收乙烷的LNG方法。Markbreiter在美国专利No.3837172中公开了使用非回流的精馏塔的比较简单的方法，但局限于较低的乙烷或丙烷回收率。Rambo等在美国专利No.5114451中公开了使用压缩机能非常高地回收乙烷或非常高地回收丙烷的LNG方法，以提供用于蒸馏塔的回流。
[0004]本发明大体上涉及从这些LNG物流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和更重烃。它使用一种新型的工艺布局使得可较高地回收乙烷或较高地回收丙烷同时保持处理设备简单和投资成本低。此外，本发明降低处理LNG所要求的公用设备(电和热)，以得到比现有技术工艺更低的操作成本。根据本发明待处理的LNG物流的典型分析以大致的摩尔百分数表示为：86.7％甲烷、8.9％乙烷和其它C2组分，2.9％丙烷和其它C3组分，和1.0％丁烷+，余量由氮气组成。
[0005]为了更好地理解本发明，参考下述实施例和附图。参考附图：
[0006]图1、2和3是根据美国专利No.3837172的现有技术的LNG处理装置的流程图；
[0007]图4、5和6是根据美国专利No.2952984的现有技术的LNG处理装置的流程图；
[0008]图7、8和9是根据美国专利No.5114451的现有技术的LNG处理装置的流程图；
[0009]图10是根据本发明的LNG处理装置的流程图；
[0010]图11-18是阐述本发明用于LNG处理装置的可供替代的设备的流程图；和
[0011]图19和20是可在本发明方法中使用的替代的分馏体系图。
[0012]在上述附图的下述说明中，提供表格，这些表格概述了对于代表性工艺条件所计算的流量。在此处出现的表中，为了方便起见，流量值(mol/h)圆整为最接近的整数。表中所示的总物流流量包括所有非烃组分，因此通常大于烃组分的物流流量之和。所示的温度为圆整到最接近度数的近似值。还应当注意，为了比较附图中描述的工艺目的而进行的工艺设计计算基于下述假设：没有从周围环境泄漏热到该工艺或没有从该工艺泄漏热到周围环境中。可商购的绝缘材料的质量使这成为非常合理的假设和本领域技术人员通常采用的假设。
[0013]为了方便起见，以传统的英制单位和国际单位制(SI)单位二者报道工艺参数。在表中给出的摩尔流量可解释为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。以马力(HP)和/或千英热单位(British ThermalUnits)/小时(MBTU/Hr)形式报道的能耗对应于以磅摩尔/小时为单位的所述摩尔流量。以千瓦(kW)形式报道的能耗对应于以千克摩尔/小时为单位的所述摩尔流量。
现有技术的说明
[0014]现参考图1，为了比较目的，我们以美国专利No.3837172中的LNG处理装置的实例为开始，其中采用所述装置产生含有存在于原料物流内的大部分C2组分和更重烃组分的NGL产物。来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达精馏塔16。流出泵的物流41a分成两部分，物流42和43。第一部分即物流42通过阀门12膨胀到精馏塔16的操作压力(约395psia[2723kPa(a)])并作为顶部塔原料供应到塔中。
[0015]加热第二部分即物流43，之后进入精馏塔16，以便全部或部分物流43蒸发，从而降低在精馏塔16内向下流动的液体量并使得可使用较小直径的塔。在图1所示的实施例中，通过冷却来自塔的液体产物(物流47)，在换热器13内首先加热物流43到-229[-145℃]。然后使用低级有用热源，在该实施例中使用海水，进一步在换热器14内加热部分加热的物流43a到30[-1℃](物流43b)。在通过阀门15膨胀到精馏塔16的操作压力之后，所得物流43c在27[-3℃]下流到塔中间的进料位置。
[0016]精馏塔16(通常称为脱甲烷塔)是常规的蒸馏塔，其含有多个垂直间隔的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合。塔板和/或填料提供塔内下落的液体和上升的蒸气之间的必须接触。如图1所示，精馏塔可由两部分组成。上部的吸收(精馏)部分16a含有塔板和/或填料，以提供上升的蒸气与下落的冷却液体之间的必须接触，以冷凝并吸收乙烷和更重组分；下部的汽提(脱甲烷)部分16b含有塔板和/或填料，以提供下落的液体和上升的蒸气之间的必须接触。脱甲烷部分还包括一个或多个再沸器(如再沸器22)，它加热并蒸发在塔内向下流动的部分液体，以提供在塔内向上流动的汽提蒸气。这些蒸气从液体中汽提甲烷，以便底部液体产物(物流47)基本上不含甲烷且由包含在LNG原料物流内的大部分C2组分和更重烃组成。(由于在塔的再沸器内要求的温度水平，通常要求高级有用热源，如在这一实施例中使用的加热介质，以提供输入到再沸器的热量。)以底部产物的体积为基准，基于0.005∶1的甲烷与乙烷比的典型技术要求，液体产物物流47在71[22℃]下流出塔底。在如前所述的换热器13内冷却至19[-7℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。
[0017]脱甲烷塔的塔顶蒸气物流46是富甲烷的残余气体，其在-141[-96℃]下离开塔。在交叉换热器29内加热到-40[-40℃]，以便可在压缩机28内使用常规的冶金术之后，物流46a进入压缩机28(通过辅助电源驱动)并被压缩到用于销售的管线压力(物流46b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至50[10℃]之后，残余气体产物(物流46c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0018]通常调节LNG相对地分离成物流42和43，以维持在底部液体产物(物流47)内所需的C2组分和更重烃组分的所需回收水平。增加供料到精馏塔16顶部的分离成物流42的量将增加回收程度，直到达到其中脱甲烷塔的塔顶蒸气(物流46)的组成与LNG的组成(即在物流42a内的液体组成)平衡时的点。一旦达到这一点，则进一步增加分离成物流42的量不会再进一步增加回收率，而是简单地增加再沸器22内所要求的高级有用热的量，这是因为较少的LNG分离成物流43并在换热器14内利用低级有用热加热。(高级有用热通常比低级有用热更加昂贵，结果当最大化使用低级热和最小化使用高级热时，通常实现较低的操作成本)。对于图1所示的工艺条件来说，分离成物流42的LNG量设定在只略低于这一最大量下，以便现有技术工艺可实现其最大回收率且没有过度地增加在再沸器22内的热负荷。
[0019]下表列出了图1所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                            表I(图1)
                物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4142434647   952442865238951311   97744053754923   3221451774318   10949600109   109794941603896181361
  回收率*
  乙烷丙烷丁烷+   94.43％99.03％99.78％
  功率
  LNG原料泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   276HP5267HP5543HP34900MBTU/hr8280MBTU/hr   [454kW][8659kW][9113kW][22546kW][5349kW]
*(基于未圆整的流量)
[0020]也可采用这一现有技术工艺生产LPG产物，所述LPG产物含有存在于原料物流内的大部分C3组分和更重烃组分，如图2所示。图2工艺的处理流程基本上与前面所述的图1工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，增加再沸器22的热量输入，以便从液体产物(物流47)中汽提C2组分和略微升高精馏塔16的操作压力。
[0021]以底部产物的摩尔量为基准，基于0.020∶1的乙烷与丙烷比的典型技术要求，液体产物物流47在189[87℃]下流出精馏塔16(当生产LPG产品时，通常称为脱乙烷塔)的底部。在换热器13内冷却至125[52℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。
[0022]脱乙烷塔的塔顶蒸气(物流46)在-90[-68℃]下离开塔，在交叉换热器29(物流46a)内加热到-40[-40℃]，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流46b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至83[28℃]之后，残余气体产物(物流46c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0023]下表列出了图2所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表II(图2)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4142434647   95244286523895240   9774405379716   32214517714308   10949601108   109794941603810557422
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.78％99.09％
  功率
  LNG原料泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱乙烷塔再沸器   298HP5107HP5405HP35536MBTU/hr16525MBTU/hr   [490kW][8396kW][8886kW][22956kW][10675kW]
*(基于未圆整的流量)
[0024]若略微较低的回收程度是可接受的，则这一现有技术工艺可使用较少的功率和高级有用热，产生LPG产品，如图3所示。图3工艺的处理流程基本上与前面所述的图2工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，调节在物流42和43之间的相对分离量，以最小化再沸器22的负荷同时提供C3组分和更重烃组分的所需回收率。
[0025]下表列出了图3所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                            表III(图3)
                物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4142434647   95243604592095240   9773706079716   32212220016306   10941681108   109794155682410559420
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.00％99.04％
  功率
  LNG原料泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱乙烷塔再沸器   302HP5034HP5336HP40247MBTU/hr11827MBTU/hr   [496kW][8276kW][8772kW][26000kW][7640kW]
*(基于未圆整的流量)
[0026]图4示出了根据美国专利No.2952984的可供替代的现有技术工艺，该工艺可实现比图1所使用的现有技术工艺更高程度的回收率。此处采用的产生含有存在于原料物流内的大部分C2组分和更重烃组分的NGL产物的图4工艺被应用到与前面的图1所述相同的LNG组成和条件上。
[0027]在模拟图4的工艺中，来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达精馏塔16。流出泵的物流41a首先在回流冷凝器17内加热到-213[-136℃]，同时它冷却从精馏塔16采出的塔顶蒸气(物流46)。然后部分加热的物流41b通过冷却来自塔的液体产物(物流47)，在换热器13内加热到-200[-129℃](物流41c)，然后使用低级有用热，在换热器14内进一步加热到-137[-94℃](物流41d)。在通过阀门15膨胀到精馏塔16的操作压力(约400psia[2758kPa(a)])之后，物流41e在约-137[-94℃]下在其泡点下流到塔中间的供料位置中。
[0028]塔顶物流46在-146[-99℃]下离开精馏塔16的上部部分并流到回流冷凝器17中，在此它冷却至-147[-99℃]并通过与前面所述的冷LNG(物流41a)换热部分冷凝。部分冷凝的物流46a进入回流分离器18内，其中冷凝的液体(物流49)与未冷凝的蒸气(物流48)分离。来自回流分离器18的液体物流49通过回流泵19泵送到比脱甲烷塔16的操作压力略高的压力下，然后物流49a作为冷的塔顶原料(回流)供应到脱甲烷塔16中。这一冷的液体回流从脱甲烷塔16的上部精馏部分上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分和更重烃组分。
[0029]以底部产物的体积为基准，基于0.005∶1的甲烷与乙烷之比，液体产物物流47在71[22℃]下流出精馏塔16的底部。如前所述，在换热器13内冷却至18[-8℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。残余气体(物流48)在-147[-99℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至43[6℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0030]下表列出了图4所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表IV(图4)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4146494847   9524124762963951311   977321976   322000322   109000109   1097912531297095611418
  回收率*
  乙烷丙烷丁烷+   99.90％100.00％100.00％
  功率
  LNG原料泵回流泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   287HP9HP5248HP5544HP11265MBTU/hr30968MBTU/hr   [472kW][15kW][8627kW][9114kW][7277kW][20005kW]
*(基于未圆整的流量)
[0031]比较上表IV中关于图4的现有技术工艺与表I中关于图1的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明图4的工艺可实现明显更高的乙烷、丙烷和丁烷+回收率。然而，比较表IV与表I中的效用消耗表明，图4的工艺所要求的高级有用热比图1的工艺高得多，这是因为图4的工艺没有提供低级有用热的最佳使用。
[0032]也可采用这一现有技术工艺产生含有存在于原料物流内的大部分C3组分和更重烃组分的LPG产物，如图5所示。图5工艺的处理流程基本上与前面所述的图4工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，增加再沸器22的热量输入，以便从液体产物(物流47)中汽提C2组分，并略微升高精馏塔16的操作压力。LNG的组成和条件与前面对于图2所述的相同。
[0033]以底部产物的摩尔量为基准，基于0.020∶1的乙烷与丙烷之比，液体产物物流47在190[88℃]下流出脱乙烷塔16的底部。在换热器13内冷却至125[52℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。残余气体(物流48)在-94[-70℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至79[26℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0034]下表列出了图5所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表V(图5)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4146494847   952411401187795240   977278318129716   322330322   109000109   1097914238369610542437
  回收率*
  丙烷丁烷+   99.90％100.00％
  功率
  LNG原料泵回流泵残余气体压缩机总计   309HP12HP5106HP5427HP物流   [508kW][20kW][8394kW][8922kW]甲烷
  低级有用热LNG加热器高级有用热脱乙烷塔再沸器 1689MBTU/hr49883MBTU/hr [1091kW][32225kW]
*(基于未圆整的流量)
[0035]若略微较低的回收程度是可接受的，则这一现有技术工艺可使用较少的功率和高级有用热，产生LPG产品，如图6所示。图6工艺的处理流程基本上与前面所述的图5工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，调节来自回流冷凝器17的物流46a的出口温度，以最小化再沸器22的负荷同时提供C3组分和更重烃组分的所需回收率。LNG的组成和条件与前面对于图3所述的相同。
[0036]下表列出了图6所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表VI(图6)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  4146494847   95241048596195240   97719109399716   322978116306   109000109   1097912541198310558421
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.00％100.00％
  功率
  LNG原料泵回流泵残余气体压缩机总计   309HP7HP5108HP5424HP物流   [508kW][12kW][8397kW][8917kW]甲烷
  低级有用热LNG加热器高级有用热脱乙烷塔再沸器 8230MBTU/hr43768MBTU/hr [5317kW][28274kW]
*(基于未圆整的流量)
[0037]图7示出了根据美国专利No.5114451的另一可供替代的现有技术工艺，该工艺也可实现比图1所使用的现有技术工艺更高的回收率水平。此处采用的产生含有存在于原料物流内的大部分C2组分和更重烃组分的NGL产物的图7工艺被应用于与前面的图1和4所述相同的LNG组成和条件。
[0038]在模拟图7的工艺中，来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达精馏塔16。流出泵的物流41a分成两部分物流42和43。第二部分物流43在进入精馏塔16之前被加热，以便该物流全部或部分被蒸发，从而降低在精馏塔16内向下流动的液体量并使得可使用较小直径的塔。在图7所示的实施例中，通过冷却来自塔的液体产物(物流47)，在换热器13内首先加热物流43到-226[-143℃]。然后使用低级有用热，进一步在换热器14内加热部分加热的物流43a到30[-1℃](物流43b)。在通过阀门15膨胀到精馏塔16的操作压力(约395psia[2723kPa(a)])之后，物流43c在27[-3℃]下流到下部塔中间的进料位置。
[0039]通过阀门12控制作为物流42流到塔内的全部原料在物流41a中的比例，和通常为全部原料的50％或更低。物流42a从阀门12流到换热器17，在此它被加热，同时它使物流49a冷却即明显冷凝和亚冷却。加热的物流42b然后在-160[-107℃]下，在上部塔中间的进料位置处流到脱甲烷塔16中。
[0040]塔顶物流46在-147[-99℃]下离开脱甲烷塔16并分成两部分。主要的部分物流48是富甲烷的残余气体。它在交叉换热器29内被加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至43[6℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0041]塔顶的次要部分物流49进入压缩机26，所述压缩机26提供适中的压力升高，以克服在换热器17和控制阀门27以及因脱甲烷塔16高度的静压头导致的压降。压缩的物流49a通过在前面所述的换热器17内的部分LNG原料(物流42a)冷却至-247[-155℃]，使之明显冷凝并亚冷却(物流49b)。物流49b流经阀门27，降低其压力到精馏塔16的压力，和所得物流49c流到脱甲烷塔16的顶部供料位置处充当塔的回流。
[0042]以底部产物的体积为基准，基于0.005∶1的甲烷与乙烷之比，液体产物物流47在70[21℃]下流出精馏塔16的底部。在如前所述的换热器13内冷却至18[-8℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。
[0043]下表列出了图7所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                            表VII(图7)
                物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41424346494847   952447624762115031990951311   977488489101976   322161161000322   1095455000109   109795489549011561200095611418
  回收率*
  乙烷丙烷丁烷+   99.88％100.00％100.00％
  功率
  LNG原料泵循环压缩机残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   276HP48HP5249HP5573HP31489MBTU/hr10654MBTU/hr   [454kW][79kW][8629kW][9162kW][20342kW][6883kW]
*(基于未圆整的流量)
[0044]比较上表VII中关于图7的现有技术工艺与表I中关于图1的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明图7的工艺可实现明显更高的乙烷、丙烷和丁烷+回收率，基本上与表IV中所示的图4的现有技术工艺所实现的那些相同。此外，比较表VII中的效用消耗与表IV中的那些表明，图7的工艺所要求的高级有用热比图4的工艺低得多。事实上，图7的工艺所要求的高级有用热比图1的工艺只高约29％。
[0045]也可采用这一现有技术工艺产生含有存在于原料物流内的大部分C3组分和更重烃组分的LPG产物，如图8所示。图8工艺的处理流程基本上与前面所述的图7工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，增加再沸器22的热量输入，以便从液体产物(物流47)中汽提C2组分，调节物流42和43之间的相对分离量，以最小化再沸器22的负荷同时提供C3组分和更重烃组分的所需回收率，并略微升高精馏塔16的操作压力。LNG的组成和条件与前面对于图2和5所述的相同。
[0046]以底部产物的摩尔量为基准，基于0.020∶1的乙烷与丙烷之比，液体产物物流47在189[87℃]下流出脱甲烷塔16的底部。在换热器13内冷却至124[51℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。在-93[-70℃]下的残余气体(物流48)在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至78[25℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0047]下表列出了图8所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表VIII(图8)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41424346494847   95245714381012676315295240   97758639112923219716   322193129000322   1096544000109   109796587439214032349010542437
  回收率*
  丙烷丁烷+   99.90％100.00％
  功率
  LNG原料泵循环压缩机残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   302HP104HP5033HP5439HP25468MBTU/hr25808MBTU/hr物流   [496kW][171kW][8274kW][8941kW][16452kW][16672kW]甲烷
*(基于未圆整的流量)
[0048]若略微较低的回收程度是可接受的，则这一现有技术工艺可使用较少的功率和高级有用热，产生LPG产品，如图9所示。图9工艺的处理流程基本上与前面所述的图8工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，调节在物流42和43之间的相对分离和循环物流49的流量，以最小化再沸器22的负荷同时提供C3组分和更重烃组分的所需回收率。LNG的组成和条件与前面对于图3和6所述的相同。
[0049]下表列出了图9所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表IX(图9)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41424346494847   95244374515011327180395240   97744952811551849716   32214817419316306   1095059000109   109795042593712558200010558421
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.00％100.00％
  功率
  LNG原料泵循环压缩机残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   302HP61HP5034HP5397HP34868MBTU/hr16939MBTU/hr物流   [496kW][100kW][8276kW][8872kW][22525kW][10943kW]甲烷
*(基于未圆整的流量)
发明描述
实施例1
[0050]图10示出了根据本发明的工艺的流程图。在图10中列出的工艺所考虑的LNG组成和条件与图1、4和7中的那些相同。因此，图10的工艺可与图1、4和7的工艺相比较以阐述本发明的优点。
[0051]在模拟图10的工艺中，来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达精馏塔16。流出泵的物流41a在回流冷凝器17内加热到-152[-102℃]，同时它冷却从精馏塔16采出的塔顶蒸气(物流46)。流出回流冷凝器17的物流41b分成两部分即物流42和43。第一部分物流42通过阀门12膨胀到精馏塔16的操作压力(约400psia[2758kPa(a)])，并在上部塔中间的供料位置处供应到塔中。
[0052]加热第二部分物流43，之后进入精馏塔16，以便全部或部分物流43蒸发，从而降低在精馏塔16内向下流动的液体量并使得可使用较小直径的塔。在图10所示的实施例中，通过冷却来自塔的液体产物(物流47)，在换热器13内首先加热物流43到-137[-94℃]。然后使用低级有用热，进一步在换热器14内加热部分加热的物流43a到30[-1℃](物流43b)。在通过阀门15膨胀到精馏塔16的操作压力之后，物流43c在27[-3℃]下流到下部塔中间的进料位置。
[0053]在精馏塔16内的脱甲烷塔是常规的蒸馏塔，其含有多个垂直间隔的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合。如图10所示，精馏塔可由两部分组成。上部的吸收(精馏)部分16a含有塔板和/或填料，以提供上升的蒸气与下落的冷却液体之间的必须接触，以冷凝并吸收乙烷和更重组分；下部的汽提(脱甲烷)部分16b含有塔板和/或填料，以提供下落的液体和上升的蒸气之间的必须接触。脱甲烷部分还包括一个或多个再沸器(如再沸器22)，它加热并蒸发在塔内向下流动的部分液体，以提供在塔内向上流动的汽提蒸气。以底部产物的体积为基准，基于0.005∶1的甲烷与乙烷比的典型技术要求，液体产物物流47在71[22℃]下流出塔底。在如前所述的换热器13内冷却至18[-8℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。
[0054]在-146[-99℃]下从精馏塔16的上部部分处采出塔顶蒸馏物流46，并流到回流冷凝器17中，在此它通过与前面所述的冷的LNG(物流41a)换热冷却至-147[-99℃]并部分冷凝。部分冷凝的物流46a进入回流分离器18内，其中冷凝的液体(物流49)与未冷凝的蒸气(物流48)分离。来自回流分离器18的液体物流49通过回流泵19泵送到比脱甲烷塔16的操作压力略高的压力下，然后物流49a作为冷的塔顶原料(回流)供应到脱甲烷塔16中。这一冷的液体回流从脱甲烷塔16的上部精馏部分上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分和更重烃组分。
[0055]残余气体(物流48)在-147[-99℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至43[6℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0056]下表列出了图10所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表X(图10)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41424346494847   952430486476176488135951311   977313664871976   322103219000322   1093574000109   109793513746617717815695611418
  回收率*
  乙烷丙烷丁烷+   99.90％100.00％100.00％
  功率
  LNG原料泵回流泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱甲烷塔再沸器   287HP25HP5248HP5560HP32493MBTU/hr9741MBTU/hr   [472kW][41kW][8628kW][9141kW][20991kW][6293kW]
*(基于未圆整的流量)
[0057]比较上表X中关于图10的工艺与表I中关于图1的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明本发明可实现比图1的工艺高得多的液体回收效率。比较表X中的效用消耗与表I中的那些表明，本发明的功率要求与图1的工艺基本上相同，和本发明所要求的高级有用热只比图1的工艺略高(高约18％)。
[0058]比较表X与表IV和VII中关于图4和7的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明本发明与图4和7的工艺的液体回收效率匹配。比较表X中的效用消耗与表IV和VII中的那些表明，本发明的功率要求与图4和7的工艺基本上相同，但本发明所要求的高级有用热比图4和7的工艺明显更低(分别低约69％和低9％)。
[0059]存在三个主要的因素解释本发明的改进的效率。首先，与图1的现有技术工艺相比较，本发明没有依赖于LNG原料本身直接充当精馏塔16的回流。相反，在回流冷凝器17内间接利用在冷的LNG内固有的制冷，以生成液体回流物流(物流49)，所述液体回流物流含有待回收的非常少的C2组分和更重烃组分，从而导致精馏塔16的上部吸收部分16a的有效精馏并避免现有技术的图1工艺的平衡局限(类似于图4的现有技术工艺中所示的步骤)。第二，与图4的现有技术工艺相比较，将LNG原料在供料到精馏塔16之前分成两部分使得可更有效使用低级有用热，从而降低再沸器22所消耗的高级有用热量。LNG原料的相对较冷的部分(图10中的物流42a)充当精馏塔16的第二回流物流，从而在加热部分内提供部分精馏的蒸气(图10中的物流43c)，以便加热和蒸发这部分的LNG原料没有过度地增加回流冷凝器17的负荷。第三，与图7的现有技术工艺相比较，在回流冷凝器17内使用全部LNG原料(图10中的物流41a)而不是只使用一部分(图7中的物流42a)，这使得可生成更多的回流用于精馏塔16，这可通过比较表X中的物流49与表VII中的物流49而看到。较高的回流流量使得可在换热器14内使用低级有用热加热更多的LNG原料(比较表X中的物流43与表VII中的物流43)，从而降低在再沸器22内所要求的负荷并最小化满足来自脱甲烷塔的底部液体产物的技术规格所需要的高级有用热量。
实施例2
[0060]也可采用本发明生产LPG产物，所述LPG产物含有存在于原料物流内的大部分C3组分和更重烃组分，如图11所示。图11中列出的工艺所考虑的LNG组成与条件与前面所述的图2、5和8相同。因此，本发明中图11的工艺可与图2、5和8所显示的现有技术工艺相比较。
[0061]图11工艺的处理流程基本上与前面所述的图10工艺所使用的相同。唯一重要的区别是，增加再沸器22的热量输入，以便从液体产物(物流47)中汽提C2组分和略微升高精馏塔16的操作压力。
[0062]以底部产物的摩尔量为基准，基于0.020∶1的乙烷与丙烷之比，液体产物物流47在189[87℃]下流出脱乙烷塔16的底部。在换热器13内冷却至124[51℃]之后，液体产物(物流47a)流到储存装置或进一步处理。残余气体(物流48)在-94[-70℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内被加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至79[26℃]之后，残余气体产物(物流48c)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0063]下表列出了图11所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表XI(图11)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41424346494847   95243048647612067254395240   977313664342524549716   322103219440322   1093574000109   109793513746615547500510542437
  回收率*
  丙烷丁烷+   99.90％100.00％
  功率
  LNG原料泵回流泵残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器高级有用热脱乙烷塔再沸器   309HP16HP5106HP5431HP28486MBTU/hr23077MBTU/hr物流   [508kW][26kW][8394kW][8928kW][18402kW][14908kW]甲烷
*(基于未圆整的流量)
[0064]比较上表XI中关于图11的工艺与表II中关于图2的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明本发明可实现比图2的工艺高得多的液体回收效率。比较表XI中的效用消耗与表II中的那些表明，本发明的功率要求与图2的工艺基本上相同，但本发明所要求的高级有用热明显高于图2的工艺(高约40％)。
[0065]比较表XI与表V和VIII中关于图5和8的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明本发明与图5和8的工艺的液体回收效率匹配。比较表XI中的效用消耗与表V和VIII中的那些表明，本发明的功率要求与图5和8的工艺基本上相同，但本发明所要求的高级有用热比图5和8的工艺明显更低(分别低约54％和低11％)。
实施例3
[0066]若略微较低的回收程度是可接受的，则可使用本发明的另一实施方案，使用明显更少的功率和高级有用热，产生LPG产品。图12阐述了这样一个可供替代的实施方案。图12中列出的工艺所考虑的LNG组成与条件与图11中的那些以及与前面所述的图3、6和9中的那些相同。因此，本发明中图12的工艺可与图11所显示的实施方案以及与图3、6和9所显示的现有技术工艺相比较。
[0067]在模拟图12的工艺中，来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达吸收塔16。流出泵的物流41a在回流冷凝器17内首先被加热到-91[-69℃]，同时它冷却从接触装置吸收塔16采出的塔顶蒸气(蒸馏物流46)。然后部分加热的物流41b通过冷却来自精馏汽提塔21的液体产物(物流47)，在换热器13内加热到-88[-67℃](物流41c)，然后使用低级有用热，在换热器14内进一步加热到30[-1℃](物流41d)。在通过阀门15膨胀到吸收塔16的操作压力(约855psia[5895kPa(a)])之后，物流41e在28[-2℃]下流到在塔上的塔的下部供料位置中。膨胀物流41e的液体部分(如果有的话)与从吸收塔16的上部部分下落的液体掺混，和组合液体物流44在17[-8℃]下流出接触装置吸收塔16的底部。膨胀物流41e的蒸气部分向上经过吸收塔16并与下落的冷的液体接触，以便冷凝和吸收C3组分和更重烃组分。
[0068]来自吸收塔16底部的组合液体物流44通过膨胀阀门20闪蒸膨胀到略高于汽提塔21的操作压力(430psia[2965kPa(a)])，从而使物流44冷却至-11[-24℃](物流44a)，之后它在塔顶进料位置处进入精馏汽提塔21。在汽提塔21中，物流44a通过在再沸器22内生成的蒸气汽提其中的甲烷和C2组分，以满足以摩尔为基准0.020∶1的乙烷与丙烷之比的技术要求。所得液体产物物流47在191[88℃]下流出汽提塔21的底部并在换热器13内冷却至126[52℃](物流47a)，之后流到储存装置或进一步处理。
[0069]来自汽提塔21的塔顶蒸气(物流45)在52[11℃]下流出该塔，并进入塔顶压缩机23(通过辅助电源驱动)。塔顶压缩机23升高物流45a的压力到略高于吸收塔16的操作压力，以便物流45a可在塔的下部进料位置处供应到吸收塔16中。物流45a在144[62℃]下进入吸收塔16，于是它通过吸收塔16上升并与下落的冷的液体接触，以冷凝和吸收C3组分与更重烃组分。
[0070]在-63[-53℃]下从接触装置吸收塔16采出塔顶蒸馏物流46，并流到回流冷凝器17中，在此它通过与前面所述的冷的LNG(物流41a)换热，冷却至-78[-61℃]并部分冷凝。部分冷凝的物流46a进入回流分离器18，其中冷凝的液体(物流49)与未冷凝的蒸气(物流48)分离。来自回流分离器18的液体物流49通过回流泵19泵送到比吸收塔16的操作压力略高的压力，然后物流49a作为冷的塔顶原料(回流)供应到吸收塔16中，这一冷的液体回流液从吸收塔16内上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分和更重烃组分。
[0071]残余气体(物流48)在-78[-61℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至-37[-38℃]之后，在换热器30内使用低级有用热加热物流48c到30[-1℃]，和残余气体产物(物流48d)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0072]下表列出了图12所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                    表XII(图12)
                        物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41444546494847   9524705705311142159095240   977447441434733769716   322552246937716306   10912920000109   1097918351414356872512910558421
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.01％99.98％
  功率
  LNG原料泵回流泵塔顶压缩机残余气体压缩机总计低级有用热LNG加热器残余气体加热器总计高级有用热脱乙烷塔再沸器   616HP117HP422HP1424HP2579HP32436MBTU/hr12541MBTU/hr44977MBTU/hr7336MBTU/hr   [1013kW][192kW][694kW][2341kW][4240kW][20954kW][8101kW][29055kW][4739kW]
*(基于未圆整的流量)
[0073]比较上表XII中关于图12的本发明的实施方案与表XI中关于图11的本发明的实施方案表明，图12的实施方案的液体回收率下降(从99.90％的丙烷回收率和100.00％的丁烷+回收率下降到95.01％的丙烷回收率和99.98％的丁烷+回收率)。然而，图12的实施方案的功率和热量要求小于图11的实施方案的一半。通常根据在LPG产物内的更重烃的货币价值与在残余气体产物内作为气态燃料的相应价值之比和通过功率与高级有用热的成本来决定选择哪个实施方案用于特定的应用。
[0074]比较表XII与表III、VI和IX中关于图3、6和9的现有技术工艺所显示的回收率水平，表明本发明的液体回收效率与图3、6和9的工艺相匹配。比较表XII中的效用消耗与表III、VI和IX中的那些表明，本发明这一实施方案的功率要求明显低于图3、6和9的工艺的那些(低约52％)，因为它要求高级有用热(分别比图3、6和9的工艺低约38％、83％和57％)。
[0075]比较本发明的这一实施方案与图3、6和9所显示的现有技术工艺，注意尽管精馏汽提塔21的操作压力与这三个现有技术工艺的精馏塔16相同，但接触装置的吸收塔16的操作压力明显较高，即855psia[5895kPa(a)]相对于430psia[2965kPa(a)]。因此，在本发明图12的实施方案中，残余气体在较高的压力下进入压缩机28，因此需要较少的压缩马力输送残余气体到达管线压力。
[0076]由于现有技术工艺在同一塔内进行精馏和汽提(即在图1中包含在精馏塔16内的吸收部分16a和汽提部分16b)，因此，在现有技术工艺中，两种操作必须在基本上相同的压力下进行。可通过提高脱乙烷塔16的操作压力，降低现有技术工艺的功耗。遗憾的是，在这一实例中不建议这一工艺，这是因为对脱乙烷塔16内的蒸馏性能具有有害影响，这种有害影响来自于较高的操作压力。这一效果通过脱乙烷塔16内差的传质显示出来，这是由于其蒸气和液体物流的相行为导致的。尤其关心的是影响蒸气-液体分离效率的物理性能，亦即液体的表面张力和两相密度的差别。结果，脱乙烷塔16的操作压力不应当高于图3、6和9所示数值，因此在使用现有技术工艺时，没有降低压缩机28功耗的手段。
[0077]在采用塔顶压缩机23供应动力引起塔顶物流从汽提塔21(在图12中物流45)流到吸收塔16的情况下，精馏操作(吸收塔16)和汽提操作(汽提塔21)的操作压力不再与现有技术工艺一样耦合在一起。相反，可独立地优化这两个塔的操作压力。在汽提塔21的情况下，可选择压力以确保良好的蒸馏特征，同时对于吸收塔16来说，可选择压力，以便相对于残余气体的压缩功率要求，优化液体回收率水平。
[0078]对于本发明的图12的实施方案来说，在再沸器22内的负荷剧烈下降是两个因素的结果。第一，当来自吸收塔16的液体物流44闪蒸膨胀到汽提塔21的操作压力时，在这一物流内的大部分的甲烷和C2组分蒸发。这些蒸气在物流45a中返回到吸收塔16内，充当在吸收塔内向下流动的液体的气提蒸气，结果有较少的甲烷和C2组分从汽提塔21内的液体中汽提出来。第二，塔顶压缩机23基本上是加热泵，其充当吸收塔16的副再沸器，这是因为压缩热直接供应到吸收塔16的底部。这进一步降低包含在物流44内的甲烷和C2组分的含量，其中所述甲烷和C2组分必须从汽提塔21内的液体中汽提出去。
实施例4
[0079]可使用图13的工艺所述的本发明的另一实施方案，实现维持相同C3组分回收率和较低功耗的稍微更加复杂的设计。在图13中列出的工艺中所考虑的LNG组成和条件与图12中的那些相同。因此，图13的实施方案可与图12所显示的实施方案相比较。
[0080]在模拟图13的工艺中，来自LNG罐10的待处理的LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11充分地升高LNG的压力，以便它可流经换热器并因此到达吸收塔16。流出泵的物流41a首先在回流冷凝器17内加热到-104[-76℃]，同时它冷却从接触装置吸收塔16采出的塔顶蒸气(蒸馏物流46)。然后部分加热的物流41b通过冷却来自精馏汽提塔21的塔顶物流(物流45a)和液体产物(物流47)，在换热器13内加热到-88[-67℃](物流41c)，然后使用低级有用热，在换热器14内进一步加热到30[-1℃](物流41d)。在通过阀门15膨胀到吸收塔16的操作压力(约855psia[5895kPa(a)])之后，物流41e在28[-2℃]下流到吸收塔16的下部塔的供料位置处。膨胀物流41e的液体部分(如果有的话)与从吸收塔16的上部部分下落的液体掺混，和组合物流44在5[-15℃]下流出吸收塔16的底部。膨胀物流41e的蒸气部分向上经过吸收塔16并与下落的冷的液体接触，以便冷凝和吸收C3组分和更重烃组分。
[0081]来自接触装置吸收塔16底部的组合液体物流44通过膨胀阀门20闪蒸膨胀到略高于汽提塔21的操作压力(430psia[2965kPa(a)])，从而使物流44冷却至-24[-31℃](物流44a)，之后它在塔顶进料位置处进入精馏汽提塔21。在汽提塔21中，物流44a通过在再沸器22内生成的蒸气汽提其中的甲烷和C2组分，以满足以摩尔为基准0.020∶1的乙烷与丙烷之比的技术要求。所得液体产物物流47在191[88℃]下流出汽提塔21的底部并在换热器13内冷却至126[52℃](物流47a)，之后流到储存装置或进一步处理。
[0082]来自汽提塔21的塔顶蒸气(物流45)在43[6℃]下流出该塔，并流到交叉换热器24中，在此它冷却至-47[-44℃]并部分冷凝。部分冷凝的物流45a在如前所述的换热器13内进一步冷却至-99[-73℃]，从而冷凝其余物流。冷凝的液体物流45b然后进入塔顶泵25，所述塔顶泵25升高物流45c的压力到略高于吸收塔16的操作压力。物流45c返回到交叉换热器24中，并被加热到38[3℃]且部分蒸发，同时冷却物流45。部分蒸发的物流45d然后在塔下部的进料位置处供应到吸收塔16中，于是它的蒸气部分上升经过吸收塔16并与下落的冷的液体接触，以便冷凝并吸收C3组分与更重烃组分。物流45d的液体部分与从吸收塔16的上部部分下落的液体掺混，并变为离开吸收塔16底部的部分组合液体物流44。
[0083]在-64[-53℃]下从接触装置吸收塔16采出塔顶蒸馏物流46，并流到回流冷凝器17中，在此它通过与前面所述的冷的LNG(物流41a)换热，冷却至-78[-61℃]并部分冷凝。部分冷凝的物流46a进入回流分离器18，其中冷凝的液体(物流49)与未冷凝的蒸气(物流48)分离。来自回流分离器18的液体物流49通过回流泵19泵送到比吸收塔16的操作压力略高的压力，然后物流49a作为冷的塔顶原料(回流)供应到吸收塔16中。这一冷的液体回流从吸收塔16内上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分与更重烃组分。
[0084]残余气体(物流48)在-78[-61℃]下离开回流分离器18，在交叉换热器29内加热到-40[-40℃](物流48a)，并通过压缩机28压缩到用于销售的管线压力(物流48b)。紧跟着在交叉换热器29内冷却至-37[-38℃]之后，在换热器30内使用低级有用热加热物流48c到30[-1℃]，和残余气体产物(物流48d)在1315psia[9067kPa(a)]下流到用于销售的气体管线内以供随后分配。
[0085]下表列出了图13所示的方法的物流流量和能耗的概述：
                                表XII(图13)
                    物流流量概述-Lb.mol/hr[kg mol/hr]
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷+   总计
  41444546494847   9524850850285741905095240   977534528395229819716   322545239836716306   10912718000109   1097920581637327322217410558421
  回收率*
  丙烷丁烷+   95.05％99.98％
  功率
  LNG原料泵回流泵塔顶泵残余气体压缩机总计   616HP103HP74HP1424HP2217HP物流   [1013kW][169kW][122kW][2341kW][3645kW]甲烷
  低级有用热LNG加热器残余气体加热器总计高级有用热脱乙烷塔再沸器 32453MBTU/hr12535MBTU/hr44988MBTU/hr8218MBTU/hr [20965kW][8098kW][29063kW][5309kW]
*(基于未圆整的流量)
[0086]比较上表XIII中关于图13的本发明的实施方案与表XII中关于图12的本发明的实施方案表明，液体回收率与图13的实施方案相同。由于图13的实施方案使用泵(在图13中的塔顶泵25)而不是压缩机(在图12中的塔顶压缩机23)将塔顶蒸气从精馏汽提塔21导引到接触装置吸收塔16中，因此图13的实施方案要求较少的功率。然而，由于供应到吸收塔16内的所得物流45d没有充分蒸发，因此，更多液体以底部物流44形式离开吸收塔16，和必须在汽提塔21中汽提其中的甲烷和C2组分，从而与图12的实施方案相比，增加再沸器22的负荷并增加本发明的图13的实施方案所要求的高级有用热量。通常根据功率与高级有用热的相对成本和泵和换热器与压缩机的相对资金成本来决定选择哪个实施方案用于特定的应用。
其它实施方案
[0087]在本发明的图13的实施方案中，离开回流冷凝器17的部分加热的LNG(物流41b)最终冷却来自精馏汽提塔21的塔顶蒸气(物流45a)。在一些情况下，可能在物流41b内得不到充分的冷却使塔顶蒸气完全冷凝。在这一情况下，可使用本发明的一个可供替代的实施方案，如图14所述的实施方案。加热的液化天然气物流41e被引入到接触装置吸收塔16内，其中形成并分离蒸馏物流46和液体物流44。液体物流44被引入到精馏汽提塔21中，其中物流被分成蒸气物流45和液体产物物流47。蒸气物流45充分冷却，以便在交叉换热器24和换热器13内部分冷凝。塔顶分离器26可用于将部分冷凝的塔顶物流45b分成其相应的蒸气部分(物流50)和液体部分(物流51)。液体物流51进入塔顶泵25并被泵送经过交叉换热器24，以便将其加热并部分蒸发(物流51b)。蒸气物流50通过塔顶压缩机23(任选通过换热器31和/或32在压缩之前加热和/或在压缩之后冷却)压缩，升高其压力，以便它可与来自交叉换热器24的出口物流组合，形成组合物流45c，之后在塔下部进料位置处将其供应到吸收塔16中。或正如虚线所示的，部分或全部压缩的蒸气(物流50c)可在塔的第二个下部进料位置处独立地供应到吸收塔16中。一些应用可利于在压缩之前加热蒸气(正如虚线换热器31所示)，以便在压缩机23内提供略便宜的冶金术或其它原因。也可在一些情况下利于冷却来自塔顶压缩机23的出口物流(物流50b)，例如在虚线换热器32中所示的。
[0088]一些环境可利于冷却离开塔顶压缩机23的高压物流，例如采用图15中的虚线换热器24。也可希望加热塔顶蒸气，之后它进入压缩机(以便例如在压缩机内提供略便宜的冶金术)，例如采用图16中的虚线换热器24。是否加热到达塔顶压缩机的入口物流和/或冷却来自塔顶压缩机的出口物流的选择依赖于LNG的组成、所需的液体回收水平、吸收塔16和汽提塔21的操作压力和所得工艺温度和其它因素。
[0089]当使用本发明的双塔实施方案时，对于LNG原料来说，一些环境可利用使用分离原料结构(如前面图10和11中所述的)。如图15-18所示，部分加热的LNG(图15和16中的物流41b以及图17和18中的物流41c)可分成两部分即物流42和43，其中在物流42内的第一部分在没有任何进一步加热的情况下在上部塔中间的供料位置处供应到接触装置吸收塔16中。在进一步加热之后，在物流43内的第二部分然后可在下部塔中间的供料位置处供应到吸收塔16中，以便存在于第一部分内的冷的液体可部分精馏第二部分内的蒸气。对于本发明的双塔实施方案来说，是否选择使用分离原料的结构通常取决于LNG的组成和所需的液体回收程度。
[0090]对于LNG原料来说，在使用分离原料结构的图17的实施方案中，液体物流44被引入到精馏汽提塔21内，其中物流被分成蒸气物流45和液体产物物流47。蒸气物流在交叉换热器24和换热器33内冷却至明显冷凝。明显冷凝的物流45b通过泵25被泵送到更高的压力，在交叉换热器24内加热，使物流45b至少部分蒸发，之后作为物流45d在塔的下部供料位置处供应到接触装置吸收塔16中。
[0091]对于LNG原料来说，在使用分离原料结构的图18的实施方案中，液体物流45在交叉换热器24和换热器33内使之充分冷却至部分冷凝，之后在塔顶分离器26内分离成相应的蒸气部分(物流50)和液体部分(物流51)。液体物流51进入塔顶泵25并通过交叉换热器24泵送，以便使之加热并部分蒸发(物流51b)。蒸气物流50通过塔顶压缩机23(任选通过换热器31和/或32在压缩之前加热和/或在压缩之后冷却)压缩，升高其压力，以便它可与来自交叉换热器24的出口物流组合，形成组合物流45c，之后在塔下部进料位置处将其供应到吸收塔16中。或正如虚线所示的，部分或全部压缩的蒸气(物流50c)可在塔的第二个下部进料位置处独立地供应到吸收塔16中。一些应用可利于在压缩之前加热蒸气(正如虚线换热器31所示)，以便在塔顶压缩机23内提供略便宜的冶金术或其它原因。也可在一些情况下利于冷却来自塔顶压缩机23的出口物流(物流50b)，例如在虚线换热器32中所示的。
[0092]回流冷凝器17可位于精馏塔16或吸收塔16的精馏部分上方的塔内，如图19所示。这省去了对图10-18中的回流分离器18和回流泵19的需要，这是因为蒸馏物流然后在塔的精馏段上方的塔内冷却并分离。或使用分馏塔(例如图20中的分馏塔27)替代图10-18中的回流冷凝器17省去对回流分离器18和回流泵19的需要，且还提供并行的精馏段以补充在塔的上部部分内的那些。若分馏塔以一定质量等级(at grade level)位于装置内，则它连接到蒸气/液体分离器上，和在分离器内收集的液体被泵送到蒸馏塔(或精馏塔16或接触装置吸收塔16)顶部。关于是否在塔内包括回流冷凝器或使用分馏塔的决定通常依赖于装置的尺寸和换热器的表面要求。
[0093]还应当注意，阀门12和/或15可用膨胀工具(涡轮膨胀机)替代，于是可从图10、11和15-18中的物流42、图10、11、15和18中的物流43b，和/或图12-14中的物流41d中的压力下降中获得功。在此情况下，必须泵送LNG(物流41)到较高的压力，以便功的获得是可行的。可利用这一功提供泵送LNG物流的动力，以供压缩残余气体或汽提塔的塔顶蒸气或发电。选择使用阀门或膨胀工具将取决于每一LNG处理方案的特定情况。
[0094]在图10-20中，对于大多数使用情况示出了单个的换热器。然而，可在共同的换热器内组合使用两个或多个换热器，例如结合图14的换热器13、14和24到共同的换热器内。在一些情况下，条件可利于换热器分成多个换热器。对于所指的使用情况来说，关于是否组合使用换热器或使用一个以上换热器将依赖于许多因素，其中包括但不限于LNG流量、换热器的尺寸、物流温度等。
[0095]要意识到，在分离到精馏塔16或吸收塔16的LNG原料内的每一支流中发现的原料相对量将依赖于数个因素，其中包括但不限于可经济地从原料中提取的热量、残余气体输送压力和可获得的马力大小。供应到塔顶的更多原料可增加回收率，同时增加再沸器22内的负荷，于是增加高级有用热要求。在塔下部增加原料会降低高级有用热消耗，但也可降低产物的回收率。中间塔的原料的相对位置可根据LNG组成或其它因素如所需的回收率水平和在原料物流的加热过程中形成的蒸气量而变化。此外，可组合两个或更多个原料物流或其部分，这取决于各物流的相对温度和用量，然后组合物流供应到塔中间的进料位置处。
[0096]尽管已经描述了据信为本发明优选的实施方案，但本领域技术人员会意识到可在不偏离下述权利要求所定义的本发明的精神的情况下，对本发明作出其它和进一步的改进，例如使本发明适合于各种条件、原料类型或其它要求。

Claims (47)

1.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)从所述精馏塔的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(2)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述精馏塔中；
(3)所述液化天然气物流被加热以至少部分冷却所述蒸馏物流，之后被分成至少第一物流和第二物流；
(4)所述第一物流在上部塔中间的进料位置处供应到所述精馏塔中；
(5)所述第二物流被充分加热从而使之至少部分蒸发，之后在下部塔中间的进料位置处供应到所述精馏塔中；和
(6)进入所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
2.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被充分加热以使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(5)将所述加热的液化天然气物流引入到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(6)将所述液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(7)压缩所述蒸气物流到更高的压力，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(8)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
3.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被加热以至少部分冷却所述蒸馏物流，之后被分成至少第一物流和第二物流；
(5)所述第一物流在塔中间的进料位置处供应到所述接触装置中；
(6)所述第二物流被充分加热以使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(7)将所述液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(8)压缩所述蒸气物流到更高的压力，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(9)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
4.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被充分加热以使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(5)将所述加热的液化天然气物流引入到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(6)将所述液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(7)冷却所述蒸气物流到明显冷凝；
(8)所述明显冷凝的物流被泵送到更高的压力下，被充分加热使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(9)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
5.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被加热以至少部分冷却所述蒸馏物流，之后被分成至少第一物流和第二物流；
(5)所述第一物流在塔中间的进料位置处供应到所述接触装置中；
(6)所述第二物流被充分加热以使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(7)将所述液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(8)冷却所述蒸气物流到明显冷凝；
(9)所述明显冷凝的物流被泵送到更高的压力下，被充分加热使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(10)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
6.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被充分加热以使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(5)将所述加热的液化天然气物流引入到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(6)将所述第一液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(7)所述第一蒸气物流被充分冷却以使之部分冷凝，之后被分离形成第二蒸气物流和第二液体物流；
(8)所述第二蒸气物流被压缩到更高的压力，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；
(9)所述第二液体物流被泵送到更高的压力下，和被充分加热使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(10)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
7.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被加热以至少部分冷却所述蒸馏物流，之后被分成至少第一物流和第二物流；
(5)所述第一物流在塔中间的进料位置处供应到所述接触装置中；
(6)所述第二物流被充分加热以使之至少部分蒸发，之后在下部塔中间的进料位置处供应到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(7)将所述第一液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(8)所述第一蒸气物流被充分冷却以使之部分冷凝，之后被分离形成第二蒸气物流和第二液体物流；
(9)所述第二蒸气物流被压缩到更高的压力，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；
(10)所述第二液体物流被泵送到更高的压力下，和被充分加热使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(11)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
8.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被充分加热以使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(5)将所述加热的液化天然气物流引入到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(6)将所述第一液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(7)所述第一蒸气物流被充分冷却以使之部分冷凝，之后被分离形成第二蒸气物流和第二液体物流；
(8)所述第二蒸气物流被压缩到更高的压力；
(9)所述第二液体物流被泵送到更高的压力下，和被充分加热使之至少部分蒸发；
(10)组合所述压缩的第二蒸气物流和所述加热的泵送第二液体物流，形成组合物流，和之后将所述组合物流在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(11)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
9.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的方法，在该方法中：
(a)所述液化天然气物流以一个或多个原料物流供应到精馏塔内；和
(b)所述液化天然气被精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于：
(1)提供在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触装置，以进一步精馏所述液化天然气；
(2)从所述接触装置的上部区域采出蒸馏物流，使之充分冷却至部分冷凝，之后分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流；
(3)所述回流物流在塔顶进料位置处供应到所述接触装置中；
(4)所述液化天然气物流被加热以至少部分冷却所述蒸馏物流，之后被分成至少第一物流和第二物流；
(5)所述第一物流在塔中间的进料位置处供应到所述接触装置中；
(6)所述第二物流被充分加热以使之至少部分蒸发，之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中，其中形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(7)将所述第一液体物流引入到所述精馏塔中，其中所述物流分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的所述挥发性相对较弱的馏分；
(8)所述第一蒸气物流被充分冷却以使之部分冷凝，之后被分离形成第二蒸气物流和第二液体物流；
(9)所述第二蒸气物流被压缩到更高的压力；
(10)所述第二液体物流被泵送到更高的压力下，和被充分加热使之至少部分蒸发；
(11)组合所述压缩的第二蒸气物流和所述加热的泵送第二液体物流，形成组合物流，和之后将所述组合物流在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中；和
(12)进入所述接触装置和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料的温度有效维持所述接触装置和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
10.权利要求2的方法，其中所述压缩的蒸气物流被被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
11.权利要求3的方法，其中所述压缩的蒸气物流被被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
12.权利要求6的方法，其中所述压缩的第二蒸气物流被被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
13.权利要求7的方法，其中所述压缩的第二蒸气物流被被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
14.权利要求8的方法，其中所述压缩的第二蒸气物流被被冷却和之后与所述加热的泵送第二液体物流组合，形成所述组合物流。
15.权利要求9的方法，其中所述压缩的第二蒸气物流被被冷却和之后与所述加热的泵送第二液体物流组合，形成所述组合物流。
16.权利要求2的方法，其中所述蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
17.权利要求3的方法，其中所述蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
18.权利要求6的方法，其中所述第二蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
19.权利要求7的方法，其中所述第二蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后在塔下部进料位置处供应到所述接触装置中。
20.权利要求8的方法，其中所述第二蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后与所述加热的泵送第二液体物流组合，形成所述组合物流。
21.权利要求9的方法，其中所述第二蒸气物流被加热，被压缩到更高的压力下，被冷却和之后与所述加热的泵送第二液体物流组合，形成所述组合物流。
22.权利要求1的方法，其中在分馏塔内充分冷却所述蒸馏物流，使之部分冷凝，并同时分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和所述回流物流，于是所述回流物流从分馏塔流到所述精馏塔的顶部精馏段。
23.权利要求2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20或21的方法，其中在分馏塔内充分冷却所述蒸馏物流，使之部分冷凝，并同时分离，形成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和所述回流物流，于是所述回流物流从分馏塔流到所述接触装置的顶部精馏段。
24.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)连接到所述精馏塔的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(2)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(3)连接到所述第一换热设备上的分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述分离设备进一步连接到所述精馏塔上，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述精馏塔中；
(4)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(5)连接到所述第一换热设备上的分配设备，以接收所述加热的液化天然气并将其分离成至少第一物流和第二物流，所述分配设备进一步连接到所述精馏塔上，以便在上部塔中间的进料位置处供应所述第一物流；
(6)连接到所述分配设备上的第二换热设备，以接收所述第二物流并将其充分加热使之至少部分蒸发，所述第二换热设备进一步连接到所述精馏塔上，以便在下部塔中间的进料位置处供应所述加热的第二物流；和
(7)适合于调节进入所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
25.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)连接到所述第一换热设备上的第二换热设备，以接收所述加热的液化天然气并进一步将其充分加热使之至少部分蒸发；
(7)为接收所述进一步加热的液化天然气而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(8)为接收所述液体物流并将其分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(9)连接到所述精馏塔上的压缩设备，以接收所述蒸气物流并将其压缩到更高的压力，所述压缩设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述压缩的蒸气物流；和
(10)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
26.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)连接到所述第一换热设备上的分配设备，以接收所述加热的液化天然气并将其分离成至少第一物流和第二物流；
(7)连接到所述分配设备上的第二换热设备，以接收所述第二物流并将其充分加热使之至少部分蒸发；
(8)为在塔中间的进料位置处接收所述第一物流和在塔下部进料位置处接收所述加热的第二物流而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(9)为接收所述液体物流并将其分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(10)连接到所述精馏塔上的压缩设备，以接收所述蒸气物流并将其压缩到更高的压力，所述压缩设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述压缩的蒸气物流；和
(11)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
27.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)为接收所述加热的液化天然气并将其充分加热使之至少部分蒸发而连接的第二换热设备；
(7)为接收所述进一步加热的液化天然气而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(8)为接收所述液体物流并将其分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(9)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述蒸气物流并使之冷却至明显冷凝；
(10)连接到所述第二换热设备上的泵送设备，以接收所述明显冷凝的物流并将其泵送到更高的压力下；
(11)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的明显冷凝的物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸气物流，所述第二换热器进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部供料位置处供应至少部分蒸发的泵送物流到所述接触与分离设备；和
(12)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
28.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)连接到所述第一换热设备上的第二换热设备，以接收所述加热的液化天然气并进一步将其加热；
(7)连接到所述第二换热设备上的分配设备，以接收所述进一步加热的液化天然气并将其分离成至少第一物流和第二物流；
(8)连接到所述分配设备上的第三换热设备，以接收所述第二物流并将其充分加热使之至少部分蒸发；
(9)为在塔中间的进料位置处接收所述第一物流和在塔的下部进料位置处接收所述加热的第二物流而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和液体物流；
(10)为接收所述液体物流并将其分离成蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(11)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述蒸气物流并使之冷却至明显冷凝；
(12)连接到所述第二换热设备上的泵送设备，以接收所述明显冷凝的物流并将其泵送到更高的压力下；
(13)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的明显冷凝的物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述蒸气物流，所述第二换热设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部供料位置处供应至少部分蒸发的泵送物流到所述接触与分离设备；和
(14)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
29.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的第一分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述第一分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)为接收所述加热的液化天然气并进一步将其充分加热以使之至少部分蒸发而连接的第二换热设备；
(7)为接收所述进一步加热的液化天然气而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(8)为接收所述第一液体物流并将其分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(9)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述第一蒸气物流并使之充分冷却至部分冷凝；
(10)为接收所述部分冷凝的第一蒸气物流并将其分离成第二蒸气物流和第二液体物流而连接的第二分离设备；
(11)连接到所述第二分离设备上的压缩设备，以接收所述第二蒸气物流并将其压缩到更高的压力，所述压缩设备进一步连接到所述连接与分离设备上，以便在塔下部进料位置处供应所述压缩的第二蒸气物流；
(12)连接到所述第二分离设备上的泵送设备，以接收所述第二液体物流并将其泵送到更高的压力下；
(13)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的第二液体物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述第一蒸气物流，所述第二换热设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部供料位置处供应所述至少部分蒸发的泵送物流到所述接触与分离设备；和
(14)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
30.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的第一分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述第一分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)连接到所述第一换热设备上的第二换热设备，以接收所述加热的液化天然气并进一步将其加热；
(7)连接到所述第二换热设备上的分配设备，以接收所述进一步加热的液化天然气并将其分离成至少第一物流和第二物流；
(8)连接到所述分配设备上的第三换热设备，以接收所述第二物流并将其充分加热使之至少部分蒸发；
(9)为在塔中间的进料位置处接收所述第一物流和在塔的下部进料位置处接收所述加热的第二物流而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(10)为接收所述第一液体物流并将其分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(11)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述第一蒸气物流并使之充分冷却至部分冷凝；
(12)为接收所述部分冷凝的第一蒸气物流并将其分离成第二蒸气物流和第二液体物流而连接的第二分离设备；
(13)连接到所述第二分离设备上的压缩设备，以接收所述第二蒸气物流并将其压缩到更高的压力，所述压缩设备进一步连接到所述连接与分离设备上，以便在塔下部进料位置处供应所述压缩的第二蒸气物流；
(14)连接到所述第二分离设备上的泵送设备，以接收所述第二液体物流并将其泵送到更高的压力下；
(15)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的第二液体物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述第一蒸气物流，所述第二换热设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部供料位置处供应至少部分蒸发的泵送物流到所述接触与分离设备；和
(16)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
31.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的第一分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述第一分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)为接收所述加热的液化天然气并进一步将其充分加热使之至少部分蒸发而连接的第二换热设备；
(7)为接收所述进一步加热的液化天然气而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(8)为接收所述第一液体物流并将其分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(9)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述第一蒸气物流并使之充分冷却至部分冷凝；
(10)为接收所述部分冷凝的第一蒸气物流并将其分离成第二蒸气物流和第二液体物流而连接的第二分离设备；
(11)连接到所述第二分离设备上的压缩设备，以接收所述第二蒸气物流并将其压缩到更高的压力；
(12)连接到所述第二分离设备上的泵送设备，以接收所述第二液体物流并将其泵送到更高的压力下；
(13)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的第二液体物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述第一蒸气物流；
(14)连接到所述压缩设备和所述第二换热设备上的组合设备，以接收所述压缩的第二蒸气物流和所述至少部分蒸发的泵送物流，于是形成组合物流，所述组合设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述组合物流到所述接触与分离设备；和
(15)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
32.分离含有甲烷和更重烃组分的液化天然气的装置，在所述装置中具有：
(a)以一个或多个原料物流供应所述液化天然气到精馏塔内的供应设备；和
(b)连接到所述供应设备上的精馏塔，以便接收所述液化天然气并将它精馏成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分；
其改进之处在于所述装置包括：
(1)在比所述精馏塔压力更高的压力下操作的接触与分离设备，所述接触与分离设备包括在接触之后分离所得蒸气和液体的分离设备；
(2)连接到所述接触与分离设备的上部区域的采出设备以采出蒸馏物流；
(3)连接到所述采出设备上的第一换热设备，以接收所述蒸馏物流，并使之充分冷却至部分冷凝；
(4)连接到所述第一换热设备上的第一分离设备，以接收所述部分冷凝的蒸馏物流，并将其分离成含大部分所述甲烷的挥发性较强的馏分和回流物流，所述第一分离设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔顶进料位置处供应所述回流物流到所述接触与分离设备中；
(5)进一步连接到所述供应设备上的第一换热设备，以接收所述液化天然气并将其加热，从而至少部分冷却所述蒸馏物流；
(6)连接到所述第一换热设备上的第二换热设备，以接收所述加热的液化天然气并进一步将其加热；
(7)连接到所述第二换热设备上的分配设备，以接收所述进一步加热的液化天然气并将其分离成至少第一物流和第二物流；
(8)连接到所述分配设备上的第三换热设备，以接收所述第二物流并将其充分加热使之至少部分蒸发；
(9)为在塔中间的进料位置处接收所述第一物流和在塔的下部进料位置处接收所述加热的第二物流而连接的所述接触与分离设备，于是形成并分离所述蒸馏物流和第一液体物流；
(10)为接收所述第一液体物流并将其分离成第一蒸气物流和含有大部分所述更重烃组分的挥发性相对较弱的馏分而连接的所述精馏塔；
(11)进一步连接到所述精馏塔上的第二换热设备，以接收所述第一蒸气物流并使之充分冷却至部分冷凝；
(12)为接收所述部分冷凝的第一蒸气物流并将其分离成第二蒸气物流和第二液体物流而连接的第二分离设备；
(13)连接到所述第二分离设备上的压缩设备，以接收所述第二蒸气物流并将其压缩到更高的压力；
(14)连接到所述第二分离设备上的泵送设备，以接收所述第二液体物流并将其泵送到更高的压力下；
(15)进一步连接到所述泵送设备上的所述第二换热设备，以接收所述泵送的第二液体物流并使之至少部分蒸发，从而至少部分冷却所述第一蒸气物流；
(16)连接到所述压缩设备和所述第二换热设备上的组合设备，以接收所述压缩的第二蒸气物流和所述至少部分蒸发的泵送物流，于是形成组合物流，所述组合设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述组合物流到所述接触与分离设备；和
(17)适合于调节进入所述接触与分离设备和所述精馏塔的所述回流物流的量和温度和所述原料物流的温度的控制设备，以维持所述接触与分离设备和所述精馏塔的塔顶温度在其中大部分所述更重烃组分在所述挥发性相对较弱馏分内回收的温度下。
33.权利要求25的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩蒸气物流到所述接触与分离设备。
34.权利要求26的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩蒸气物流到所述接触与分离设备。
35.权利要求29的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述接触与分离设备。
36.权利要求30的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述接触与分离设备。
37.权利要求31的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述组合设备上，以便供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述组合设备上并从而形成所述组合物流。
38.权利要求32的装置，其中冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述组合设备上，以便供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述组合设备并从而形成所述组合物流。
39.权利要求25的装置，其中加热设备连接到所述精馏塔上，以接收所述蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的蒸气物流到所述接触与分离设备中。
40.权利要求26的装置，其中加热设备连接到所述精馏塔上，以接收所述蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的蒸气物流到所述接触与分离设备中。
41.权利要求29的装置，其中加热设备连接到所述第二分离设备上，以接收所述第二蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的第二蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述接触与分离设备中。
42.权利要求30的装置，其中加热设备连接到所述第二分离设备上，以接收所述第二蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的第二蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述接触与分离设备，以便在塔下部进料位置处供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述接触与分离设备中。
43.权利要求31的装置，其中加热设备连接到所述第二分离设备上，以接收所述第二蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的第二蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述组合设备上，以便供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述组合设备中并从而形成所述组合物流。
44.权利要求32的装置，其中加热设备连接到所述第二分离设备上，以接收所述第二蒸气物流并将其加热，所述压缩设备连接到所述加热设备上，以接收所述加热的第二蒸气物流并将它压缩到更高的压力下，和冷却设备连接到所述压缩设备上，以接收所述压缩的加热的第二蒸气物流并使之冷却，所述冷却设备进一步连接到所述组合设备上，以便供应所述冷却的压缩的第二蒸气物流到所述组合设备中并从而形成所述组合物流。
45.权利要求24的装置，其中：
(1)分馏塔连接到所述供应设备上，以接收所述液化天然气并加热所述液化天然气，所述分馏塔进一步连接到所述精馏塔上，以接收所述蒸馏物流并使之充分冷却至部分冷凝，且同时将其分离以形成所述挥发性残余气体馏分和所述回流物流，所述分馏塔进一步连接到所述精馏塔上，以便作为塔顶原料向其中供应所述回流物流；和
(2)所述分配设备连接到所述分馏塔上，以接收所述加热的液化天然气。
46.权利要求25、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、42、43或44的装置，其中：
(1)分馏塔连接到所述供应设备上，以接收所述液化天然气并加热所述液化天然气，所述分馏塔进一步连接到所述接触与分离设备，以接收所述蒸馏物流并使之充分冷却至部分冷凝，且同时将其分离以形成所述挥发性残余气体馏分和所述回流物流，所述分馏塔进一步连接到所述接触与分离设备，以便作为塔顶原料向其中供应所述回流物流；和
(2)所述分配设备连接到所述分馏塔上，以接收所述加热的液化天然气。
47.权利要求26的装置，其中
(1)分馏塔连接到所述供应设备上，以接收所述液化天然气并加热所述液化天然气，所述分馏塔进一步连接到所述接触与分离设备，以接收所述蒸馏物流并使之充分冷却至部分冷凝，且同时将其分离以形成所述挥发性残余气体馏分和所述回流物流，所述分馏塔进一步连接到所述接触与分离设备，以便作为塔顶原料向其中供应所述回流物流；和
(2)所述分配设备连接到所述分馏塔上，以接收所述加热的液化天然气。
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