CN1954186A - 液化天然气的处理 - Google Patents
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Abstract
公开一种从液化天然气(LNG)物流中回收乙烷、乙烯、丙烯、丙烷和更重烃的方法和装置。将LNG原料流分成两部分。第一部分在上半塔中部进料点供入分馏塔。第二部分与该塔分馏段上升的较热馏出物流进行热交换，从而将此部分LNG进料流进行部分加热且所述馏出物流全部冷凝。所述冷凝的馏出物流分成“贫”LNG产物流和回流物流，将该回流物流在塔顶进料位置供入该塔。将所述部分加热的那部分LNG进料流进一步加热至部分或全部汽化，然后在下半塔中部进料位置供入该塔。该塔进料的量和温度能有效使塔顶温度保持在一定温度，从而将大部分所期望组分回收到该塔的塔底液体产物中。
Description
发明背景
本发明涉及一种从液化天然气(下文中称为LNG)中分离乙烷及更重烃或丙烷及更重烃来提供挥发性的富甲烷贫LNG物流和低挥发性的天然气液态产物(NGL)或液化石油气(LPG)物流的方法。本申请人根据《美国法典》第35篇第119节(e)要求在先美国临时申请号60/584,668(2004年7月1日申请)、60/646,903(2005年1月24日申请)、60/669,642(2005年4月8日申请)和60/671,930(2005年4月15日申请)的权益。
作为管道输送的替代方式，有时要将边远地区的天然气进行液化并在专用LNG罐中运输到适当的LNG接收和储存罐区。然后可使LNG再汽化并按与天然气相同的方式用作气态燃料。尽管LNG通常有较大比例的甲烷，即甲烷占LNG的至少50％(摩尔)，但也含有较少量诸如乙烷、丙烷和丁烷等的重质烃和氮气。通常需要使LNG中的一些或所有重质烃与甲烷分离以使LNG汽化所得气体燃料符合管道气热值要求。此外，因为重质烃作为液体产物(例如用作石化原料)的价值比其作为燃料的价值高，通常也希望使这些重质烃与甲烷分离。
尽管可用来从LNG中分离乙烷及更重烃的方法很多，但这些方法通常必须妥善处理高回收率、低公用工程费和工艺简单(从而投资少)之间的关系。US 2,952,984、3,837,172和5,114,451及同时待决申请No.10/675,785描述了有关的LNG方法，在回收乙烷或丙烷同时产生气态的贫LNG物流，然后将后者压缩至输送压力进入气体分配网。然而，如果换成产生液态的贫LNG物流，则公用工程费可能较低，可将其用泵压(而非压缩)至气体分配网的输送压力，随后用少量的外部热源或其它手段使贫LNG汽化。美国专利申请公开号US 2003/0158458A1描述了此方法。
本发明广义涉及从这样的LNG物流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重质烃的方法。采用新的工艺布置使乙烷或丙烷回收率高同时保持工艺设备简单而且投资少。此外，本发明还使处理LNG所需的公用工程(电和热)减少导致操作费用比先有技术方法低。要按本发明处理的LNG物流的典型分析结果是(近似的摩尔百分率)86.7％甲烷、8.9％乙烷及其它C2组分、2.9％丙烷及其它C3组分、1.0％丁烷+和余量的氮气。
为更好地理解本发明，参考以下实施例和附图。参看的附图：
图1是先有技术LNG处理设备的流程图；
图2是根据美国专利申请公开号US2003/0158458A1的先有技术LNG处理设备的流程图；
图3是根据本发明的LNG处理设备的流程图；和
图4至13是说明本发明LNG处理设备的可选方式的流程图。
以下对上述附图的解释中，提供了针对典型工艺条件计算的流量汇总表。为方便起见，本文出现的这些表中，流量值(摩尔/小时)已四舍五入至最接近的整数。表中所示总物流流量包括所有非烃类组分因而一般会大于烃组分物流流量之和。所示温度是已四舍五入的近似值。还应注意为对比图中所示方法而进行的工艺设计是假定从环境至过程(或者从过程至环境)没有热损失的基础上计算的。商购绝缘材料的质量使之成为很合理的假定而且是本领域技术人员通常采用的假定。
为方便起见，以传统的英制单位和国际制(SI)单位报告工艺参数。表中所给出的摩尔流量可解释为磅分子/小时或千摩尔/小时。以马力(HP)和/或千英热单位/小时(MBTU/Hr)报告的能耗与所述以磅分子/小时为单位的摩尔流量相对应。以千瓦报告的能耗与所述以千摩尔/小时为单位的摩尔流量相对应。
先有技术
参见图1，为了进行对比，我们从一例适合生产包含原料中存在的大部分C2组分及更重烃组分的NGL产物的先有技术LNG处理设备开始。来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵中排出的物流41a在换热器12和13中通过与-120[-84℃]的气流52和80[27℃]的脱甲烷塔塔底液体产物(物流51)进行热交换而被加热。
加热后的物流41c在-163[-108℃]和230psia[1,586kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流46)与任何残留液(物流47)分离。用泵28使物流47增压至较高压力，然后通过控制阀20膨胀至分馏塔21的操作压力(约430psia[2,965kPa(a)])，作为塔顶进料(物流47b)供入塔该。
分馏柱或塔21(通常称为脱甲烷塔)是包含多个垂直间隔的塔板、一或多个填充床或塔板与填料某种组合的常规蒸馏塔。塔板和/或填料使塔内下降的液体与上升的蒸气之间发生必要的接触。该塔还包括一或多个再沸器(如再沸器25)，能将一部分沿塔向下流动的液体加热并汽化以提供沿塔向上流动的汽提用蒸气。这些蒸气集将甲烷从液体中汽提出来，从而使塔底液体产物(物流51)基本不含甲烷而是由LNG进料流中所含的大部分C2组分和重质烃组成。(由于该塔再沸器中要求温度范围，故通常需要高能级公用工程热源给再沸器供热，例如此例中所用的加热介质)。依据塔底产物中甲烷体积分数的规格一般为0.005，液体产物流51在80[27℃]下离开塔底。如前面所述在换热器13中冷却至43[6℃]之后，液体产物(物流51a)流入储罐或进一步处理。
来自分离器15的蒸气流46进入压缩机27(由外电源驱动)而被压缩至较高压力。所得物流46a与-130[-90℃]下离开脱甲烷塔21的脱甲烷塔塔顶气流48合并产生-120[-84℃]的富甲烷残气(物流52)，然后如前面所述在换热器12中冷却至-143[-97℃]使该物流全部冷凝。然后用泵32将冷凝液(物流52a)增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52b)用于后续汽化和/或输送过程。
图1所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表I
(图1)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9.524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 46 | 3,253 | 20 | 1 | 0 | 3,309 |
| 47 | 6,271 | 957 | 321 | 109 | 7,670 |
| 48 | 6,260 | 78 | 5 | 0 | 6,355 |
| 52 | 9,513 | 98 | 6 | 0 | 9,664 |
| 51 | 11 | 879 | 316 | 109 | 1,315 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90,00％ | ||||
| 丙烷 | 98.33％ | ||||
| 丁烷+ | 99.62％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 123HP | [202kW] | |||
| 脱甲烷塔进料泵 | 132HP | [217kW] | |||
| LNG产物泵 | 773HP | [1,271kW] | |||
| 蒸气压缩机 | 527HP | [867kW] | |||
| 总计 | 1,555HP | [2,557kW] | |||
| 高能级公用工程热量 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 23,271MBTU/Hr | [15,032kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
图2示出根据美国专利申请公开号US 2003/0158458A1的一种可供选择的先有工艺方法，可在较低的公用工程消耗条件下获得比图1中所用先有工艺方法稍高的回收率。图2的方法适合生产包含原料流中存在的大部分C2组分及更重烃组分的NGL产物，已应用于LNG组成和条件与前面图1所述相同的过程。
图2方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分馏塔21。从该泵中排出的物流41a在换热器12和13中与-130[-90℃]的塔顶蒸气流48、-122[-86℃]的压缩蒸气流52a和85[29℃]的脱甲烷塔塔底液体产物(物流51)进行热交换而被加热。然后将部分加热的物流41c在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热至-120[-84℃](物流41d)。(高能级公用工程热通常比低能级公用工程热要贵，所以最大化地使用低能级热如本例所用的海水而最小化地使用高能级热，通常能达到降低操作费用的目的。)物流41e经控制阀20膨胀至分馏塔21的操作压力(约450psia[3,103kPa(a)])后，在-123[-86℃]下流入塔中部的进料点。
塔21中脱甲烷塔是包含多个垂直间隔的塔板、一或多个填充床或塔板与填料某种组合的常规蒸馏塔。如同天然气加工设备中常见的情况，所述分馏塔可由两段构成。上部吸收(精馏)段21a包含能为上升蒸气与下降冷液体之间提供必要接触的塔板和/或填料以便冷凝和吸收乙烷及重组分；下部汽提(脱甲烷)段21b包含能为下降液体与上升蒸气之间提供必要接触的塔板和/或填料。脱甲烷段还包括一或多个再沸器(如再沸器25)，能将一部分沿塔向下流动的液体加热而使之汽化来提供沿塔向上流动的汽提用蒸气。这些蒸气从液体中汽提出甲烷，从而使塔底液体产物(物流51)基本不舍甲烷而是由LNG原料流中所含大部分C2组分和重质烃组成。
塔顶气流48在-130[-90℃]下离开分馏塔21的上部并流入换热器12，如前面所述在其中与冷LNG(物流41a)进行热交换而被冷却至-135[-93℃]并且部分冷凝。部分冷凝的物流48a进入回流分离器26，在其中通过使冷凝液(物流53)与未冷凝蒸气(物流52)分离。来自回流分离器26的液流53通过回流泵28增压至比脱甲烷塔21的操作压力稍高的压力，然后经控制阀30使物流53b作为冷塔顶进料(回流液)供入脱甲烷塔21。该冷回流液在脱甲烷塔21的上部吸收(精馏)段21a内从上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分及更重烃组分。
液体产物流51在85[29℃]下从分馏塔21的底部排出，基于塔底产物中甲烷体积分数为0.005。液体产物(物流51a)在前述的换热器13中冷却至0[-18℃]之后流入储罐或进一步处理。离开回流分离器26的富甲烷残气(物流52)用压缩机27(外电源驱动)压缩至493psia[3,400kPa(a)](物流52a)，以使该物流在前述的换热器12中冷却至-136[-93℃]时可全部冷凝。然后用泵32将冷凝液(物流52b)增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52c)用于后续汽化和/或输送过程。
图2所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表II
(图2)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 48 | 10,540 | 177 | 0 | 0 | 10,766 |
| 53 | 1,027 | 79 | 0 | 0 | 1,108 |
| 52 | 9,513 | 98 | 0 | 0 | 9,658 |
| 51 | 11 | 879 | 322 | 109 | 1,321 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90.01％ | ||||
| 丙烷 | 100.00％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 298HP | [490kW] | |||
| 回流泵 | 5HP | [8kW] | |||
| LNG产物泵 | 762HP | [1,253kW] | |||
| 蒸气压缩机 | 226HP | [371kW] | |||
| 总计 | 1,291HP | [2,122kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 6,460MBTU/Hr | [4,173kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 17,968MBTU/Hr | [11,606kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
将上面图2先有工艺方法的表II所示出的回收率与图1先有工艺方法的表I所示出的回收率进行对比，图2方法可获得基本相同的乙烷回收率和稍高的丙烷及丁烷+回收率。表II中的公用工程消耗与表I中的对比表明：图2方法需要的电力和高能级公用工程热比图1方法的都要少。图2方法中通过脱甲烷塔21采用回流操作的方法在该塔中更有效地回收乙烷及重组分从而达到减少电力的目的。这又允许塔进料温度比图1方法更高，通过在换热器14中用低能级公用工程热加热该塔进料的方法降低了脱甲烷塔21中再沸器的加热需求(使用高能级公用工程热)。(注：图1方法塔底产物流51a冷却至43[6℃]，而图2方法则是较理想的0[-18℃]。对于图1方法而言，试图使物流51a冷却至更低温度确实减少了再沸器25的高能级公用工程热需要量，但会导致进入分离器15的物流41c温度较高而使蒸气压缩机27的用电量不成比例地增加，因为要维持足够的回收率必须降低分离器15的操作压力。)
发明详述
实施例1
图3示出根据本发明的一种方法的流程图。图3所示方法中所设定的LNG组成和条件与图1和2中的相同。因此，图3方法可与图1和2的方法进行对比以说明本发明的优点。
在图3方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵中排出的物流41a分成两部分-物流42和43。第一部分(物流42)通过膨胀阀17膨胀至分馏塔21的操作压力(约450psia[3,103kPa(a)])并在上半塔中部的进料点供入该塔。第二部分(物流43)在进入分离器15之前被加热使之全部或部分汽化。图3所示实施例中，物流43先通过在换热器12和13中通过使-112[-80℃]的压缩塔顶气流48a、-129[-90℃]的回流物流53和来自所述塔的85[29℃]的液体产物(物流51)冷却的方法而被加热至-106[-77℃]。然后在换热器14中用低能级公用工程热将部分加热的物流43b进一步加热(物流43c)。注意：所有情况下，换热器12、13和14可表示多个单换热器或单个多路换热器或其任意组合。(至于如何确定指定加热设备是用一或多个换热器则取决于若干因素，包括但不限于LNG输入流量、换热器大小、物流温度等。)
加热后的物流43c在-62[-52℃]和625psia[4,309kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流46)与任何残留液(物流47)分离。来自分离器15的蒸气(物流46)进入作功膨胀机18，从该部分高压进料中取出机械能。膨胀机18使蒸气基本上等熵膨胀至塔的操作压力，所述作功膨胀过程使膨胀的物流46a冷却至约-85[-65℃]的温度。典型的商购膨胀机能回收理想等熵膨胀过程中理论可得功的约80-88％左右。回收的功通常用于驱动离心压缩机(如设备19)，例如可用于再压缩塔顶蒸气(物流48)。此后，部分冷凝的膨胀气流46a作为进料在塔中部的进料点供入分馏塔21。所述分离器的液体(物流47)通过膨胀阀20膨胀至分馏塔21的操作压力，冷却至-77[-61℃]的物流47a在下半塔中部进料点供入分馏塔21。
分馏塔21中脱甲烷塔是包含多个垂直间隔的塔板、一或多个填充床、或塔板与填料的某种组合的常规蒸馏塔。与图2所示分馏塔类似，图3中的分馏塔可由两段构成。上部吸收(精馏)段包含能为上升蒸气与下降冷液体之间提供必要接触的塔板和/或填料以便冷凝和吸收乙烷及重组分；下部汽提(脱甲烷)段包含能为下降液体与上升蒸气之间提供必要接触的塔板和/或填料。脱甲烷段还包括一或多个再沸器(如再沸器25)，能将一部分沿塔向下流动的液体加热而使之汽化以提供沿塔向上流动的汽提用蒸气。液体产物流51在85[29℃]下从塔底排出，基于塔底产物中甲烷体积分数为0.005。液体产物(物流51a)如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃]后流入储罐或进一步处理。
塔顶馏出气流48在-134[-92℃]下从分馏塔21的上部排出并流入由膨胀机18驱动的压缩机19，在其中被压缩至550psia[3,789kPa(a)](物流48a)。在此压力下，该物流在前述的换热器12中被冷却至-129[-90℃]时全部冷凝。然后使冷凝液(物流48b)分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其流入换热器12，如前面所述通过与一部分冷LNG(物流43)进行热交换使之过冷至-166[-110℃]。过冷的回流物流53a通过膨胀阀30膨胀至脱甲烷塔21的操作压力，然后膨胀的物流53b作为冷塔顶进料(回流液)供入脱甲烷塔21。该冷回流液在脱甲烷塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分及更重烃组分。
图3所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表III
(图3)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 42 | 1,743 | 179 | 59 | 20 | 2,009 |
| 43 | 7,781 | 798 | 263 | 89 | 8,970 |
| 46 | 7,291 | 554 | 96 | 14 | 7,993 |
| 47 | 490 | 244 | 167 | 75 | 977 |
| 48 | 10,318 | 105 | 0 | 0 | 10,474 |
| 53 | 805 | 8 | 0 | 0 | 817 |
| 52 | 9,513 | 97 | 0 | 0 | 9,657 |
| 51 | 11 | 880 | 322 | 109 | 1,322 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90.05％ | ||||
| 丙烷 | 99.89％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 396HP | [651kW] | |||
| LNG产物泵 | 756HP | [1,243kW] | |||
| 总计 | 1,152HP | [1,894kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 18,077MBTU/Hr | [11,677kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 8,441MBTU/Hr | [5,452kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上表III中显示的图3方法回收率与表I中显示的图1先有工艺方法的回收率对比表明：本发明的乙烷回收率与图1的相当而丙烷回收率(99.89％对98.33％)和丁烷+回收率(100.00％对99.62％)比图1的稍高一些。但表III中的公用工程消耗与表I中的对比表明：本发明所需电力和高能级公用工程热比图1方法低得多(分别减少26％和64％)。
表III中显示的回收率与表II中图2先有工艺方法的回收率对比表明：本发明的液体回收率与图2方法的回收率基本相当(只有丙烷回收率略低，99.89％对100.00％)。但表III中的公用工程消耗与表II中的对比表明：本发明所需电力和高能级公用工程热明显低于图2方法(分别减少11％和53％)。
有三个导致本发明效率改进的主要因素。第一，与图1先有工艺方法相比，本发明不依靠LNG进料本身直接用作分馏塔21的回流液，而是将冷LNG固有的致冷作用用于换热器12来产生一个其中欲回收C2组分及更重烃组分含量极少的回流液流(物流53)，使分馏塔21的上部吸收段内能更有效地精馏而避免了图1先有工艺方法的平衡限制。第二，与图1和2的先有工艺方法相比，在供入分馏塔21之前使LNG进料分成两部分可更有效地利用低能级公用工程热，从而减少再沸器25所消耗的高能级公用工程热的量。较冷的那部分LNG进料(图3中物流42a)作为分馏塔21的补加回流物流，使膨胀气流和液流(图3中物流46a和47a)中的蒸气进行部分精馏以使加热和部分汽化此部分LNG进料(物流43)的操作不会过度增加换热器12的冷凝负荷。第三，与图2的先有工艺方法相比，用一部分冷LNG进料(图3中物流42a)作为补加回流物流能使所用的分馏塔21塔顶回流量减少，如表III中物流53与表II中物流53对比所见。塔顶回流液流量减少，加上换热器14中用低能级公用工程热加热的程度较大(如表III与表II对比所见)，导致进入分馏塔21的总液体量减少，再沸器25所需负载降低且使满足脱甲烷塔塔底液体产物规格所需的高能级公用工程热的量最小化。
实施例2
图4示出本发明的一种可供选择的实施方案。图4所示方法中设定的LNG组成和条件与图3中以及前面图1和2所述的相同。因此，本发明的图4方法可与图3所示实施方案及图1和2中所示先有工艺方法对比。
图4方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵中排出的物流41a在进入分离器15之前被加热使之全部或部分汽化。图4所示实施例中，物流41a先在换热器12和13中通过将-63[-53℃]的压缩塔顶气流48b、-135[-93℃]的回流物流53和来自所述塔的85[29℃]的液体产物(物流51)冷却而被加热至-99[-73℃]。然后在换热器14中用低能级公用工程热将部分加热的物流41c进一步加热(物流41d)。
加热后的物流41d在-63[-53℃]和658psia[4,537kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流44)与任何残留液(物流47)分离。所述分离器的液体(物流47)通过膨胀阀20膨胀至分馏塔21的操作压力(约450psia[3,103kPa(a)])，物流47a在进入分馏塔21的下半塔中部进料点之前冷却至-82[-63℃]。
来自分离器15的蒸气(物流44)分成两股物流45和46。包含所述总蒸气约30％的物流45穿过换热器16，与-134[-92℃]的脱甲烷塔塔顶冷蒸气(物流48)进行热交换，被冷却到基本冷凝。然后将所得的-129[-89℃]的基本冷凝物流45a通过膨胀阀17闪蒸膨胀至分馏塔21的操作压力。膨胀过程中部分物流汽化，导致总物流冷却。图4所示方法中，离开膨胀阀17的膨胀物流45b达到-133[-92℃]的温度，在上半塔中部进料点供入分馏塔21。
其余70％的来自分离器15的蒸气(物流46)进入作功膨胀机18，从该部分高压进料中取出机械能。膨胀机18使蒸气基本上等熵膨胀至塔的操作压力，所述作功膨胀过程使膨胀物流46a冷却至约-90[-68℃]的温度。然后部分冷凝的膨胀气流46a作为进料在塔中部进料点供入分馏塔21。
液体产物流51在85[29℃]下从塔底排出，基于塔底产物中甲烷体积分数为0.005。液体产物(物流51a)如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃]之后，流入储罐或进一步处理。
塔顶馏出气流48在-134[-92℃]下从分馏塔21的上部排出并在换热器16中与输入的进料气逆向通过，在其中被加热至-78[-61℃]。加热后的物流48a流入由膨胀机18驱动的压缩机19，在其中被压缩至498psia[3,430kPa(a)](物流48b)。在此压力下，该物流如前面所述在换热器12中被冷却至-135[-93℃]时全部冷凝。然后使冷凝液(物流48c)分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其流入换热器12，如前面所述通过与冷LNG(物流41a)进行热交换使之过冷至-166[-110℃]。过冷的回流物流53a通过膨胀阀30膨胀至脱甲烷塔21的操作压力，然后将膨胀的物流53b作为塔顶冷进料(回流液)供入脱甲烷塔21。该冷回流液在脱甲烷塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分及更重烃组分。
图4所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表IV
(图4)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 44 | 8,789 | 647 | 111 | 16 | 9,609 |
| 47 | 735 | 330 | 211 | 93 | 1,370 |
| 45 | 2,663 | 196 | 34 | 5 | 2,911 |
| 46 | 6,126 | 451 | 77 | 11 | 6,698 |
| 48 | 10,547 | 108 | 0 | 0 | 10,706 |
| 53 | 1,034 | 11 | 0 | 0 | 1,049 |
| 52 | 9,513 | 97 | 0 | 0 | 9,657 |
| 51 | 11 | 880 | 322 | 109 | 1,322 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90.06％ | ||||
| 丙烷 | 99.96％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 419HP | [688kW] | |||
| LNG产物泵 | 761HP | [1,252kW] | |||
| 总计 | 1,180HP | [1,940kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 16,119MBTU/Hr | [10,412kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 8,738MBTU/Hr | [5,644kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图4实施方案的表IV与本发明图3实施方案的表III对比表明：图4实施方案的液体回收率基本相同。由于图4实施方案利用塔顶馏出物(物流48)在换热器16中将分离器15的一部分蒸气(物流45)冷凝并过冷来产生分馏塔21的补加回流液(物流45b)，所以进入压缩机19的气体(物流48a)比图3实施方案的相应物流(物流48)的温度高很多。根据该设备所采用的压缩器类型，温度较高可在冶金学等方面提供优点。但因为供入分馏塔21的补加回流物流45b不如图3实施方案中物流42a冷，所以需要更多的塔顶回流液(物流53b)而换热器14中可使用更少量的低能级公用工程热。这会使再沸器25的负荷增加且使本发明图4实施方案所需高能级公用工程热的量比图3实施方案增加。塔顶回流液流量较大还使图4实施方案的电力需要量比图3实施方案稍高(约2％)。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力和高能级公用工程热的相对成本及泵、换热器和压缩机的相对投资费用。
实施例3
图5示出本发明一种更简单的可供选择的实施方案。图5所示方法中设定的LNG组成和条件与图3和4中以及前面图1和2所述的相同。因此，本发明的图5方法可与图3和4所示实施方案及图1和2中所示先有工艺方法对比。
图5方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵中排出的物流41a在进入分离器15之前被加热使之全部或部分汽化。图5所示实施例中，物流41a先在换热器12和13中通过使-110[-79℃]的压缩塔顶气流48a、-128[-89℃]的回流物流53和来自所述塔的85[29℃]的液体产物(物流51)冷却而被加热至-102[-75℃]。然后在换热器14中用低能级公用工程热将部分加热的物流41c进一步加热(物流41d)。
加热后的物流41d在-74[-59℃]和715psia[4,930kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流46)与任何残留液(物流47)分离。来自分离器的蒸气(物流46)进入作功膨胀机18，从该部分高压进料中取出机械能。膨胀机18使蒸气基本上等熵膨胀至塔的操作压力(约450psia[3,103kPa(a)])，所述作功膨胀过程使膨胀气流46a冷却至约-106[-77℃]的温度。然后部分冷凝的膨胀气流46a作为进料在塔中部进料点供入分馏塔21。所述分离器的液体(物流47)通过膨胀阀20膨胀至分馏塔21的操作压力，物流47a在下半塔中部进料点供入分馏塔21之前冷却至-99[-73℃]。
液体产物流51在85[29℃]下从塔底排出，基于塔底产物中甲烷体积分数为0.005。液体产物(物流51a)如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃]之后，流入储罐或进一步处理。
塔顶馏出气流48在-134[-92℃]下从分馏塔21的上部排出并流入由膨胀机18驱动的压缩机19，在其中被压缩至563psia[3,882kPa(a)](物流48a)。在此压力下，该物流如前面所述在换热器12中被冷却至-128[-89℃]时全部冷凝。然后使冷凝液(物流48b)分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其流入换热器12，如前面所述通过与冷LNG(物流41a)进行热交换使之过冷至-184[-120℃]。过冷的回流物流53a通过膨胀阀30膨胀至脱甲烷塔21的操作压力，然后膨胀的物流53b作为塔顶冷进料(回流液)供入脱甲烷塔21。该冷回流液在脱甲烷塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分及更重烃组分。
图5所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表V
(图5)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 46 | 7,891 | 475 | 72 | 10 | 8,493 |
| 47 | 1,633 | 502 | 250 | 99 | 2,486 |
| 48 | 11,861 | 121 | 0 | 0 | 12,042 |
| 53 | 2,348 | 24 | 0 | 0 | 2,385 |
| 52 | 9,513 | 97 | 0 | 0 | 9,657 |
| 51 | 11 | 880 | 322 | 109 | 1,322 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90.02％ | ||||
| 丙烷 | 100.00％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 457HP | [752kW] | |||
| LNG产物泵 | 756HP | [1,242kW] | |||
| 总计 | 1,213HP | [1,994kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 16,394MBTU/Hr | [10,590kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 10,415MBTU/Hr | [6,728kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图5实施方案的表V与本发明图3实施方案的表III和图4实施方案的表IV对比表明：图5实施方案的液体回收率基本相同。由于图5实施方案不象图3和4实施方案那样对分馏塔21使用补加回流液(分别为物流42a和45b)，所以需要更多的塔顶回流液(物流53b)且换热器14中所用的低能级公用工程热的量更少。这使再沸器25的负荷增加而且使本发明图5实施方案所需高能级公用工程热的量比图3和4实施方案增加。塔顶回流液流量较高还使图5实施方案的电力需要量比图3和4实施方案稍高(分别高约5％和3％)。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力和高能级公用工程热的相对成本及塔、泵、换热器和压缩机的相对投资费用。
实施例4
采用如图6所示的本发明另一实施方案可获得一种可在低能耗条件下维持同样C2组分回收率的略复杂一些的设计。图6所示方法中设定的LNG组成和条件与图3至5中以及前面图1和2所述的相同。因此，本发明的图6方法可与图3至5所示实施方案及图1和2中所示先有工艺方法对比。
图6方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入吸收塔21。图6所示实施例中，从该泵排出的物流41a先在换热器12中通过使自接触分离装置吸收塔21中排出的-129[-90℃]塔顶蒸气(馏出气流48)和自分馏汽提塔24排出的-83[-63℃]塔顶蒸气(馏出气流50)冷却而被加热至-120[-84℃]。然后部分加热的液流41b分成两部分(物流42和43)。第一部分(物流42)通过膨胀阀17膨胀至吸收塔21的操作压力(约495psia[3,413kPa(a)])并在下半塔中部进料点供入该塔。
第二部分(物流43)在进入吸收塔21之前被加热使之全部或部分汽化。图6所示实施例中，物流43先在换热器13中通过使来自分馏汽提塔24的88[31℃]液体产物(物流51)冷却而被加热至-112[-80℃]。然后将部分加热的物流43a在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热(物流43b)。部分汽化的物流43b通过膨胀阀20膨胀至吸收塔21的操作压力，使物流43c冷却至-67[-55℃]，然后在塔下部进料点供入吸收塔21。膨胀物流43c的液体部分(如果有的话)与从吸收塔21上部落下的液体混合，混合液流49在-79[-62℃]下从吸收塔21底部排出。膨胀物流43c的气相部分经吸收塔21上升并与下落的冷液体接触来冷凝和吸收C2组分及更重烃组分。
来自接触设备吸收塔21底部的混合液流49通过膨胀阀22闪蒸膨胀至稍高于汽提塔24的操作压力(465psia[3,206kPa(a)])，物流49冷却至-83[-64℃](物流49a)后，在塔顶进料点进入分馏汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中产生的蒸气从物流49a中汽提出甲烷以满足甲烷体积分数为0.005的规格。所得液体产物流51在88[31℃]下从汽提塔24的底部排出，如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃](物流51a)，然后流入储罐或进一步处理。
来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)在-83[-63℃]下离开该塔并流入换热器12，如前面所述在其中冷却至-132[-91℃]，使该物流全部冷凝。然后冷凝液流50a进入塔顶气泵33，使物流50b的压力升至稍高于吸收塔21的操作压力。通过控制阀35膨胀至吸收塔21的操作压力后，-130[-90℃]的物流50c在上半塔中部进料点供入吸收塔21，在其中与从吸收塔21上部落下的液体混合而成为一部分用于从吸收塔21下部上升蒸气中捕集C2和重质组分的液体。
塔顶馏出气流48在-129[-90℃]下从吸收塔21的上部排出，流入换热器12并如前面所述冷却至-135[-93℃]，使该物流全部冷凝。冷凝液(物流48a)通过泵31增压至稍高于吸收塔21的操作压力(物流48b)，然后分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其通过控制阀30膨胀至吸收塔21的操作压力。然后膨胀的物流53a在-135[93℃]下作为塔顶冷进料(回流液)供入吸收塔21。该冷回流液在吸收塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C2组分及更重烃组分。
图6所示方法物流流量和能耗示于下表中：
表VI
(图6)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 42 | 2,769 | 284 | 94 | 32 | 3,192 |
| 43 | 6,755 | 693 | 228 | 77 | 7,787 |
| 48 | 10,546 | 108 | 0 | 0 | 10,706 |
| 49 | 1,373 | 994 | 329 | 109 | 2,808 |
| 50 | 1,362 | 114 | 7 | 0 | 1,486 |
| 53 | 1,033 | 11 | 0 | 0 | 1,049 |
| 52 | 9,513 | 97 | 0 | 0 | 9,657 |
| 51 | 11 | 880 | 322 | 109 | 1,322 |
| 回收率* | |||||
| 乙烷 | 90.04％ | ||||
| 丙烷 | 99.8 8％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 359HP | [590kW] | |||
| 吸收塔塔顶气泵 | 48HP | [79kW] | |||
| 汽提塔塔顶气泵 | 11HP | [18kW] | |||
| LNG产物泵 | 717HP | [1,179kW] | |||
| 总计 | 1,135HP | [1,866kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 16,514MBTU/Hr | [10,667kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱甲烷塔再沸器 | 8,358MBTU/Hr | [5,399kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图6实施方案的表VI与本发明图3至5实施方案的表III至V对比表明：图6实施方案的液体回收率基本相同。但表VI中的公用工程消耗与表III至V中的对比表明：本发明图6实施方案所需电力和高能级公用工程热均比图3至5实施方案下降。图6实施方案的电力需要量分别降低1％、4％和6％，高能级公用工程热需要量分别降低1％、4％和20％。
本发明图6实施方案的公用工程需要量比图3至5实施方案减少可主要归因于两个因素。第一，将图3至5实施方案中的分馏塔21分成分立的吸收塔21和汽提塔24，两塔的操作压力可针对其各自作用独立地优化。图3至5实施方案中分馏塔21的操作压力不能提高到所示值以上很多，这样才不会发生因高操作压力对蒸馏操作产生的不利影响。此影响表现为因其蒸气和液流的相态特性导致分馏塔21内传质较差。特别关心的是影响气-液分离效率的物理性质，即液体表面张力和两相的密度差。精馏操作(吸收塔21)和汽提操作(汽提塔24)的操作压力不再象图3至5实施方案那样联系在一起，汽提操作可在合理的操作压力下进行，同时精馏操作可在有利于其塔顶气流(图6实施方案中物流48)在换热器12中冷凝的较高压力下进行。
第二，除图3和4实施方案中部分LNG进料流作为补加回流物流(图3中物流42a和图4中物流45b)之外，本发明图6实施方案对吸收塔21还使用了第二补加回流物流(物流50c)以便有助于对进入吸收塔21下部的物流43c中的蒸气进行精馏。这样可在换热器14中更好地利用低能级公用工程热以降低再沸器25的负荷，减少高能级公用工程热的需要量。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力和高能级公用工程热的相对成本及塔、泵、换热器和压缩机的相对投资费用。
实施例5
如图7中所示，本发明还可用于生产包含原料流中存在的大部分C3组分及更重烃组分的LPG产品。图7所示方法中设定的LNG组成和条件与前面图1至6所述的相同。因此，本发明的图7方法可与图1和2中所示先有工艺方法以及图3至6中所示本发明其它实施方案对比。
图7方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入吸收塔21。图7所示实施例中，从该泵排出的物流41a先在换热器12和13中通过使自接触分离装置吸收塔21中排出的-90[-68℃]塔顶蒸气(馏出气流48)、自分馏汽提塔24中排出的57[14℃]的压缩塔顶蒸气(物流50a)和来自分馏汽提塔24的190[88℃]液体产物(物流51)冷却而被加热至-99[-73℃]。
然后将部分加热的液流41c在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热(物流41d)至-43[-42℃]。部分汽化的物流41d通过膨胀阀20膨胀至吸收塔21的操作压力(约465psia[3,206kPa(a)])，使物流41e冷却至-48[-44℃]，然后在塔下部进料点供入吸收塔21。膨胀物流41e的液体部分(如果有的话)与从吸收塔21上部落下的液体混合，混合液流49在-50[-46℃]下从吸收塔21底部排出。膨胀物流41e的气相部分经吸收塔21上升并与下落的冷液体接触来冷凝并吸收C3组分及更重组分。
来自接触设备吸收塔21底部的混合液流49通过膨胀阀22闪蒸膨胀至稍高于汽提塔24的操作压力(430psia[2,965kPa(a)])，物流49冷却至-53[-47℃](物流49a)，然后在塔顶进料点进入分馏汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中产生的蒸气从物流49a中汽提出甲烷及C2组分以满足乙烷与丙烷之摩尔比为0.020∶1的规格。所得液体产物流51在190[88℃]下从汽提塔24的底部排出，如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃](物流51a)，然后流入储罐或进一步处理。
来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)在30[-1℃]下离开该塔并流入塔顶气压缩机34(由补加电源驱动)，使物流50a的压力升至稍高于吸收塔21的操作压力。物流50a进入换热器12，如前面所述在其中冷却至-78[-61℃]，使该物流全部冷凝。冷凝液流50b通过控制阀35膨胀至吸收塔21的操作压力，然后所得-84[-64℃]的物流50c在塔中部进料点供入吸收塔21，在其中与从吸收塔21上部落下的液体混合而成为一部分用来从吸收塔21下部上升的蒸气中捕集C3及更重组分的液体。
塔顶馏出气流48在-90[-68℃]下从吸收塔21的上部排出，流入换热器12并如前面所述冷却至-132[-91℃]，使该物流全部冷凝。冷凝液(物流48a)通过泵31增压至稍高于吸收塔21的操作压力(物流48b)，然后分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其通过控制阀30膨胀至吸收塔21的操作压力。然后膨胀的物流53a在-131[-91℃]下作为塔顶冷进料(回流液)供入吸收塔21。该冷回流液在吸收塔21的上部从上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分及更重烃组分。
图7所示方法的物流流量和能耗示汇总于下表中：
表VII
(图7)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 48 | 11,475 | 1,170 | 4 | 0 | 12,705 |
| 49 | 426 | 326 | 396 | 116 | 1,266 |
| 50 | 426 | 320 | 77 | 7 | 832 |
| 53 | 1,951 | 199 | 1 | 0 | 2,160 |
| 52 | 9,524 | 971 | 3 | 0 | 10,545 |
| 51 | 0 | 6 | 319 | 109 | 434 |
| 回收率* | |||||
| 丙烷 | 99.00％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 325HP | [535kW] | |||
| 吸收塔塔顶气泵 | 54HP | [89kW] | |||
| LNG产物泵 | 775HP | [1,274kW] | |||
| 汽提塔塔顶气压缩机 | 67HP | [110kW] | |||
| 总计 | 1,221HP | [2,008kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 15,139MBTU/Hr | [9,779kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱乙烷塔再沸器 | 6,857MBTU/Hr | [4,429kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面图7方法的表VII中公用工程消耗与表III至VI的对比表明：
本发明此实施方案的电力需要量比图3至6实施方案稍高。但本发明图7实施方案所需高能级公用工程热比图3至6实施方案的明显降低，因为当不想回收C2组分时，则有更多的低能级公用工程热用于换热器14。
实施例6
本发明图7实施方案的电力需要量比图3至6实施方案增加主要是因为图7中的压缩机34，它提供使来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)通过换热器12然后进入吸收塔21所需的动力。图8示出本发明的一种可供选择的实施方案，其中取消了该压缩机而使电力需要量减少。图8所示方法中设定的LNG组成和条件与图7以及前面针对图1至6所述的相同。因此，本发明的图8方法可与图7中所示本发明实施方案、图1和2中所示先有工艺方法以及图3至6中所示本发明其它实施方案对比。
图8方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入吸收塔21。从该泵排出的物流41a先在换热器12和13中通过使自接触分离装置吸收塔21中排出的-90[-68℃]塔顶蒸气(馏出物流48)、自分馏汽提塔24中排出的20[-7℃]的塔顶蒸气(物流50)和来自分馏汽提塔21的190[88℃]液体产物(物流51)冷却而被加热至-101[-74℃]。
然后部分加热的液流41c在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热(物流41d)至-54[-48℃]。通过膨胀阀20膨胀至吸收塔21的操作压力(约465psia[3,206kPa(a)])之后，物流41e在-58[-50℃]下流入塔下部进料点。膨胀物流41e的液体部分(如果有的话)与从吸收塔21上部落下的液体混合，混合液流49在-61[-52℃]下从接触设备吸收塔21底部排出。膨胀物流41e的气相部分经吸收塔21上升并与下落的冷液体接触来冷凝并吸收C3组分及更重烃组分。
来自吸收塔21底部的混合液流49通过膨胀阀22闪蒸膨胀至稍高于汽提塔24的操作压力(430psia[2,965kPa(a)])，使物流49冷却至-64[-53℃](物流49a)，然后在塔顶进料点进入分馏汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中产生的蒸气从物流49a中汽提出甲烷和C2组分以满足乙烷与丙烷之摩尔比为0.020∶1。所得液体产物流51在190[88℃]下从汽提塔24的底部排出，如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃](物流51a)，然后流入储罐或进一步处理。
来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)在20[-7℃]下离开该塔而流入换热器12，如前面所述在其中冷却至-98[-72℃]，使该物流全部冷凝。然后冷凝液流50a进入塔顶气泵33，使物流50b的压力升至稍高于吸收塔21的操作压力，此时它再进入换热器12通过在该换热器中提供全部冷却任务的一部分被加热至-70[-57℃](物流50c)而部分汽化。通过控制阀35膨胀至吸收塔21的操作压力之后，物流50d在-75[-60℃]下在塔中部进料点供入吸收塔21，在其中与从吸收塔21上部落下的液体混合而成为用于从吸收塔21下部上升的蒸气中捕集C3及更重组分的一部分液体。
塔顶馏出气流48在-90[-68℃]下从接触设备吸收塔21中排出，流入换热器12，在其中如前面所述通过与冷LNG(物流41a)进行热交换被冷却至-132[-91℃]而全部冷凝。冷凝液(物流48a)通过泵31增压至稍高于吸收塔21的操作压力(物流48b)，然后分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其通过控制阀30膨胀至吸收塔21的操作压力。然后膨胀的物流53a在-131[-91℃]下作为塔顶冷进料(回流液)供入吸收塔21。该冷回流液在吸收塔21的上部从上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分及更重烃组分。
图8所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表VIII
(图8)
物流流量汇总表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 48 | 10,934 | 1,115 | 4 | 0 | 12,107 |
| 49 | 582 | 458 | 396 | 116 | 1,552 |
| 50 | 582 | 452 | 77 | 7 | 1,118 |
| 53 | 1,410 | 144 | 1 | 0 | 1,562 |
| 52 | 9,524 | 971 | 3 | 0 | 10,545 |
| 51 | 0 | 6 | 319 | 109 | 434 |
| 回收率* | |||||
| 丙烷 | 99.03％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 325HP | [534kW] | |||
| 吸收塔塔顶气泵 | 67HP | [110kW] | |||
| 汽提塔塔顶气泵 | 11HP | [18kW] | |||
| LNG产物泵 | 761HP | [1,251kW] | |||
| 总计 | 1,164HP | [1,913kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 13,949MBTU/Hr | [9,010kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱乙烷塔再沸器 | 8,192MBTU/Hr | [5,292kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图8实施方案的表VIII与本发明图7实施方案的表VII对比表明：图8实施方案的液体回收率基本相同。由于图8实施方案利用泵(图8中塔顶气泵33)而非压缩机(图7中塔顶气压缩机34)将来自分馏汽提塔24的塔顶蒸气送入接触设备吸收塔21，图8实施方案需要更少的电力。但图8实施方案所需高能级公用工程热较高(高约19％)。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力和高能级公用工程热的相对成本以及泵和压缩机的相对成本。
实施例7
采用如图9所示的本发明另一实施方案可获得一种能在高能级公用工程热低消耗条件下保持同样C3组分回收率的稍微复杂一些的设计，。图9所示方法中设定的LNG组成和条件与图7和8中以及前面针对图1至6所述的相同。因此，本发明的图9方法可与图7和8中所示本发明实施方案、图1和2中所示先有工艺方法及图3至6中所示本发明其它实施方案对比。
图9方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵排出的物流41a在进入分离器15之前被加热使之全部或部分汽化。图9所示实施例中，物流41a先在换热器12和13中通过使-70[-57℃]的压缩塔顶蒸气48a、67[19℃]的压缩塔顶气流50a和来自分馏汽提塔24的161[72℃]液体产物(物流51)冷却而被加热至-88[-66℃]。然后部分加热的液流41c在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热(物流41d)。
加热后的物流41d在-16[-27℃]和596psia[4,109kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流46)与任何残留液(物流47)分离。分离器的蒸气(物流46)进入作功膨胀机18，从该部分高压进料中取出机械能。膨胀机18使蒸气基本上等熵膨胀至塔的操作压力(约415psia[2,861kPa(a)])，所述作功膨胀过程使膨胀气流46a冷却至约-42[-41℃]的温度。然后部分冷凝的膨胀气流46a作为进料在塔中部进料点供入吸收塔21。如果存在任何分离器液体(物流47)，则通过膨胀阀20膨胀至吸收塔21的操作压力，然后在塔下部进料点供入吸收塔21。图9所示实施例中，物流41d在换热器14中完全汽化，所以不需要分离器15和膨胀阀20，而膨胀物流46a在塔下部进料点进料点供入吸收塔21。膨胀物流46a(和膨胀物流47a，如果存在的话)的液体部分(如果有的话)与从吸收塔21上部落下的液体混合，混合液流49在-45[-43℃]下从吸收塔21底部排出。膨胀物流46a(和膨胀物流47a，如果存在的话)的气相部分经吸收塔21上升并与下落的冷液体接触来冷凝并吸收C3组分及更重烃组分。
来自接触分离装置吸收塔21底部的混合液流49通过膨胀阀22闪蒸膨胀至稍高于分馏汽提塔24的操作压力(320psia[2,206kPa(a)])，使物流49冷却至-54[-48℃](物流49a)，然后在塔顶进料点进入分馏汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中产生的蒸气从物流49a中汽提出甲烷和C2组分以满足乙烷与丙烷之摩尔比为0.020∶1。所得液体产物流51在161[72℃]下从汽提塔24的底部排出，如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃](物流51a)，然后流入储罐或进一步处理。
来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)在20[-6℃]下离开该塔而流入塔顶气压缩机34(由膨胀机18产生的一部分电力驱动)，使物流50a的压力稍高于吸收塔21的操作压力。物流50a进入换热器12，如前面所述在其中冷却至-87[-66℃]，使该物流全部冷凝。冷凝液流50b通过控制阀35膨胀至吸收塔21的操作压力，然后所得-91[-68℃]的物流50c在塔中部进料点供入吸收塔21，在其中与从吸收塔21上部落下的液体混合而成为用于捕集从吸收塔21下部上升的蒸气中C3和重质组分的液体部分。
塔顶馏出气流48在-94[-70℃]下从吸收塔21的上部排出，流入压缩机19(由膨胀机18产生的剩余电力驱动)，在其中被压缩至508psia[3,501kPa(a)](物流48a)。在此压力下，该物流如前面所述在换热器12中冷却至-126[-88℃]时全部冷凝。然后冷凝液(物流48b)分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32增压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其通过控制阀30膨胀至吸收塔21的操作压力。然后膨胀的物流53a在-136[-93℃]下作为塔顶冷进料(回流液)供入吸收塔21。该冷回流液在吸收塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分及更重烃组分。
图9所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表IX
(图9)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 46 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 48 | 12,056 | 1,229 | 4 | 0 | 13,348 |
| 49 | 304 | 254 | 384 | 115 | 1,057 |
| 50 | 304 | 248 | 65 | 6 | 623 |
| 53 | 2,532 | 258 | 1 | 0 | 2,803 |
| 52 | 9,524 | 971 | 3 | 0 | 10,545 |
| 51 | 0 | 6 | 319 | 109 | 434 |
| 回收率* | |||||
| 丙烷 | 98.99％ | ||||
| 丁烷+ | 100.0 0％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 377HP | [620kW] | |||
| LNG产物泵 | 806HP | [1,325kW] | |||
| 总计 | 1,183HP | [1,945kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 17,940MBTU/Hr | [11,588kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱乙烷塔再沸器 | 5,432MBTU/Hr | [3,509kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图9实施方案的表IX与本发明图7和8实施方案的表VII和VIII对比表明：图9实施方案的液体回收率基本相同。图9实施方案的电力需要量比图7实施方案低约3％而比图8实施方案高约2％。但本发明图9实施方案所需高能级公用工程热明显低于图7实施方案(低约21％)或图8实施方案(低约34％)。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力与高能级公用工程热的相对成本以及泵和换热器与压缩机和膨胀机的相对成本。
实施例8
采用如图10所示的本发明另一实施方案可获得一种能保持与图9实施方案相同的C3组分回收率的稍微简单一些的本发明实施方案，图10所示方法中设定的LNG组成和条件与图7至9中以及前面针对图1至6所述的相同。因此，本发明的图10方法可与图7至9所示的本发明实施方案、图1和2所示的先有工艺方法及图3至6所示的本发明其它实施方案对比。
图10方法的模拟过程中，来自LNG罐10的待处理LNG(物流41)在-255[-159℃]下进入泵11。泵11使LNG的压力升高至足以使其能流过换热器然后进入分离器15。从该泵排出的物流41a在进入分离器15之前被加热使之全部或部分汽化。图10所示实施例中，物流41a先在换热器12和13中通过使-61[-52℃]的压缩塔顶气流48a、40[4℃]的塔顶气流50和来自分馏汽提塔24的190[88℃]液体产物(物流51)冷却而被加热至-83[-64℃]。然后部分加热的液流41c在换热器14中用低能级公用工程热进一步加热(物流41d)。
加热后的物流41d在-16[-26℃]和621psia[4,282kPa(a)]下进入分离器15，在其中蒸气(物流46)与任何残留液(物流47)分离。分离器的蒸气(物流46)进入作功膨胀机18，从该部分高压进料中取出机械能。膨胀机18使蒸气基本上等熵膨胀至塔的操作压力(约380psia[2,620kPa(a)])，所述作功膨胀过程使膨胀气流46a冷却至约-50[-46℃]的温度。然后部分冷凝的膨胀气流46a在塔中部进料点作为进料供入吸收塔21。如果存在任何分离器液体(物流47)，则通过膨胀阀20膨胀至吸收塔21的操作压力，然后在塔下部进料点供入吸收塔21。图10所示实施例中，物流41d在换热器14中完全汽化，所以不需要分离器15和膨胀阀20，而膨胀物流46a在塔下部进料点进料点供入吸收塔21。膨胀物流46a(和膨胀物流47a，如果存在的话)的液体部分(如果有的话)与从吸收塔21上部落下的液体混合，混合液流49在-53[-47℃]下从吸收塔21底部排出。膨胀物流46a(和膨胀物流47a，如果存在的话)的气相部分通过吸收塔21上升并与下落的冷液体接触来冷凝并吸收C3组分及更重烃组分。
来自接触分离装置吸收塔21底部的混合液流49进入泵23并泵压至稍高于汽提塔24的操作压力(430psia[2,965kPa(a)])。然后所得物流49a在-52[-47℃]下在塔顶进料点进入分馏汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中产生的蒸气从物流49a中汽提出甲烷和C2组分以满足乙烷与丙烷之摩尔比为0.020∶1。所得液体产物流51在190[88℃]下从汽提塔24的底部排出，如前面所述在换热器13中冷却至0[-18℃](物流51a)，然后流入储罐或进一步处理。
来自汽提塔24的塔顶蒸气(物流50)在40[4℃]下离开该塔而进入换热器12，如前面所述在其中冷却至-89[-67℃]，使该物流全部冷凝。冷凝液流50a通过控制阀35膨胀至吸收塔21的操作压力，然后所得-94[-70℃]的物流50b在塔中部进料点供入吸收塔21，在其中与从吸收塔21上部落下的液体混合而成为用于从吸收塔21下部上升的蒸气中捕集C3及更重组分的一部分液体。
塔顶馏出物流48在-97[-72℃]下从吸收塔21的上部排出，流入压缩机19(由膨胀机18驱动)，在其中被压缩至507psia[3,496kPa(a)](物流48a)。在此压力下，该物流如前面所述在换热器12中冷却至-126[-88℃]时全部冷凝。然后冷凝液(物流48b)分成两部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷贫LNG物流，其通过泵32泵压至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后续汽化和/或输送过程。
另一部分是回流物流53，其通过控制阀30膨胀至吸收塔21的操作压力。然后膨胀的物流53a在-141[-96℃]下作为塔顶冷进料(回流液)供入吸收塔21。该冷回流液在吸收塔21的上部精馏段内从上升的蒸气中吸收并冷凝C3组分及更重烃组分。
图10所示方法的物流流量和能耗汇总示于下表中：
表X
(图10)
物流流量一缆表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
| 物流 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 丁烷+ | 总计 |
| 41 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 46 | 9,524 | 977 | 322 | 109 | 10,979 |
| 48 | 11,631 | 1,186 | 4 | 0 | 12,879 |
| 49 | 309 | 275 | 395 | 117 | 1,096 |
| 50 | 309 | 269 | 76 | 8 | 662 |
| 53 | 2,107 | 215 | 1 | 0 | 2,334 |
| 52 | 9,524 | 971 | 3 | 0 | 10,545 |
| 51 | 0 | 6 | 319 | 109 | 434 |
| 回收率* | |||||
| 丙烷 | 99.02％ | ||||
| 丁烷+ | 100.00％ | ||||
| 电力 | |||||
| LNG进料泵 | 394HP | [648kW] | |||
| 吸收塔塔底泵 | 9HP | [14kW] | |||
| LNG产物泵 | 806HP | [1,325kW] | |||
| 总计 | 1,209HP | [1,987kW] | |||
| 低能级公用工程热 | |||||
| LNG加热器 | 16,912MBTU/Hr | [10,924kW] | |||
| 高能级公用工程热 | |||||
| 脱乙烷塔再沸器 | 6,390MBTU/Hr | [4,127kW] | |||
*(基于未四舍五入的流量)
上面本发明图10实施方案的表X与本发明图7至9实施方案的表VII至IX对比表明：图10实施方案的液体回收率基本相同。图10实施方案的电力需要量比图7实施方案低约1％而比图8和9实施方案分别高约4％和2％。本发明图10实施方案所需高能级公用工程热明显低于图7和8实施方案(分别低约7％和22％)，但比图9实施方案高约18％。具体应用中选择采用何种实施方案一般取决于电力与高能级公用工程热的相对成本以及泵、换热器、压缩机和膨胀机的相对投资费用。
其它实施方案
某些情况下可能更适合用另一工艺物流使回流液流53过冷，而不是利用进入换热器12的冷LNG物流。在此情况下，可采用如图11至13所示的本发明备选实施方案。图11和12实施方案中，离开换热器12的部分加热LNG物流41b的一部分(物流42)通过膨胀阀17膨胀至稍高于分馏塔21(图11)或吸收塔21(图12)的操作压力，膨胀后的物流42a进入换热器29而被加热，同时使回流液流53过冷。然后过冷的回流液流53a通过膨胀阀30膨胀至分馏塔21(图11)或接触分离装置吸收塔21(图12)的操作压力，膨胀后的物流53b作为塔顶冷进料(回流液)供入分馏塔21(图11)或吸收塔21(图12)。离开换热器29的加热物流42b在塔中部进料点供入该塔，作为补加回流物流。或者，如图11和12中虚线所示，在进入换热器12之前从LNG物流41a中取出物流42。图13的实施方案中，通过用控制阀17使物流50b膨胀至稍高于吸收塔21的操作压力并将膨胀后的物流50c引入换热器29使分馏汽提塔24塔顶气流50冷凝所产生的补加回流物流在换热器29中将回流物流53过冷。然后加热物流50d在塔中部进料点供入该塔。
决定回流物流53膨胀至塔操作压力之前是否使之过冷取决于许多因素，包括LNG组成、所期望的回收率等。如图3至10中虚线所示，如果想要过冷则将物流53送入换热器12，或者如果不想要过冷则直接送入膨胀阀30。类似地，补加回流物流42膨胀至塔操作压力之前是否要加热必须针对每种应用进行评估。如图3、6和13中虚线所示，如果不想加热则可在加热LNG物流41a之前取出物流42并直接送入膨胀阀17，或者如果想加热则从部分加热的LNG物流41b中取出物流42并送入膨胀阀17。另一方面，如图8中所示补加回流物流50b的加热和部分汽化可能不利，因为这使进入吸收塔21用于从吸收塔21下部上升的蒸气中捕集C2组分和/或C3组分及更重烃组分的液体量减少。而如图8中虚线所示，物流50b可直接送入膨胀阀35然后进入吸收塔21。
当待处理的LNG较贫乏时或者企图在换热器12、13和14中使LNG完全汽化时，图3至5和9至11中的分离器15可能不太恰当的。根据LNG进料中重烃的量和LNG物流离开进料泵11的压力，离开换热器14的热LNG物流可能不含任何液体(因为高于其露点，或者因为高于其临界冷凝压力)。在此情况下，则按虚线所示删去分离器15和膨胀阀20。
在所示实施例中，图3、5和9至11中物流48a，图4中物流48b，图6至8、12和13中物流48，图6、8、10、12和13中物流50及图7和9中物流50a全部冷凝。某些情况下赞成使这些物流之一或之二过冷，而另一些情况下赞成仅部分冷凝。如果采用物流之一或之二部分冷凝的方法，则可能需要处理未冷凝的蒸气，用压缩机或其它设备使蒸气压力升高使之可加入被泵送的冷凝液。或者，将未冷凝的蒸气送入该设备的燃料系统或其它此类应用。
LNG的条件、设备大小、可用设备或其它因素可显示出删去图3至5和9至11中的作功膨胀机18或用备选膨胀设备(如膨胀阀)替代是可行的。尽管以特定的膨胀设备来描述各物流的膨胀过程，但在适合的情况下可采用其它膨胀设备。
还应注意膨胀阀17、20、22、30和/或35可用膨胀机(涡轮膨胀机)代替，从而从以下物流的降压中提取功：图3、6和11至13中物流42；图4中物流45a；图3至5和9至11中物流47；图6、12和13中物流43b；图7和8中物流41d；图6至9、12和13中物流49；图3至5和11至13中物流53a；图6至10中物流53；图6、7、9、12和13中物流50b；图8中物流50c；和/或图10中物流50a。这些情况下，可能需要用泵使LNG(物流41)和/或其它液流增压至较高压力以使功的提取是可行的。此功可用于为泵送LNG进料流、泵送贫LNG产物流、压缩塔顶气流或发电提供动力。选择使用阀还是膨胀机取决于LNG处理目标的具体情况。
图3至13中，已示出用于大多数应用的各个换热器。但也可将两或更多热交换作用合并至共用换热器，如将图3至13中的换热器12、13和14合并成共用换热器。某些情况下可能利于将热交换作用分成多个换热器。决定所示应用是合并热交换作用还是采用多个换热器取决于许多因素，包括但不限于LNG流量、换热器大小、物流温度等。
应认识到供入分馏塔21或吸收塔21的各LNG进料分支中进料的相对量取决于许多因素，包括LNG组成、可经济地从进料中提取的热量和可得功率的量。供入塔顶的进料多可提高回收率，同时使再沸器25的负载增加，从而使高能级公用工程热的需要量增加。塔下部进料量增加使高能级公用工程热的消耗减少但也可能使产物回收率下降。塔中部进料的相对位置可根据LNG组成或诸如所期望的回收率和进料物流加热过程中生成蒸气的量等其它因素改变。此外，可根据各物流的相对温度和量使两或多个原料流或其部分合并，然后将合并物流供入塔中部进料位置。
图3至6实施方案所给实施例中，例示说明了C2组分及更重烃组分的回收过程，而图7至10实施方案所给实施例中例示说明了C3组分及更重烃组分的回收过程。但据信只想回收C3组分及更重烃组分时图3至6的实施方案也是有利的，而且想回收C2组分及更重烃组分时图7至10实施方案也是有利的。类似地，相信图11至13实施方案用于回收C2组分及更重烃组分和用于回收C3组分及更重烃组分都是有利的。
本发明提供能使工艺操作中需要的每单位公用工程消耗量所达到的C2组分及更重烃组分或C3组分及更重烃组分回收率得到改进的方法。在工艺操作中需要的公用工程消耗的改进之处可从压缩或泵送需要的电力量减少、塔再沸器需要的能量减少或其组合形式中看出。或者，本发明的优点可体现在用给定量的公用工程消耗实现更高的回收率、或者回收率更高与公用工程消耗改进的某种组合。
尽管已对据信为本发明优选实施方案的情况进行了描述，本领域技术人员将认识到可在不背离如以下权利要求书所限定的本发明精神的情况下对其进行其它修改，例如使本发明适合于各种条件、原料类型或其它要求。
Claims (67)
1.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(c)将所述第二物流加热至足以使之部分汽化，从而形成气流和液流；
(d)使所述气流膨胀至所述较低压力并在下半塔第一进料位置供入所述分馏塔；
(e)使所述液流膨胀至所述较低压力并在下半塔第二进料位置供入所述分馏塔；
(f)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(g)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(h)将所述冷凝物流至少分成所述的包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(i)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(j)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能有效使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分的所述更重烃组分。
2.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热，然后至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(c)将所述第二物流加热至足以使之部分汽化，从而形成气流和液流；
(d)使所述气流膨胀至所述较低压力并在下半塔第一进料位置供入所述分馏塔；
(e)使所述液流膨胀至所述较低压力并在下半塔第二进料位置供入所述分馏塔；
(f)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(g)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(h)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(i)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(j)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
3.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(c)将所述第二物流加热至足以使之汽化，从而形成气流；
(d)使所述气流膨胀至所述较低压力并在下半塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(e)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(f)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(g)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(h)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(i)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
4.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热，然后至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(c)将所述第二物流加热至足以使之汽化，从而形成气流；
(d)使所述气流膨胀至所述较低压力并在下半塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(e)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(f)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(g)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(h)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(i)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
5.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以使之部分汽化，从而形成气流和液流；
(b)将所述气流至少分成第一物流和第二物流；
(c)使所述第一物流冷却至其基本上全部冷凝，然后膨胀至较低压力从而进一步冷却；
(d)将所述膨胀冷却的第一物流在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(e)使所述第二物流膨胀至所述较低压力并在下半塔第一进料位置供入所述分馏塔；
(f)使所述液流膨胀至所述较低压力并在下半塔第二进料位置供入所述分馏塔；
(g)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并加热，所述加热过程至少为所述第一物流提供一部分所述冷却作用；
(h)将所述加热后的馏出气流压缩；
(i)使所述压缩加热的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(j)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(k)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(l)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
6.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以使之汽化，从而形成气流；
(b)将所述气流至少分成第一物流和第二物流；
(c)使所述第一物流冷却至基本上全部冷凝，然后膨胀至较低压力从而进一步冷却；
(d)将所述膨胀冷却的第一物流在上半塔中部进料位置供入分馏塔；
(e)使所述第二物流膨胀至所述较低压力并在下半塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(f)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并加热，所述加热过程至少为所述第一物流提供一部分所述冷却作用；
(g)将所述加热后的馏出气流压缩；
(h)使所述压缩加热的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(j)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(k)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
7.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以使之部分汽化，从而形成气流和液流；
(b)使所述气流膨胀至较低压力并在第一塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(c)使所述液流膨胀至所述较低压力并在第二塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(d)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(e)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(g)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(h)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
8.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以使之汽化，从而形成气流；
(b)使所述气流膨胀至较低压力并在塔中部进料位置供入所述分馏塔；
(c)从所述分馏塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(d)使所述压缩的馏出气流冷却至足以使之至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(e)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(f)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述分馏塔；和
(g)所述回流物流的量和温度及所述分馏塔的所述进料的温度能使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
9.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在第一塔中部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述第二物流加热至足以使之部分汽化；
(d)使所述加热的第二物流膨胀至所述较低压力并在下部进料位置供入所述吸收塔；
(e)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(f)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并冷却至基本上全部冷凝，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(g)将所述基本冷凝的物流用泵增压，然后在第二塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(h)使所述塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(i)将所述冷凝物流用泵增压，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(j)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(k)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
10.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热，然后至少分成第一物流和第二物流；
(b)使所述第一物流膨胀至较低压力，然后在第一塔中部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述第二物流加热至足以使之部分汽化；
(d)使所述加热的第二物流膨胀至所述较低压力并在下部进料位置供入所述吸收塔；
(e)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(f)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并冷却至基本上全部冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(g)将所述基本冷凝的物流用泵增压，然后在第二塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(h)使所述塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)将所述冷凝物流用泵增压，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(j)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(k)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
11.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以使其至少部分汽化；
(b)使所述加热后的液化天然气膨胀至较低压力，然后在下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(d)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(e)使所述压缩的馏出气流冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)所述冷却的压缩物流在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(g)使所述塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(h)将所述冷凝物流用泵增压，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(i)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(j)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
12.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以至少部分汽化；
(b)使所述加热后的液化天然气膨胀至较低压力，然后在下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(d)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并冷却至基本全部冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(e)所述基本冷凝的物流用泵增压，然后在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(f)使所述塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(g)将所述冷凝物流用泵增压，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(h)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(i)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
13.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以至少部分汽化，从而形成气流和液流；
(b)使所述气流膨胀至较低压力，然后在第一下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)使所述液流膨胀至所述较低压力并在第二下部进料位置供入所述吸收塔；
(d)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(e)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(f)使所述压缩的馏出气流冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(g)所述冷却的压缩物流在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(h)将所述塔顶气流压缩；
(i)使所述压缩的塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(j)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(k)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(l)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
14.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以至少部分汽化；
(b)使所述加热后的液化天然气膨胀至较低压力，然后在下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述塔底液流在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(d)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并压缩；
(e)使所述压缩的馏出气流冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)所述冷却的压缩物流在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(g)将所述塔顶气流压缩；
(h)使所述压缩的塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(j)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(k)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
15.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以至少部分汽化，从而形成气流和液流；
(b)使所述气流膨胀至较低压力，然后在第一下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)使所述液流膨胀至所述较低压力并在第二下部进料位置供入所述吸收塔；
(d)将所述塔底液流用泵增压，然后在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(e)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)所述冷却的馏出物流在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(g)将所述塔顶气流压缩；
(h)使所述压缩的塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(j)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(k)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
16.一种将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的方法，其中
(a)将所述液化天然气加热至足以至少部分汽化；
(b)使所述加热后的液化天然气膨胀至较低压力，然后在下部进料位置供入吸收塔，产生塔顶气流和塔底液流；
(c)将所述塔底液流用泵增压，然后在塔顶进料位置供入分馏汽提塔；
(d)从所述分馏汽提塔的上部区域排出馏出气流并冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(e)所述冷却的馏出物流在塔中部进料位置供入所述吸收塔；
(f)将所述塔顶气流压缩；
(g)使所述压缩的塔顶气流冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(h)将所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流；
(i)将所述回流物流在塔顶进料位置供入所述吸收塔；和
(j)所述回流物流的量和温度及供入所述吸收塔和所述分馏汽提塔的所述进料的温度能使所述吸收塔和所述分馏汽提塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
17.权利要求1或3的方法，其中所述回流物流被进一步冷却，然后在所述塔顶进料位置供入所述分馏塔，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用。
18.权利要求2、4、5、6、7或8的方法，其中所述回流物流被进一步冷却，然后在所述塔顶进料位置供入所述分馏塔，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
19.权利要求9的方法，其中所述回流物流被进一步冷却，然后在所述塔顶进料位置供入所述吸收塔，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用。
20.权利要求10、11、12、13、14、15或16的方法，其中所述回流物流被进一步冷却，然后在所述塔顶进料位置供入所述吸收塔，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
21.权利要求12的方法，其中要将所述泵增压的基本冷凝物流进行加热，然后在所述塔中部进料位置供入所述吸收塔，所述加热过程至少为所述馏出气流或所述塔顶气流提供一部分所述冷却作用。
22.权利要求21的方法，其中所述回流物流被进一步冷却，然后在所述塔顶进料位置供入所述吸收塔，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
23.权利要求1、2、3或4的方法，其中
(a)使所述回流物流进一步冷却然后在所述塔顶进料位置供入所述分馏塔；
(b)使所述第一物流膨胀至所述较低压力并随后加热，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用；和
(c)所述加热膨胀的第一物流在所述上半塔中部进料位置供入所述分馏塔。
24.权利要求9或10的方法，其中
(a)使所述回流物流进一步冷却然后在所述塔顶进料位置供入所述吸收塔；
(b)使所述第一物流膨胀至所述较低压力然后加热，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用；和
(c)所述加热膨胀的第一物流在所述第一塔中部进料位置供入所述吸收塔。
25.权利要求9或10的方法，其中
(a)使所述回流物流进一步冷却然后在所述塔顶进料位置供入所述吸收塔；
(b)将所述基本冷凝的物流用泵增压然后加热，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用；和
(c)所述加热并用泵增压的基本冷凝物流在所述第二塔中部进料位置供入所述吸收塔。
26.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)第一分流设备，来接收所述液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(b)第一膨胀设备，与所述第一分流装置连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还连接分馏塔连接以便将所述膨胀的第一物流在上半塔中部进料位置供入；
(c)热交换设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以部分汽化；
(d)分离设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的第二物流并使之分离成气流和液流；
(e)第二膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第一进料位置供应所述膨胀气流；
(f)第三膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第二进料位置供应所述膨胀液流；
(g)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(h)压缩设备，与所述排放设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(i)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(j)第二分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
27.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热；
(b)第一分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(c)第一膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接以便在上半塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流；
(d)加热设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以部分汽化；
(e)分离设备，与所述加热设备连接来接收所述加热后部分汽化的第二物流并使之分离成气流和液流；
(f)第二膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第一进料位置供应所述膨胀气流；
(g)第三膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第二进料位置供应所述膨胀液流；
(h)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(i)压缩设备，与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(j)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(k)第二分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(l)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
28.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)第一分流设备，来接收所述液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(b)第一膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接以便在上半塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流；
(c)热交换设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以汽化从而形成气流；
(d)第二膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述气流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔中部进料位置供应所述膨胀气流；
(e)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(f)压缩设备，与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(g)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(h)第二分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(i)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
29.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热；
(b)第一分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(c)第一膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接以便在上半塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流；
(d)加热设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以汽化从而形成气流；
(e)第二膨胀设备，与所述加热设备连接来接收所述气流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔中部进料位置供应所述膨胀气流；
(f)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(g)压缩设备，与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(h)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)第二分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(j)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
30.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)第一热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以部分汽化；
(b)分离设备，与所述第一热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的物流并将其分离成气流和液流；
(c)第一分流设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并将其至少分成第一物流和第二物流；
(d)第二热交换设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之冷却至足以基本冷凝；
(e)第一膨胀设备，与所述第二热交换设备连接来接收所述基本冷凝的第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接以便在上半塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流；
(f)第二膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第一进料位置供应所述膨胀气流；
(g)第三膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔第二进料位置供应所述膨胀液流；
(h)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(i)所述第二热交换设备还与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其加热，所述加热过程至少为所述第一物流提供一部分所述冷却作用；
(j)压缩设备，与所述第二热交换设备连接来接收所述加热后的馏出气流并将其压缩；
(k)所述第一热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩加热的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(l)第二分流设备，与所述第一热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(m)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
31.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)第一热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以汽化从而形成气流；
(b)第一分流设备，与所述第一热交换设备连接来接收所述气流并将其至少分成第一物流和第二物流；
(c)第二热交换设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之冷却至足以基本冷凝；
(d)第一膨胀设备，与所述第二热交换设备连接来接收所述基本冷凝的第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接以便在上半塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流；
(e)第二膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在下半塔中部进料位置供应所述膨胀气流；
(f)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(g)所述第二热交换设备还与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其加热，所述加热过程至少为所述第一物流提供一部分所述冷却作用；
(h)压缩设备，与所述第二热交换设备连接来接收所述加热后的馏出气流并将其压缩；
(i)所述第一热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩加热的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(j)第二分流设备，与所述第一热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
32.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以部分汽化；
(b)分离设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的物流并将其分离成气流和液流；
(c)第一膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还与分馏塔连接来在第一塔中部进料位置供应所述膨胀气流；
(d)第二膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述分馏塔连接以便在第二塔中部进料位置供应所述膨胀液流；
(e)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(f)压缩设备，与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(g)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(h)分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(i)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
33.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以汽化从而形成气流；
(b)膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述气流并使之膨胀至较低压力，所述膨胀设备还与分馏塔连接以便在塔中部进料位置供应所述膨胀气流；
(c)排出设备，与所述分馏塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(d)压缩设备，与所述排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(e)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述分流设备还与所述分馏塔连接以便在塔顶进料位置向所述分馏塔供应所述回流物流；和
(g)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
34.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)第一分流设备，来接收所述液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(b)第一膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还连接吸收塔以便在第一塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流来产生塔顶气流和塔底液流；
(c)热交换设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以至少部分汽化；
(d)第二膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热的第二物流并使之膨胀至所述较低压力的，所述第二膨胀设备还与所述吸收塔连接以便在下部进料位置供应所述膨胀加热后的第二物流；
(e)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(f)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(g)所述热交换设备还与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并使之冷却至基本全部冷凝，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(h)第一泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述基本冷凝物流并用泵使之增压，所述第一泵送设备还与所述吸收塔连接以便在第二塔中部进料位置供应所述用泵增压的基本冷凝物流；
(i)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出塔顶气流；
(j)所述热交换设备还与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流的，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用；
(k)第二泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并用泵使之增压；
(l)第二分流设备，与所述第二泵送设备连接来接收所述泵增压的冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(m)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
35.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热；
(b)第一分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并将其至少分成第一物流和第二物流；
(c)第一膨胀设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第一物流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还连接到吸收塔上以便在第一塔中部进料位置供应所述膨胀的第一物流来产生塔顶气流和塔底液流；
(d)加热设备，与所述第一分流设备连接来接收所述第二物流并将其加热至足以至少部分汽化；
(e)第二膨胀设备，与所述加热设备连接来接收所述加热的第二物流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述吸收塔连接以便在下部进料位置供应所述膨胀加热后的第二物流；
(f)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(g)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(h)所述热交换设备还与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并使之冷却至基本全部冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)第一泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述基本冷凝物流并用泵使之增压，所述第一泵送设备还与所述吸收塔连接以便在第二塔中部进料位置供应所述泵增压的基本冷凝物流；
(j)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出塔顶气流；
(k)所述热交换设备还与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(l)第二泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并用泵使之增压的；
(m)第二分流设备，与所述第二泵送设备连接来接收所述用泵增压的冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流的，所述第二分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(n)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
36.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以至少部分汽化；
(b)膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并使之膨胀至较低压力，所述膨胀设备还连接到吸收塔上以便在下部进料位置供应所述膨胀加热后的液化天然气来产生塔顶气流和塔底液流；
(c)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(d)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(e)压缩设备，与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(f)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用，所述热交换设备还与所述吸收塔相连以便在塔中部进料位置供应所述冷却的压缩物流；
(g)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出所述塔顶气流；
(h)所述热交换设备还与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并用泵使之增压；
(j)第二分流设备，与所述泵送设备连接来接收所述用泵增压的冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
37.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以至少部分汽化的；
(b)膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并使之膨胀至较低压力，所述膨胀设备还连接到吸收塔上以便在下部进料位置供应所述膨胀加热后的液化天然气来产生塔顶气流和塔底液流；
(c)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(d)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(e)所述热交换设备还与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并使之冷却至基本全部冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(f)第一泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述基本冷凝物流并用泵使之增压，所述第一泵送设备还与所述吸收塔连接以便在塔中部进料位置供应所述用泵增压的基本冷凝物流；
(g)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出塔顶气流；
(h)所述热交换设备还与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(i)第二泵送设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并用泵使之增压；
(j)第二分流设备，与所述第二泵送设备连接来接收所述用泵增压的冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
38.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以部分汽化；
(b)分离设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的物流并使之分离成气流和液流；
(c)第一膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还连接到吸收塔上以便在第一下部进料位置供应所述膨胀气流来产生塔顶气流和塔底液流；
(d)第二膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述吸收塔连接以便在第二下部进料位置供应所述膨胀液流；
(e)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(f)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(g)第一压缩设备，与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(h)所述热交换设备还与所述第一压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用，所述热交换设备还与所述吸收塔相连以便在塔中部进料位置供应所述冷却的压缩物流；
(i)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出所述塔顶气流；
(j)第二压缩设备，与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并将其压缩；
(k)所述热交换设备还与所述第二压缩设备连接来接收所述压缩的塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(l)第二分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述第二分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(m)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
39.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以至少部分汽化；
(b)膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后的液化天然气并使之膨胀至较低压力，所述膨胀设备还连接吸收塔以便在下部进料位置供应所述膨胀加热后的液化天然气来产生塔顶气流和塔底液流；
(c)分馏汽提塔与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置接收所述塔底液流；
(d)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(e)第一压缩设备，与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并将其压缩；
(f)所述热交换设备还与所述第一压缩设备连接来接收所述压缩的馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在塔中部进料位置供应所述冷却的压缩物流；
(g)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出塔顶气流；
(h)第二压缩设备，与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并将其压缩；
(i)所述热交换设备还与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(j)分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
40.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以部分汽化；
(b)分离设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的物流并使之分离成气流和液流；
(c)第一膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述气流并使之膨胀至较低压力，所述第一膨胀设备还连接吸收塔以便在第一下部进料位置供应所述膨胀气流来产生塔顶气流和塔底液流；
(d)第二膨胀设备，与所述分离设备连接来接收所述液流并使之膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀设备还与所述吸收塔连接以便在第二下部进料位置供应所述膨胀液流；
(e)泵送设备，与所述吸收塔连接来接收所述塔底液流并用泵使之增压；
(f)分馏汽提塔与所述泵送设备相连在塔顶进料位置接收所述用泵增压的塔底液流；
(g)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(h)所述热交换设备还与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用，所述热交换设备还与所述吸收塔相连以便在塔中部进料位置供应所述冷却的馏出物流；
(i)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出所述塔顶气流；
(j)压缩设备，与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并将其压缩；
(k)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(l)分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(m)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
41.一种用于将包含甲烷及更重烃组分的液化天然气分离成包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和包含大部分所述更重烃组分的低挥发性液体馏分的装置，包括
(a)热交换设备，来接收所述液化天然气并将其加热至足以至少部分汽化；
(b)膨胀设备，与所述热交换设备连接来接收所述加热后部分汽化的物流并使之膨胀至较低压力，所述膨胀设备还连接吸收塔以便在下部进料位置供应所述膨胀加热的液化天然气来产生塔顶气流和塔底液流；
(c)泵送设备，与所述吸收塔连接来接收所述塔底液流并用泵使之增压；
(d)分馏汽提塔与所述泵送设备相连在塔顶进料位置接收所述用泵增压的塔底液流；
(e)第一排出设备，与所述分馏汽提塔的上部区域连接来排出馏出气流；
(f)所述热交换设备还与所述第一排出设备连接来接收所述馏出气流并使之冷却至足以至少部分冷凝，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在塔中部进料位置供应所述冷却的馏出物流；
(g)第二排出设备，与所述吸收塔的上部区域连接来排出所述塔顶气流；
(h)压缩设备，与所述第二排出设备连接来接收所述塔顶气流并将其压缩；
(i)所述热交换设备还与所述压缩设备连接来接收所述压缩的塔顶气流并使之冷却至足以至少部分冷凝从而形成冷凝物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用；
(j)分流设备，与所述热交换设备连接来接收所述冷凝物流并将其至少分成所述包含大部分所述甲烷的挥发性液体馏分和回流物流，所述分流设备还与所述吸收塔连接以便在塔顶进料位置向所述吸收塔供应所述回流物流；和
(k)控制设备，适合于调节所述回流物流的量和温度及供入所述分馏塔的所述进料物流的温度以使所述分馏塔的塔顶温度保持在一定温度，从而通过分馏作用在所述低挥发性液体馏分中回收大部分所述更重烃组分。
42.权利要求26或28的装置，其中所述热交换设备还与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述分馏塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述第二物流提供一部分所述加热作用。
43.权利要求27、29、30或31的装置，其中所述热交换设备还与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述分馏塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
44.权利要求32或33的装置，其中所述热交换设备还与所述分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述分馏塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
45.权利要求34的装置，其中所述热交换设备还与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
46.权利要求35的装置，其中所述热交换设备还与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
47.权利要求36、37、38、39、40或41的装置，其中所述热交换设备还与所述分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
48.权利要求37的装置，其中所述热交换设备还与所述第一泵送设备连接来接收所述用泵增压的基本冷凝物流并将其加热，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔中部进料位置供应所述加热并用泵增压的物流，所述加热过程至少为所述馏出气流或所述塔顶气流提供一部分所述冷却作用。
49.权利要求48的装置，其中所述热交换设备还与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流，所述冷却过程至少为所述液化天然气提供一部分所述加热作用。
50.权利要求26、27、28或29的装置，其中
(a)第二热交换设备与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述第二热交换设备还与所述分馏塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流；和
(b)所述第二热交换设备还与所述第一膨胀设备连接来接收所述膨胀的第一物流并将其加热，所述第二热交换设备还与所述分馏塔连接以便在所述上半塔中部进料位置供应所述加热膨胀的第一物流，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用。
51.权利要求34或35的装置，其中
(a)第二热交换设备与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述第二热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流；和
(b)所述第二热交换设备还与所述第一膨胀设备连接来接收所述膨胀的第一物流并将其加热，所述第二热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述第一塔中部进料位置供应所述加热膨胀的第一物流，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用。
52.权利要求34或35的装置，其中
(a)第二热交换设备与所述第二分流设备连接来接收所述回流物流并使之进一步冷却，所述第二热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述塔顶进料位置供应所述进一步冷却的回流物流；和
(b)所述第二热交换设备还与所述第一泵送设备连接来接收所述用泵增压的基本冷凝物流并将其加热，所述第二热交换设备还与所述吸收塔连接以便在所述第二塔中部进料位置供应所述加热并用泵增压的基本冷凝物流，所述加热过程至少为所述回流物流提供一部分所述进一步冷却作用。
53.权利要求1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、19、21或22的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
54.权利要求17的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
55.权利要求18的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
56.权利要求20的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
57.权利要求23的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收C3组分及更重烃组分。
58.权利要求24的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
59.权利要求25的方法，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
60.权利要求26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、45、46、48或49的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收所述甲烷和C2组分的大部分，在所述低挥发性液体馏分中回收C3组分及更重烃组分的大部分。
61.权利要求42的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
62.权利要求43的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
63.权利要求44的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
64.权利要求47的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
65.权利要求50的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
66.权利要求51的装置，其中在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
67.权利要求52的装置，其中在在所述挥发性液体馏分中回收大部分所述甲烷和C2组分，在所述低挥发性液体馏分中回收大部分C3组分及更重烃组分。
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