專利名稱：低溫天然氣加工設(shè)備中l(wèi)ng的生產(chǎn)的制作方法
發(fā)明的技術(shù)背景此發(fā)明涉及用于生產(chǎn)具有高甲烷純度液化天然氣(LNG)的天然氣加工過程。具體是，此發(fā)明非常適合于將LNG的生產(chǎn)結(jié)合到用低溫過程來回收氣體流油(NGL)和/或液化石油氣(LPG)的天然氣加工中。
天然氣一般是從鉆入地下儲(chǔ)層的井中回收的。它通常含有大部分甲烷，即天然氣中甲烷占至少百分之50摩爾。天然氣，取決于具體地下儲(chǔ)層的情況，也包含相對(duì)少量的較重碳?xì)浠衔镆约八?、氫、氮、二氧化碳和其它氣體，碳?xì)浠衔锶缫彝?、丙烷、丁烷、戊烷等?br> 大部分天然氣以氣體形式處理。將天然氣從井源運(yùn)輸至氣體加工廠，再從此到達(dá)天然氣消費(fèi)者的最普遍方法是用高壓氣體傳送管道。然而在不少情況下，發(fā)現(xiàn)使天然氣液化對(duì)于運(yùn)輸或使用是較好和/或需要的。例如，在偏遠(yuǎn)地方通常沒有姝使天然氣方便運(yùn)輸眼市場的管道設(shè)施。在這種情況下，相對(duì)于氣態(tài)天然氣體積低許多的LNG可大大減少運(yùn)輸成本，此時(shí)是用貨船和運(yùn)輸卡車來運(yùn)送LNG。
另一種有利于天然氣液化情況是它作為機(jī)動(dòng)車輛燃料。在大城市中，有大批公共汽車、出租車、卡車，如果有經(jīng)濟(jì)的LNG來源，就可由LNG來提供動(dòng)力。由于天然氣的干凈燃燒性質(zhì)，當(dāng)與燃燒較高分子量碳?xì)浠衔锏钠桶l(fā)動(dòng)機(jī)和柴油發(fā)動(dòng)機(jī)作為動(dòng)力的類似車輛和相比時(shí)，這種以LN的G-燃料車輛產(chǎn)生的空氣污染少許多。此外，如果LNG純度高(即甲烷純度為百分之95摩爾或更高)，由于甲烷與所有其它碳?xì)浠衔锶剂舷啾?，其碳?xì)浔雀?，產(chǎn)生的二氧化碳量少很多。
本發(fā)明一般涉及低溫氣體加工設(shè)備中作為共同產(chǎn)物的天然氣的液化，該加工設(shè)備也生產(chǎn)氣體汽油(NGL)如乙烷、丙烷、丁烷和較重的碳?xì)浠衔锝M分。根據(jù)本發(fā)明要加工的天然氣氣流，其標(biāo)準(zhǔn)分析是約92.6％甲烷、4.7％乙烷和其它C2組分、1.0％丙烷和其它C3組分、0.2％異丁烷、0.2％正丁烷、0.1％戊烷，余量為氮和二氧化碳，這里的百分?jǐn)?shù)是摩爾百分?jǐn)?shù)。有時(shí)含硫的氣體也存在。
有一些已知的液化天然氣的方法。例如，參見Finn、Adrian J.、Grant L.Johnson和Terry R.Thomlinson，“近海和中等規(guī)模工廠的LNG技術(shù)(LNG Technology forOffshore and Mid-scale Plants)”，氣體加工協(xié)會(huì)第七十九屆年會(huì)學(xué)報(bào)，pp.429-450。美國專利號(hào)5,363,655；5,600,969；和5,615,561也描述了相關(guān)過程。這些方法一般包括天然氣純化(通過去除水和不需要的化合物如二氧化碳和硫化合物來純化)、冷卻、凝聚和膨脹的步驟。冷卻和凝聚天然氣可以用許多不同方式完成。“級(jí)聯(lián)冷卻”使用天然氣和一些制冷劑的熱交換，這些制冷劑有相繼更低的沸點(diǎn)如丙烷、乙烷和甲烷。另外，這種熱交換可用一種制冷劑在一些不同壓力條件下使其蒸發(fā)來完成?！岸嘟M分冷卻”使用天然氣和由幾種制冷劑組成的一種制冷劑多種單組分制冷劑之間的熱交換。天然氣膨脹可以是等焓膨脹(例如用焦耳-湯姆森膨脹)和等熵膨脹(例如用作功膨脹的葉輪機(jī))。
盡管任何這些方法可用于產(chǎn)生汽車等級(jí)的LNG，但一般這些方法的投資成本和運(yùn)轉(zhuǎn)成本使安裝這種設(shè)施不經(jīng)濟(jì)。例如，液化前從天然氣中去除水、二氧化碳、硫化合物等所需的純化步驟意味著大量投資成本和運(yùn)轉(zhuǎn)成本用于這種設(shè)施，還有冷卻循環(huán)所用的驅(qū)動(dòng)設(shè)備所需的投資成本和運(yùn)轉(zhuǎn)成本。這就使發(fā)明者去研究將LNG生產(chǎn)結(jié)合到用來從天然氣中回收NGL的低溫氣體加工廠中。這種結(jié)合的LNG生產(chǎn)方法不需分開的氣體純化設(shè)備和氣體壓縮驅(qū)動(dòng)設(shè)備。此外，將LNG液化的冷卻/凝聚和NGL回收所需冷卻過程的可能性，可使LNG液化過程效率顯著提高。
根據(jù)本發(fā)明，發(fā)現(xiàn)甲烷純度超過百分之99的LNG可從低溫NGL回收設(shè)備中共同生產(chǎn)出來，而無需增加其能量需求，也不會(huì)降低NGL回收率。本發(fā)明盡管在較低壓力和較高些溫度可以應(yīng)用，但在需要NGL回收塔塔頂溫度為-50°F[-46℃]或更冷的條件下，加工壓力范圍在400到1500磅/平方英寸[2,758到10,345kPa(a)]或更高的進(jìn)料氣體時(shí)，本發(fā)明特別有利。
為更好理解本發(fā)明，可以結(jié)合下列例子和附圖來進(jìn)行說明。關(guān)于附圖

圖1是根據(jù)美國專利號(hào)4,278,457的現(xiàn)有技術(shù)低溫天然氣加工設(shè)備的流程圖。
圖2是所述低溫天然氣加工設(shè)備根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)結(jié)合共同生產(chǎn)LNG時(shí)的流程圖。
圖3是所述低溫天然氣加工設(shè)備的流程圖，它根據(jù)美國專利號(hào)5,615,561的現(xiàn)有技術(shù)結(jié)合用于共同生產(chǎn)LNG。
圖4是所述低溫天然氣加工設(shè)備根據(jù)本發(fā)明結(jié)合共同生產(chǎn)LNG的流程圖。
圖5是將本發(fā)明應(yīng)用于從所述低溫天然氣加工設(shè)備中共同生產(chǎn)LNG的另一種方法的流程圖。
圖6是闡明將本發(fā)明應(yīng)用于從所述低溫天然氣加工設(shè)備中共同生產(chǎn)LNG的又一種方法的流程圖。
圖7是闡明將本發(fā)明應(yīng)用于從所述低溫天然氣加工設(shè)備中共同生產(chǎn)LNG的再一種方法的流程圖。
圖8是闡明將本發(fā)明應(yīng)用于從所述低溫天然氣加工設(shè)備中共同生產(chǎn)LNG的另一種方法的流程圖。
在下列對(duì)上圖的解釋中，提供一些表格概括按典型過程條件計(jì)算的流量。在本文的表中，流量值(以摩爾每小時(shí))為了方便，四舍五入成整數(shù)。表中所示總體流量包括所有非碳?xì)浠衔锝M分，因此一般大于碳?xì)浠衔锝M分的流量之和。所示溫度是四舍五入到整數(shù)度的近似值。也應(yīng)指出的是，為了比較各圖的各個(gè)工藝而進(jìn)行的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算是假定沒有熱泄漏從環(huán)境到過程以及從過程到環(huán)境的?？少徺I的絕緣材料質(zhì)量使得這個(gè)假定是非常合理的，并且通常本領(lǐng)域技術(shù)人員可以做到。
為了方便，工藝參數(shù)以傳統(tǒng)英國單位和國際系統(tǒng)單位(SI)表示。表中給出的摩爾流量可理解為磅摩爾每小時(shí)或千克摩爾每小時(shí)。以馬力(HP)和/或千英國熱單位每小時(shí)(MBTU/H)表示的能量消耗對(duì)應(yīng)于以磅摩爾每小時(shí)表示的摩爾流量。以千瓦(kW)表示的能量消耗對(duì)應(yīng)于以千克摩爾每小時(shí)表示的摩爾流量。以加侖每天(gallons/D)和/或磅每小時(shí)(Lbs/hour)表示的LNG產(chǎn)生率對(duì)應(yīng)于以磅摩爾每小時(shí)表示的摩爾流量。以立方米每小時(shí)(m3/H)和/或千克每小時(shí)(kg/H)表示的LNG生產(chǎn)率對(duì)應(yīng)于以千克摩爾每小時(shí)表示的摩爾流量。
現(xiàn)有技術(shù)的描述試看圖1，為了比較目的，我們以不共同生產(chǎn)LNG的NGL回收設(shè)備例子開始。在此根據(jù)美國專利號(hào)4,278,457表示現(xiàn)有技術(shù)的NGL回收設(shè)備中，入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流31進(jìn)入設(shè)備。如果入口氣體包含的二氧化碳和/或硫化合物濃度使得產(chǎn)品流不能符合要求，這些化合物就通過適當(dāng)?shù)倪M(jìn)料氣預(yù)處理(圖中未示)來去除。此外，通常要使進(jìn)料流脫水，以防止水合物(冰)在低溫條件下形成。固體干燥劑常用于此目的。
進(jìn)料流31在熱交換器10中冷卻，通過與-66°F[-55℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的56°F[13℃]底部液體產(chǎn)物(流41a)、36°F[2℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-35°F[-37℃]脫甲烷塔側(cè)再沸器液體(流39)進(jìn)行熱交換而冷卻。注意到在所有情況中熱交換器10代表多個(gè)分開的熱交換器或單個(gè)多通道熱交換器或它們的任意組合。(決定是否使用一個(gè)以上的熱交換器用述的所示冷卻操作取決于一些因素，包括但不限于，入口氣體流量、熱交換器大小、流的溫度等。)冷卻流31a在-43°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進(jìn)入分離器11，在此分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成兩股氣流33和34。氣流33占總蒸氣的大約27％，通過熱交換器12與脫甲烷塔頂部蒸氣流36，與其發(fā)生熱交換，使氣流33a冷卻并基本上凝聚。-142°F[-97℃]的基本冷凝流33a隨后一通過適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥13，急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約320磅/平方英寸[2,206kPa(a)])。在膨脹過程中，液流的一部分蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流的冷卻。在圖1所示過程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達(dá)到-153°F[-103℃]的溫度，進(jìn)入分餾塔17上部區(qū)域的分離器部分17a。在此分離的液體成為脫甲烷部分17b的頂部進(jìn)料。
來自分離器11的其余73％蒸氣(流34)進(jìn)入作功膨脹機(jī)14，在其中獲得從此部分的高壓進(jìn)料機(jī)械能量。機(jī)器14使蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本上等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-107°F[-77℃]。典型可購買的作功膨脹機(jī)能回收80-85％理想等熵膨脹的理論功?；厥盏墓ΤＳ脕眚?qū)動(dòng)離心壓縮機(jī)(如15所示)，例如可用來重新壓縮剩余氣體(流38)。經(jīng)膨脹和部分冷凝的流34a作為蒸餾柱中點(diǎn)的進(jìn)料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力，使流35a冷卻至-72°F[-58℃]然后在一較低的塔中進(jìn)料點(diǎn)通入分餾塔17中的脫甲烷部分。
分餾塔17中的脫甲烷塔是個(gè)常規(guī)蒸餾柱，它包含許多垂直隔開的塔盤、一個(gè)或多個(gè)填充床或者塔盤和填充物的某種組合。如天然氣加工設(shè)備中常有的情況，分餾塔可由兩個(gè)部分組成。上部17a是個(gè)分離部分，在其中部分蒸發(fā)的頂部進(jìn)料分成其相應(yīng)的蒸氣和液體兩部分，從較低的蒸餾或脫甲烷部分17b中上升的蒸氣結(jié)合頂部進(jìn)料的蒸氣部分形成冷的脫甲烷部分的頂部蒸氣(流36)，流36在-150°F[-101℃]離開頂部。較低的脫甲烷部分17b包含塔盤和/或填充物并提供下流液體和上升蒸氣之間必需的接觸。脫甲烷部分也有一個(gè)使一部分下流液體加熱并蒸發(fā)的再沸器，這是為了提供沿塔上升的汽提蒸氣。
液體產(chǎn)物流41在51°F[10℃]離開塔底，底部產(chǎn)物中典型要求的是甲烷對(duì)乙烷的摩爾比為0.028∶1。此液體流用泵18將壓力打到大約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)?，F(xiàn)在約56°F[13℃]的流41a在熱交換器10中加熱至85°F[29℃](流41b)，同時(shí)使流31冷卻。(泵的排放壓力通常根據(jù)液體產(chǎn)物的最終處置設(shè)定。一般液體產(chǎn)物流入一個(gè)貯槽且要設(shè)置泵的排放壓力，防止液體流41b在熱交換器10中蒸發(fā)。)脫甲烷部分頂部蒸氣(流36)在熱交換器12和10中與進(jìn)入的進(jìn)料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-66°F[-55℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至68°F[20℃](流36b)。一部分受熱的脫甲烷部分頂部蒸氣引出作為設(shè)備的燃料氣(流37)，剩余的成為剩余氣體(流38)。(必須引出的燃料氣的量主要由驅(qū)動(dòng)設(shè)備中氣體壓縮機(jī)的燃?xì)獍l(fā)動(dòng)機(jī)和/或葉輪機(jī)如此例子中的壓縮機(jī)19。所需的燃料決定)剩余氣體在兩個(gè)階段中再壓縮。第一個(gè)階段是用膨脹機(jī)14驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)15。第二個(gè)階段是用補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)19，該壓縮機(jī)19將剩余氣體(流38b)壓縮到銷售管道的壓力。剩余氣體產(chǎn)物在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃](流38c)后，以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]的壓力流入銷售氣體管道，足夠滿足管道的需求(通常與入口壓力相近)。
圖1所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表I(圖1)流量一覽-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,210 1,614 498 180 37,85135 263 75 87 151 58033 9,507 436134 49 10,22034 25,704 1,178 363 132 27,63136 35,432 2116035,95137 531 3 0053938 34,901 2086035,41241 41 1,478 578 330 2,481回收率*乙烷87.52％丙烷98.92％丁烷+ 99.89％動(dòng)力剩余氣體壓縮14,517HP[23,866kW]*(以四舍五入成整體的流量為基礎(chǔ))圖2顯示一種可改裝圖1中的NGL回收設(shè)備用來共同生產(chǎn)LNG的流程，在此情況是應(yīng)用類似于Price所述的(Price，Brian C.“LNG Production for Peak ShavingOperation”，氣體加工協(xié)會(huì)第七十八屆年會(huì)文集，pp.273-280，Atlanta，Georgia，2000年3月13-15)LNG產(chǎn)生的現(xiàn)有技術(shù)工藝。圖2所示過程中的入口氣體組成和條件與圖1中的相同。在此例子及所有下列例子中，均假設(shè)以共同生產(chǎn)的額定生產(chǎn)率為50,000gallons/D[417m3/D]LNG作為基礎(chǔ)，此處的體積是流動(dòng)(不是標(biāo)準(zhǔn))條件下所測的LNG體積。
在圖2的流程中，用于NGL回收設(shè)備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的相同。在此情況下，NGL回收設(shè)備產(chǎn)生的經(jīng)壓縮和冷卻的脫甲烷塔頂部蒸氣(流38c)分成兩部分。一部分(流42)是設(shè)備的剩余氣體，進(jìn)入銷售氣體管道。另一部分(流71)成為LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料流。
NGL回收設(shè)備的入口氣體(流31)在加工前沒有經(jīng)過去除二氧化碳的處理。盡管入口氣體中的二氧化碳濃度(約百分之0.5摩爾)對(duì)NGL回收設(shè)備不產(chǎn)生什么操作問題，但此二氧化碳的主要部分會(huì)在脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)離開設(shè)備，隨后污染LNG產(chǎn)生設(shè)備的進(jìn)料流(流71)。此流中的二氧化碳濃度約為百分之0.4摩爾，大大超過此現(xiàn)有技術(shù)流程可容許的濃度(約百分之0.005摩爾)。因此，進(jìn)料流71進(jìn)入LNG產(chǎn)生設(shè)備前，必須在二氧化碳去除設(shè)備50中進(jìn)行處理，以防止二氧化碳結(jié)冰產(chǎn)生操作上的問題。盡管有許多不同過程可用來去除二氧化碳，但它們中的許多會(huì)引起經(jīng)處理的氣流部分地或完全地被水飽和。由于進(jìn)料流中的水也會(huì)使LNG生產(chǎn)設(shè)備產(chǎn)生結(jié)冰問題，二氧化碳去除設(shè)備50很可能也必須包括對(duì)處理后氣流的脫水。
經(jīng)處理的進(jìn)料流以120°F[49℃]和730磅/平方英寸[5,033kPa(a)]壓力作為流72進(jìn)入LNG生產(chǎn)設(shè)備，在熱交換器51中通過與-261°F[-163℃]制冷劑混合物(流74b)熱交換而冷卻。熱交換器51中的目的是冷卻進(jìn)料流達(dá)到顯著的凝聚，并較好將液流過冷，以免在隨后膨脹步驟中急驟蒸發(fā)成為蒸氣。然而對(duì)于所述條件，進(jìn)料流壓力高于臨界冷凝壓力，因此當(dāng)進(jìn)料流冷卻后不會(huì)凝聚成液體。相反，經(jīng)冷卻的流72a在-256°F[-160℃]作為密相流體離開熱交換器51。(臨界冷凝壓力是氣相可存在于多相流體中的最大壓力。低于臨界冷凝壓力時(shí)，流72a通常會(huì)作為過冷液體流離開熱交換器51。)流72a進(jìn)入作功膨脹機(jī)52，在其中自此高壓流產(chǎn)生機(jī)械能量。作功膨脹機(jī)52使密相流體從約728磅/平方英寸[5,019kPa(a)]基本上等熵膨脹至稍高于大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流72b冷卻至約-257°F[-160℃]的溫度，隨后進(jìn)入貯存LNG產(chǎn)物(流73)的LNG貯塔盤53。
流72的冷卻全部由閉合循環(huán)制冷回路提供。此循環(huán)的工作流體是碳?xì)浠衔锖偷幕旌衔?，此混合物的組成要調(diào)節(jié)能用可利用的冷卻介質(zhì)在合理壓力下冷凝，從而提供所需的制冷溫度。在此情況下，假定用環(huán)境空氣冷凝，由氮、甲烷、乙烷、丙烷和較重碳?xì)浠衔飿?gòu)成的制冷混合物用于圖2的流程。此制冷混合物的組成，其近似摩爾百分?jǐn)?shù)是5.2％氮、24.6％甲烷、24.1％乙烷和18％丙烷，余量為較重碳?xì)浠衔铩?br> 制冷流74在120°F[49℃]和140磅/平方英寸[956kPa(a)]壓力下離開部分冷凝器56。它進(jìn)入熱交換器51，通過制冷流74b的急驟蒸發(fā)冷凝并隨后過冷至-256°F。過冷液體流74a在膨脹閥54中從約138磅/平方英寸[951kPa(a)]基本上急驟等焓膨脹至約26磅/平方英寸[179kPa(a)]。在膨脹時(shí)部分液流蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻至-261°F[-163℃](流74b)。經(jīng)急驟膨脹的流74b然后再進(jìn)入熱交換器51，在其中它蒸發(fā)和過熱而使進(jìn)料氣(流72)和制冷流(流74)冷卻。
過熱的制冷劑蒸氣流(流74c)在110°F[43℃]離開熱交換器51，流入制冷劑壓縮機(jī)55，這是由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的。壓縮機(jī)55壓縮制冷劑到145磅/平方英寸[1,000kPa(a)]，然后壓縮流74d回到部分冷凝器56，從而完成循環(huán)。
圖2所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表II(圖2)流量一覽-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43236 35,432 2116035,95137 596 4 0060571 452 3 0045972 452 3 0045774 492 481361 562 2.00042 34,384 2046034,88741 41 1,478 578 330 2,48173 452 3 00457
回收率*乙烷87.52％丙烷98.92％丁烷+ 99.89％LNG 50,043galions/D [417.7M3/D]7,397 Lbs/H [7,397Kg/H]LNG純度 98.94％動(dòng)力剩余氣體壓縮14,484HP [23,811kW]制冷劑壓縮2,282HP[3,752KW]總氣體壓縮 16,766HP [27,563KW]*(以未經(jīng)四舍五入的流量為基礎(chǔ))如前所述，圖2中NGL回收設(shè)備的操作與圖1流程一樣，表II中顯示的乙烷、丙烷和丁烷+的回收率也和表I所示相同。唯一的顯著區(qū)別是兩個(gè)過程中使用的設(shè)備燃料氣(流37)的量。比較表I和II可見，圖2的設(shè)備燃料氣消耗更高，這是由于制冷壓縮機(jī)55的額外動(dòng)力消耗(壓縮機(jī)55假定為由燃?xì)獍l(fā)動(dòng)機(jī)或葉輪機(jī)驅(qū)動(dòng))。結(jié)果進(jìn)入剩余氣體壓縮機(jī)19的氣體量相應(yīng)較少(流38a)，因此圖2過程的這個(gè)壓縮機(jī)動(dòng)力消耗與圖1流程相比稍小。
圖2過程相比圖1流程的壓縮動(dòng)力凈增加是2,249HP[3,697kW]，壓縮動(dòng)力是用來產(chǎn)生額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG。由于LNG密度取決于它的貯存條件而有很大不同，因此評(píng)估每單位質(zhì)量LNG的動(dòng)力消耗較為適宜。LNG生產(chǎn)率在此情況下是7,397Lb/H[3,355kg/H]，圖2過程的具體動(dòng)力消耗是0.304HP-H/Lb
。
為了改變現(xiàn)有技術(shù)LNG生產(chǎn)過程，其中NGL回收設(shè)備的剩余氣體用作LNG生產(chǎn)的進(jìn)料氣源，若沒有采取措施來從LNG進(jìn)料氣中去除較重碳?xì)浠衔锏脑?。結(jié)果，所有進(jìn)料氣中存在的較重碳?xì)浠衔锍蔀長NG產(chǎn)物的部分，就使LNG產(chǎn)物純度(即甲烷濃度)降低。如果需要較高LNG純度或如果進(jìn)料氣源(例如入口氣體流31)包含較高濃度較重碳?xì)浠衔铮M(jìn)料流72需要在冷卻到一中間溫度后從熱交換器51中引出，使得冷凝流可被分離，未冷凝蒸氣則返回?zé)峤粨Q器51冷卻到最終出口溫度。這些冷凝液體較好包含較重碳?xì)浠衔锏闹饕糠趾拖喈?dāng)大部分的液體甲烷，此液體甲烷可隨后再蒸發(fā)，用來提供部分設(shè)備燃料氣的需求。不幸的是，這意味著從LNG進(jìn)料流去除的C2組分、C3組分和較重碳?xì)浠衔锊荒芑厥赵趤碜訬GL回收設(shè)備的NGL產(chǎn)物中，設(shè)備操作者就會(huì)失去它們作為液體產(chǎn)物的價(jià)值。此外，對(duì)于進(jìn)料流，如在此例子中考慮的進(jìn)料流，由于過程操作條件(即以高于此流的臨界凝結(jié)的壓力來操作)，從進(jìn)料流冷凝液體也許不可能，意味著在這種情況下去除較重碳?xì)浠衔锊荒芡瓿伞?br> 圖2的過程中，其LNG生產(chǎn)設(shè)備實(shí)質(zhì)上是不利用NGL回收設(shè)備中加工流或裝置好處的單狡LNG生產(chǎn)設(shè)施。圖3顯示另一種可改裝圖1NGL回收設(shè)備用來共同生產(chǎn)LNG的流程，在此情況下是根據(jù)美國專利號(hào)5,615,561應(yīng)用現(xiàn)有技術(shù)流程用于LNG生產(chǎn)，將LNG生產(chǎn)過程和NGL回收設(shè)備結(jié)合起來。圖3所示流程中考慮的入口氣體組成和條件與圖1和2中相同。
在圖3的流程中，用于NGL回收設(shè)備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的相同。主要區(qū)別在于冷的脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)和NGL回收設(shè)備生成的經(jīng)壓縮及冷卻的脫甲烷塔頂部蒸氣(流45c)的處置上。90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]的入口氣體作為流31進(jìn)入設(shè)備，在熱交換器10中通過熱交換冷卻，該熱交換是與-69°F[-56℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36b)、來自脫甲烷塔底部泵18的48°F[9℃]塔底液體產(chǎn)物(流41a)、26°F[-3℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-50°F[-46℃]脫甲烷塔側(cè)再沸器液體(流39)進(jìn)行的熱交換。冷卻流31a在-46°F[-43℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進(jìn)入分離器11，在此分離器中，蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。氣流33占總蒸氣的大約25％，通過熱交換器12與冷的脫甲烷塔頂部蒸氣流36進(jìn)行熱交換，在其中它冷卻至-142°F[-97℃]。所得基本上冷凝的流33a隨后通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約291磅/平方英寸[2,006kPa(a)])。在此膨脹中，一部分冷凝的流被蒸發(fā)，導(dǎo)致總的膨脹流冷卻。在圖3所示過程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達(dá)到-158°F[-105℃]的溫度，供給分餾塔17作為頂部進(jìn)料。流33b的蒸氣部分(如果有)與從塔頂部分餾段上升的蒸氣結(jié)合形成脫甲烷塔頂部蒸氣流36，此蒸氣流36從塔的上部引出。
回頭說第二股氣流34，它是來自分離器11的其余75％的蒸氣，進(jìn)入作功膨脹機(jī)14，在其中從此部分高壓進(jìn)料產(chǎn)生機(jī)械能量。作功膨脹機(jī)14使此蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本上等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-116°F[-82℃]的溫度。此膨脹和部分冷凝的流34a然后在分餾塔的一個(gè)中間點(diǎn)作為進(jìn)料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力，冷卻至-80°F[-62℃]，然后在塔的一個(gè)較低進(jìn)料點(diǎn)進(jìn)入分餾塔17。
液體產(chǎn)物(流41)在42°F[6℃]離開塔17底部。此液體流在泵18中被打至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)]壓力(流41a)，在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時(shí)對(duì)流31冷卻。形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流36)在-154°F[-103℃]離開脫甲烷塔17，并分成兩部分。一部分(流43)通入LNG生產(chǎn)設(shè)備中的熱交換器51，被加熱至-42°F[-41℃](流43a)，同時(shí)提供此交換器中大部分的冷卻作用。其余部分(流42)繞過熱交換器51，控制閥21調(diào)節(jié)此旁路的從而控制熱交換器51中進(jìn)行的冷卻作用。兩個(gè)部分在-146°F[-99℃]再結(jié)合形成流36a，流36a在熱交換器12和10中與進(jìn)入的進(jìn)料氣逆流通過，在熱交換器12中流36a加熱至-69°F[-56℃](流36b)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36c)。流36c結(jié)合來自LNG生產(chǎn)設(shè)備的較熱HP閃蒸蒸氣(流73a)形成722°F[22℃]的流44。這個(gè)流的一部分作為設(shè)備燃料氣的一部分。流44的其余部分(流45)經(jīng)過兩級(jí)再壓縮，此兩級(jí)是由作功膨脹機(jī)14驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)15和由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)19進(jìn)行壓縮的，然后在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]。經(jīng)冷卻的壓縮流(流45c)隨后分成兩部分。一部分是以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]流入銷售氣體管道的剩余氣體產(chǎn)物(流46)。另一部分(流71)是用于LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料流。
NGL回收設(shè)備的入口氣體(流31)加工前沒有經(jīng)過去除二氧化碳的處理。盡管入口氣體中的二氧化碳濃度(約百分之0.5摩爾)不產(chǎn)生NGL回收設(shè)備的什么操作問題，但此二氧化碳的主要部分會(huì)在脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)中離開設(shè)備，隨后污染LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料流(流71)。此流中的二氧化碳濃度約為百分之0.4摩爾，大大超過現(xiàn)有技術(shù)流程可容許的濃度(約百分之0.005摩爾)。因此，進(jìn)料流71進(jìn)入LNG生產(chǎn)設(shè)備前，必須在二氧化碳去除設(shè)備50(二氧化碳去除部分50也可包括使處理氣流脫水)中處理，以防止二氧化碳結(jié)冰產(chǎn)生操作上的問題。
經(jīng)處理的進(jìn)料流以120°F[49℃]和730磅/平方英寸[5,033kPa(a)]壓力作為流72進(jìn)入LNG生產(chǎn)設(shè)備，在熱交換器51中通過與-200°F[-129℃]LP閃蒸蒸氣(流75)、-164°F[-109℃]HP閃蒸蒸氣(流73)和部分來自NGL回收設(shè)備的-154°F[-103℃]脫甲烷塔頂部蒸氣進(jìn)行熱交換而冷卻。此熱交換器51的目的是冷卻進(jìn)料流使其基本上凝聚，并較好使其過冷，以減少隨后LNG冷卻階段的膨脹步驟中產(chǎn)生的閃蒸蒸氣量。然而對(duì)于所述條件，進(jìn)料流壓力高于臨界冷凝壓力，所以此流冷卻后沒有液體冷凝出來。相反，冷卻流72a在-148°F[-100℃]作為密相流體離開熱交換器51。而在低于臨界冷凝壓力時(shí)，流72a通常會(huì)作為冷凝(并可能過冷)液體流離開熱交換器51。
密相流72a在膨脹閥52中從約727磅/平方英寸[5,012kPa(a)]急驟基本上等焓膨脹至HP閃蒸槽53的操作壓力279psia[1,924kPa(a)]。在此膨脹過程中密相流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻至-164°F[-109℃](流72b)。急驟膨脹流72b隨后進(jìn)入HP閃蒸槽53，在其中HP閃蒸蒸氣(流73)如前所述被分離，進(jìn)入熱交換器51。設(shè)置HP閃蒸槽的操作壓力，務(wù)使離開熱交換器51的加熱的HP閃蒸蒸氣(流73a)是在足夠的壓力，能使其與離開NGL回收設(shè)備的加熱的脫甲烷塔頂部蒸氣(流36c)合并，隨后被壓縮機(jī)15和19壓縮。
離開HP閃蒸槽53的HP蒸液體(流74)在膨脹閥54中從HP閃蒸槽的操作壓力急驟基本上等焓膨脹至約118磅/平方英寸[814kPa(a)]的LP閃蒸槽55操作壓力。在此膨脹中流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻至-200°F[-129℃](流74a)。急驟膨脹流74a隨后進(jìn)入LP閃蒸槽55，在其中，LP閃蒸蒸氣(流75)如前所述被分離，進(jìn)入熱交換器51。設(shè)置LP閃蒸槽的操作壓力，使得離開熱交換器51的加熱的LP閃蒸蒸氣(流75a)是在足夠的壓力，能用作設(shè)備的燃料氣。
來自LP閃蒸槽55的LP閃蒸液體(流76)在膨脹閥56中從LP閃蒸槽的操作壓力急驟基本上等焓膨脹至稍高于大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。在此膨脹中流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻至-254°F[-159℃](流76a)，隨后它進(jìn)入LNG貯塔盤57，在此貯塔盤中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流77)從LNG產(chǎn)物(流78)中分離。
來自LNG貯塔盤57的閃蒸蒸氣(流77)壓力太低，不能用作設(shè)備燃料氣，太冷而不能直接進(jìn)入壓縮機(jī)。因此，它先在加熱器58中加熱至-30°F[-34℃](流77a)，接著均由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)59和60將流(流77c)壓縮。后冷卻機(jī)61中以后，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流77d與流37和75a合并成為設(shè)備的燃料氣。
圖3所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表III(圖3)流量一覽-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,155 1,599 482 166 37,75135 318 90 103 165 68133 8,648 393119 41 9,28734 26,507 1,205 364 125 28,46436 35,432 2095035,94743 2,835 17 002,87671 815 5 0082772 815 5 0082473 85 0 008674 730 5 0073875 150 0 0015176 580 5 0058677 131 0 0013237 330 2 0033545 35,187 2085035,69979 610 2 0061846 34,372 2035034,87241 41 1,479 580 331 2,48478 450 5 00455回收率*乙烷87.60％丙烷99.12％丁烷+ 99.92％LNG 50,063Gallons/D [417.8M3/D]7,365Lbs/H [7,365kg/H]LNG純度 98.91％動(dòng)力剩余氣體壓縮 17,071HP[28,064kW]閃蒸蒸氣壓縮142HP[233KW]總氣體壓縮17,213HP[28,298KW]*(以末經(jīng)四舍五入的流量為基礎(chǔ))圖3流程使用冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)的一部分(流43)為LNG生產(chǎn)過程提供冷量，它搶奪了NGL回收設(shè)備的一些冷量。比較表III所示圖3流程的回收率和表II中圖2流程的回收率表明，這兩個(gè)過程的NGL回收率維持在基本上相同的水平。然而這是以提高圖3流程的動(dòng)力消耗為代價(jià)。比較表III和表II中的動(dòng)力消耗表明，圖3流程的剩余氣體壓縮動(dòng)力消耗比圖2流程高將近18％。因此，可以維持圖3流程的回收率，但要減少脫甲烷塔17的操作壓力、增大作功膨脹機(jī)14中的作功膨脹，從而降低脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)的溫度來補(bǔ)償流43中損失給NGL回收設(shè)備的冷量。
比較表I和III可見，圖3的設(shè)備燃料氣消耗更高，這是由于閃蒸蒸氣的壓縮機(jī)59和60要額外消耗動(dòng)力(壓縮機(jī)59和60假定為由燃?xì)獍l(fā)動(dòng)機(jī)或葉輪機(jī)驅(qū)動(dòng))。結(jié)果進(jìn)入剩余氣體壓縮機(jī)19的氣體量相應(yīng)較少(流45a)，但由于更高的壓縮比，圖3流程的這個(gè)壓縮機(jī)動(dòng)力消耗與圖1流程相比仍然更高。圖3流程相比圖1流程的壓縮動(dòng)力凈增加是2,696HP[4,432kW]，它用來生產(chǎn)額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG。圖3流程的具體動(dòng)力消耗是0.366HP-H/Lb
，比圖2流程約高20％。
圖3流程沒有進(jìn)行從LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料氣中較重碳?xì)浠衔锏娜コ１M管一些進(jìn)料氣中存在的較重碳?xì)浠衔锪粼陔x開分離器53和55的閃蒸蒸氣(流73和75)中，大部分較重碳?xì)浠衔锍蔀長NG產(chǎn)物中的一部分，降低它的純度。圖3流程不能增加LNG純度，如果進(jìn)料氣包含更高濃度較重碳?xì)浠衔?例如當(dāng)NGL回收設(shè)備在降低的回收率操作時(shí)，入口氣流31或者甚至殘余氣流45c就是如此)它作為進(jìn)料氣給LNG產(chǎn)生設(shè)備時(shí)，LNG純度甚至比此例子中所顯示的更低。
發(fā)明的詳細(xì)描述實(shí)施例1圖4是本發(fā)明過程的流程圖。圖4所示流程考慮的入口氣體組成和條件與圖1到3中的相同。因此，圖4流程可與圖2和3流程相比較，用來說明本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)。
在圖4的流程中，NGL回收設(shè)備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的基本相同。主要區(qū)別是入口氣體(流30)分成兩部分，僅第一部分(流31)提供給NGL回收設(shè)備。另一部分(流71)是本發(fā)明LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料氣。
入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流30進(jìn)入設(shè)備。由其引出LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料氣(流71)，而其余部分(流31)在熱交換器10中通過與-66°F[-54℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36a)、來自泵18的51°F[10℃]塔底液體產(chǎn)物(流41a)、30°F[-1℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-39°F[-39℃]脫甲烷塔側(cè)再沸器液體(流39)進(jìn)行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-44°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進(jìn)入分離器11，在分離器中，蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。氣流33占總蒸氣的大約26％，它通過熱交換器12與冷的蒸餾蒸氣流36進(jìn)行熱交換，在其中它冷卻至-148°F[-100℃]。所得基本上冷凝的流33a隨后通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約301磅/平方英寸[2,075kPa(a)])。在此膨脹中，流33a的一部分蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻。在圖4所示流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達(dá)到-156°F[-105℃]的溫度，進(jìn)入分餾塔17作為頂部進(jìn)料。流33b的蒸氣部分(如果有)與從塔頂部的分餾段上升起的蒸氣合并形成蒸餾蒸氣流42，從塔的上部引出。
回頭說第二股氣流34，它是來自分離器11的蒸氣其余74％，進(jìn)入作功膨脹機(jī)14，在其中從此部分高壓進(jìn)料產(chǎn)生機(jī)械能量。作功膨脹機(jī)14使此蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-111°F[-80℃]的溫度。此膨脹和部分冷凝的流34a隨后在分餾塔17的一個(gè)中間點(diǎn)作為進(jìn)料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力冷卻至-75°F[-59℃]，然后在塔的一個(gè)較低進(jìn)料點(diǎn)進(jìn)入分餾塔17。
液體產(chǎn)物(流41)在45°F[7℃]離開塔17底部。此液體流在泵18中被打至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)]壓力(流41a)在熱交換器10中加熱至84°F[29℃](流41b)，同時(shí)對(duì)流31冷卻。-152°F[-102℃]的形成塔頂飽分的蒸餾蒸氣流(流42)分成兩部分。一部分(流86)逆流LNG生產(chǎn)設(shè)備。剩余部分(流36)在熱交換器12和10中與進(jìn)入的進(jìn)料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-66°F[-54℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分(流37)引出用作設(shè)備燃料氣的一部分，剩余部分成為第一剩余氣體(流43)。隨后將第一剩余氣體進(jìn)行兩級(jí)再壓縮形成壓縮的第一剩余氣體(流43b)，這兩級(jí)是由作為膨脹機(jī)14驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)15和由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)19進(jìn)行的。
現(xiàn)在轉(zhuǎn)向使用本發(fā)明的LNG生產(chǎn)設(shè)備，進(jìn)料流71在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進(jìn)入熱交換器50。注意到在所有情況下熱交換器50表示多個(gè)熱交換器或一個(gè)多通道熱交換器或它們的任意組合。(決定是否使用一個(gè)以上的熱交換器用于所示冷卻操作取決于一些因素，包括但不限于入口氣體流量、熱交換器大小、流的溫度等。)在熱交換器50中，進(jìn)料流71通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和來自NGL回收設(shè)備的蒸餾蒸氣流(流86)熱交換而冷卻。冷卻流71a在-36°F[-38℃]和737磅/平方英寸[5,081kPa(a)]進(jìn)入分離器51，在分離器中蒸氣(流72)與冷凝液體(流73)分離。
來自分離器51的蒸氣(流72)進(jìn)入作功膨脹機(jī)52，在其中從此部分高壓進(jìn)料產(chǎn)生機(jī)械能量。此作功膨脹機(jī)52使蒸氣從約737磅/平方英寸[5,081kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高于蒸餾塔56的操作壓力(440磅/平方英寸[3,034kPa(a)])，此作功膨脹使膨脹流72a冷卻到約-79°F[-62℃]的溫度。經(jīng)膨脹和部分冷凝的流72a進(jìn)入熱交換器50，通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和前述來自NGL回收設(shè)備的蒸餾蒸氣流(流80)的熱交換，以及被閃蒸液體和-135°F[-93℃]的蒸餾塔再沸器液體而冷凝。已為-135°F[-93℃]的冷凝流72b隨后在蒸餾塔56的一個(gè)中間點(diǎn)作為進(jìn)料提供。
蒸餾塔56用作LNG純化塔。它是個(gè)常規(guī)蒸餾塔，包含垂直間隔的許多塔盤、一個(gè)或更多填充層或者塔盤和填充物的某種組合。這個(gè)塔能回收幾乎所有比其進(jìn)料流(流72b)中存在的甲烷重的碳?xì)浠衔镒鳛榈撞慨a(chǎn)物(流77)，從而其頂部餾分(流74)中的唯一顯著的雜質(zhì)是含在進(jìn)料流中的氮。同樣重要的是，此塔也在其底部產(chǎn)物(流77)中截取了幾乎所有進(jìn)入塔的二氧化碳，因此二氧化碳不會(huì)進(jìn)入下游的LNG冷卻設(shè)備，而在其中非常低的溫度本會(huì)引起固體二氧化碳形成，產(chǎn)生操作問題。LNG純化塔56的較低部分中有個(gè)加熱和蒸發(fā)沿塔下流液體的一部分再沸器(如前所述，通過熱交換器50中的冷卻流72a)，這是為了提供沿塔上升的汽提蒸氣，以便從液體中汽提一些甲烷。這就減少了塔底產(chǎn)物(流77)中的甲烷量，從而當(dāng)提供此流時(shí)，會(huì)被分餾塔17排除的甲烷更少(如后所述)。
蒸餾塔56的回流量在熱交換器50中對(duì)塔頂蒸氣(-142°F[-96℃]的流74)通過與-147°F[-99℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-152°F[-102℃]的閃蒸液體(流80)進(jìn)行熱交換而冷卻與乙烯聚產(chǎn)生的?，F(xiàn)已-144°F[-98℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料。另一部分(流75)進(jìn)入回流泵55。此-143°F[-97℃]的流75a被泵送到LNG純化塔56的塔頂進(jìn)料點(diǎn)提供塔回流液體。此回流液體精餾沿塔上升的蒸氣，使得塔頂蒸氣(流74)因而LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流78含有最小量的二氧化碳和重于甲烷的碳?xì)浠衔?。塔底再沸的量要按照從塔產(chǎn)生充分量的塔頂蒸氣進(jìn)行必需的調(diào)節(jié)，使得有足夠量來自熱交換器50的回流液體進(jìn)行塔中所需的精餾。
LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流(冷凝液體流78)在-144°F[-98℃]進(jìn)入熱交換器58并通過與-255°F[-160℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)進(jìn)行熱交換而過冷。該冷的閃蒸液體通過從熱交換器58引出一部分過冷的進(jìn)料流(流79)，然后通過適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥59急驟膨脹到稍高于分餾塔17操作壓力來產(chǎn)生的。在膨脹中流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-157°F[-105℃]冷卻至-161°F[-107℃](流79a)。經(jīng)急驟膨脹的流79a隨后如前所述通入熱交換器58。
部分過冷進(jìn)料流的剩余部分進(jìn)一步在熱交換器58中過冷至-170°F[-112℃](流82)。接著它進(jìn)入作功膨脹機(jī)60，在其中從此部分中壓流產(chǎn)生機(jī)械能量。作功膨脹機(jī)60使過冷液體從約434磅/平方英寸[2,992kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高于大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-160℃]的溫度，隨后輸入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)從LNG產(chǎn)物(流84)中分離。
來自LNG純化塔56的塔底部流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高于分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中流77的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-133°F[-92℃]冷卻至-152°F[-102℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨后與離開熱交換器58的溫度有所升高的-147°F[-99℃]閃蒸液體流79b合并，形成供給熱交換器50的-152°F[-102℃]組合閃蒸液體流。它如前所述，給膨脹流72a和塔頂蒸氣流74提供冷卻作用，而自身加熱到-88°F[-67℃]。
分離器液體(流73)通過膨脹閥54急驟膨脹至分餾塔17的操作壓力，使流73a冷卻至-65F[-54℃]。膨脹流73a與加熱的閃蒸液體流80a合并形成流81，流81在分餾塔一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)向塔17供料。如果需要，流81可與前述急驟膨脹的流35a結(jié)合在一起，向塔上較低的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)向塔供料。
由LNG貯塔盤61排出的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進(jìn)入的液體逆流通過，被加熱至-147°F[-99℃](流83a)。它隨后進(jìn)入熱交換器50，在其中它向進(jìn)料流71、膨脹流72a和塔頂流74提供冷卻作用，而本身加熱至87°F[31℃](流83b)。由于該流處于低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設(shè)備燃料氣以前必須被壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機(jī)63和65(由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng))用來對(duì)流壓縮(流83e)。接著在后冷卻器66中冷卻后，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結(jié)合流37成為設(shè)備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設(shè)備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中給進(jìn)料流71和膨脹流72a提供冷卻作用，而自身被加熱至86°F[30℃]，成為第二剩余氣體(流86a)。隨后此第二剩余氣體進(jìn)行兩級(jí)再壓縮，此兩級(jí)壓縮是由作功膨脹機(jī)52驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)53和由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)62進(jìn)行的。壓縮的第二剩余氣體(流86c)結(jié)合壓縮的第一剩余氣體(流43b)形成剩余氣流38。此剩余氣體產(chǎn)物在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃](流38a)后，以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]壓力流入銷售氣體管道。
圖4所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表IV(圖4)流量一覽-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體30 35,473 1,689 585 331 38,43231 32,760 1,560 540 306 35,49232 32,508 1,488 457 164 34,94035 252 72 83 141 55233 8,550 391120 43 9,18934 23,959 1,097 337 121 25,75142 34,767 2125035,27636 32,254 1965032,72637 358 2 0036371 2,714 12945 25 2,94072 2,701 12540 16 2,90973 13 4 493174 1,239 0 001,25877 1,945 12540 16 2,14275 483 0 0049178 756 0 0076779 91 0 009283 211 0 00220
85 5692 0058386 2,513 15002,55038 34,409 209 5034,91341 41 1,477 579 331 2,48184 4550 00456回收率*乙烷 87.47％丙烷 99.09％丁烷+ 99.91％LNG 50,034gallons/D [417.6m3/D]7,333Lbs/H[7,333kg/H]LNG純度 99.77％動(dòng)力1st剩余氣體壓縮 14,529HP [23,885kW]2nd剩余氣體壓縮 1,197HP [1,968kW]閃蒸蒸氣壓縮289HP[475KW]總氣體壓縮16,015HP [26,328KW]*(以未經(jīng)非四舍五入的流量為基礎(chǔ))比較表IV所示圖4流程的回收率和表I中圖1流程的回收率表明，這兩個(gè)過程的NGL回收設(shè)備的回收率維持在實(shí)質(zhì)上相同的水平。比較表IV所示圖4流程和表I中圖1流程的動(dòng)力消耗表明，兩個(gè)過程的NGL回收設(shè)備所需剩余氣體的壓縮動(dòng)力消耗基本上相同。這表明，盡管用來自NGL回收設(shè)備的冷蒸餾蒸氣(流42)的一部分(流86)來提供冷卻作用給LNG生產(chǎn)設(shè)備，回收效率并沒有損失。因此，不像圖3流程，本發(fā)明的LNG生產(chǎn)過程和NGL回收設(shè)備的結(jié)合對(duì)NGL回收效率并無不利影響。
圖4流程相比圖1流程的壓縮動(dòng)力凈增加是1,498HP[2,463kW]，圖4流程的具體動(dòng)力消耗是0.204HP-H/Lb
。因此，本發(fā)明的具體動(dòng)力消耗僅為圖2現(xiàn)有技術(shù)流程的67％，僅為圖3現(xiàn)有技術(shù)流程的56％。此外，本發(fā)明不需要像現(xiàn)有技術(shù)流程那樣，將二氧化碳在進(jìn)入LNG生產(chǎn)設(shè)備，以前從進(jìn)料氣中去除，沒有圖2和圖3流程所需氣體處理過程的設(shè)備制造資金成本和運(yùn)轉(zhuǎn)成本。
本發(fā)明不僅比任一種現(xiàn)有技術(shù)流程效率更高，而且由于包括了LNG純化塔56它生成的LNG有更高的純度。考慮到用于此例子的進(jìn)料氣(入口氣體，流30)包含比圖2和圖3流程所用進(jìn)料氣(即NGL回收設(shè)備剩余氣體)濃度高許多的較重碳?xì)浠衔铮琇NG純度較高這一點(diǎn)更值得注意。事實(shí)上，LNG純度僅受比進(jìn)料流71中的甲烷揮發(fā)性更大氣體(例如氮)的濃度限制，這是由于純化塔56的操作參數(shù)可以調(diào)節(jié)成保持LNG產(chǎn)物中較重碳?xì)浠衔餄舛缺M量低所需要的。
實(shí)施例2圖4描述的是對(duì)于所示溫度和壓力條件本發(fā)明的一個(gè)較佳實(shí)施方案，因?yàn)樗ǔＤ芴峁┳钣行У腖NG生產(chǎn)。一個(gè)略微簡單的設(shè)計(jì)可用圖5流程所示的另一個(gè)本發(fā)明較佳實(shí)施方案來獲得，此方案維持相同的LNG生產(chǎn)率，只是動(dòng)力消耗稍微高些。圖5所示流程中考慮的入口氣體組成和條件與圖1到4相同。因此，圖5流程可與圖2和3流程比較用來闡述本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)，并可同樣與圖4所示實(shí)施方案相比較。
在圖5的流程中，用于NGL回收設(shè)備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖4所用的相同。入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流30進(jìn)入設(shè)備。用于LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料氣(流71)的一部分引出，而剩余部分(流31)在熱交換器10中通過與-65°F[-54℃]的冷蒸餾蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的50°F[10℃]塔底液體產(chǎn)物、29°F[-2℃]脫甲烷塔再沸器液體(流39)、和-41°F[-40℃]脫甲烷塔側(cè)再沸器液體(流39)進(jìn)行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-43°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]壓力進(jìn)入分離器11，在分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
由分離器11出來的蒸氣(流32)分為兩股氣流33和34。占總蒸氣大約26％的氣流33。通過熱交換器12，與冷的蒸餾蒸氣流36熱交換而被冷卻至-148°F[C-100℃]。所得基本冷凝的流33a然后通過膨脹閥13急驟膨脹至分餾塔17的操作壓力(約296psia[2,041kPa(a)]。在此膨脹時(shí)，流33a的一部分蒸發(fā)，使整體流冷卻，在圖5的流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達(dá)到溫度-157°F(-105℃)，作為塔頂進(jìn)料供給分餾塔17。
此流33b的蒸氣部分(如果有的話)與來自塔的上部分餾部分的蒸氣合并形成蒸餾蒸氣流42，在塔的上部引出。
回頭再說第二氣流34，它是來自分離器11的蒸氣其余的74％，進(jìn)入作功膨脹機(jī)14，在其中從此部分高壓進(jìn)料產(chǎn)生機(jī)械能量。dmjj蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔r操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-112°F[-80℃]。X膨脹和部分冷凝的流34a隨后d分餾塔17的一個(gè)中間點(diǎn)向塔供料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔的操作壓力，成為冷卻至-75°F[-59℃]的流35a，在分餾塔17的一個(gè)較低中間進(jìn)料點(diǎn)向塔17供料。
液體產(chǎn)物(流41)在44°F[7℃]離開塔17的底部。流41在泵18中被增至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)，然后在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時(shí)使流31。在-153°F[-103℃]形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流42)分成兩部分。一部分(流86)用于LNG生產(chǎn)設(shè)備。其余部分(流36)在熱交換器12和10中與進(jìn)入的進(jìn)料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-65°F[-54℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至73°F[23℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分(流37)引出作為設(shè)備的部分燃料氣，剩余部分成為第一剩余氣體(流43)。隨后此第一剩余氣體在經(jīng)兩級(jí)再壓縮形成壓縮的第一剩余氣體(流43b)，此兩級(jí)是由作功膨脹機(jī)14驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)15和由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)19進(jìn)行壓縮的。
現(xiàn)在轉(zhuǎn)向使用本發(fā)明另一個(gè)實(shí)施方案的LNG生產(chǎn)設(shè)備，進(jìn)料流71在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進(jìn)入熱交換器50。在熱交換器50中進(jìn)料流71通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)、來自NGL回收設(shè)備的-153°F[-103℃]蒸餾蒸氣流(流86)、閃蒸液體(流80)和-134°F[-92℃]蒸餾塔再沸器液體(流76)進(jìn)行熱交換冷卻到-120°F[-84℃]。所得基本冷凝的流71a隨后通過一適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥52急驟膨脹到蒸餾塔56的操作壓力(440磅/平方英寸[3,034kPa(a)])。在此膨脹中，流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻。在圖5所示流程中，離開膨脹閥52的膨脹流71b達(dá)到-134°F[-92℃]的溫度，在蒸餾塔56的一個(gè)中間點(diǎn)作為進(jìn)料。
如同圖4的本發(fā)明實(shí)施方案，蒸餾塔56用作LNG純化塔，回收幾乎所有二氧化碳和比其進(jìn)料流(流71b)中甲烷重的碳?xì)浠衔镒鳛樗桩a(chǎn)物(流77)，使得其頂部餾分(流74)的唯一顯著量雜質(zhì)是包含在進(jìn)料流中的氮。蒸餾塔56的回流由在熱交換器50中冷卻并凝聚的塔頂蒸氣(-141°F[-96℃]的流74)產(chǎn)生，這是通過與-146°F[-99℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-152°F[-102℃]的閃蒸液體(流80)進(jìn)行了熱交換的。已為-144°F[-98℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料。另一部分(流75)進(jìn)入回流泵55。-143°F[-97℃]的流75a被泵送到頂部進(jìn)料點(diǎn)供給LNG純化塔56，作為塔回流液體。此回流液體精餾在塔中上升的蒸氣，所以塔頂餾分(流74)和LNG冷卻部分的進(jìn)料流78包含最小量二氧化碳和比甲烷重的碳?xì)浠衔铩?br> LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流(冷凝液體流78)在-144°F[-98℃]進(jìn)入熱交換器58通過與-255°F[-160℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)熱交換而冷卻。冷的閃蒸液體通過從熱交換器58引出局部過冷進(jìn)料流(流79)的一部分，通過一適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥59急驟膨脹達(dá)到稍高于分餾塔17操作壓力來產(chǎn)生。在膨脹中，此流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-157°F[-105℃]冷卻至-162°F[-108℃](流79a)。此急驟膨脹的流79a隨后如前所述供給熱交換器58。
局部過冷進(jìn)料流的剩余部分進(jìn)一步在熱交換器58中過冷至-170°F[-112℃](流82)。接著它進(jìn)入作功膨脹機(jī)60，在其中從此部分中等壓力流產(chǎn)生機(jī)械能量。作功膨脹機(jī)60使過冷液體從約434磅/平方英寸[2,992kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高于大氣壓的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-160℃]的溫度，隨后通入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)從LNG產(chǎn)物(流84)中分離。
來自LNG純化塔56的塔底流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高于分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中，流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-133°F[-92℃]冷卻至-152°F[-102℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨后與在-146°F[-99℃]離開熱交換器58的加熱閃蒸液體流79b合并形成供給熱交換器50的-152°F[-102℃]組合閃蒸液體流。在此熱交換器中如前所述，它使進(jìn)料流71和塔頂蒸氣流74冷卻，自身加熱到-87°F[-66℃]，之后在分餾塔的一個(gè)較低中間進(jìn)料點(diǎn)向塔供料。如果需要，流80a可結(jié)合前述急驟膨脹的流35a，在塔上一個(gè)較低中間進(jìn)料點(diǎn)。
來自LNG貯塔盤61的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進(jìn)入的液體逆流通過，在熱交換器58中流83加熱至-146°F[-99℃](流83a)。它隨后進(jìn)入熱交換器50，在其中它對(duì)進(jìn)料流71和塔頂流74進(jìn)行冷卻，而自身加熱至87°F[31℃](流83b)。由于該流處于低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設(shè)備燃料氣以前必須壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機(jī)63和65(均由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng))用來對(duì)此流壓縮(流83e)。接著在后冷卻機(jī)66中冷卻，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結(jié)合流37成為設(shè)備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設(shè)備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中對(duì)進(jìn)料流71冷卻，而自身加熱至86°F[30℃]，成為第二剩余氣體(流86a)，隨后第二剩余氣體在由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)62中再壓縮。經(jīng)壓縮的第二剩余氣體(流86b)與經(jīng)壓縮的第一剩余氣體(流43b)合并形成剩余氣流38。在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]后，剩余氣體產(chǎn)物(流38a)以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]流入銷售氣體管道。
圖5所示過程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表V(圖5)流量概括-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體30 35,473 1,689 585 331 38,43231 32,701 1,557 539 305 35,42832 32,459 1,488 459 166 34,89435 242 69 80 139 53333 8,537 391121 44 9,17734 23,922 1,097 338 123 25,71742 34,766 2115035,27536 31,918 1935032,38537 376 2 0038171 2,773 13246 26 3,00474 1,240 0 001,25877 2,016 13246 26 2,23775 484 0 0049178 757 0 0076779 91 0 009283 211 0 0021985 586 2 0060086 2,848 17 002,89038 34,391 2085034,89441 41 1,478 580 331 2,48184 455 0 00456回收率*乙烷87.53％丙烷99.11％丁烷+ 99.91％LNG 50,041gallons/D [417.6m3/D]7,334Lbs/H[7,334kg/H]LNG純度 99.78％
動(dòng)力1st剩余氣壓縮 14,664HP [24,107kW]2nd剩余氣壓縮 1,661HP[2,731kW]閃蒸蒸氣壓縮289HP[475KW]總氣體壓縮 16,614HP [27,313KW]*(以未經(jīng)四舍五入的流量為基礎(chǔ))如將表V所示圖5流程的回收率和動(dòng)力消耗分別與表I中圖1流程及表IV中圖4流程比較可見，當(dāng)將本發(fā)明用來共同生產(chǎn)LNG的這個(gè)實(shí)施方案與NGL回收設(shè)備結(jié)合時(shí)，回收效率沒有減少。此實(shí)施方案的LNG生產(chǎn)效率沒有圖4所示較佳實(shí)施方案的高，這是由于第二剩余氣體壓縮機(jī)62的動(dòng)力消耗較高，而這是由于去掉了用來驅(qū)動(dòng)圖4實(shí)施方案的等壓力縮機(jī)53的作功膨脹機(jī)52的緣故。
圖5流程相比圖1流程的壓縮動(dòng)力凈增加是2,097HP[3,447kW]，它用來產(chǎn)生額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG，圖5流程的具體動(dòng)力消耗是0.286HP-H/Lb
。盡管這比圖4所示較佳實(shí)施方案約高40％，它仍比圖2和3所示任一現(xiàn)有技術(shù)的流程低。
在本發(fā)明的圖4實(shí)施方案和圖5實(shí)施方案之間的選擇，取決于圖5實(shí)施方案的較簡單布置和較低資金成本相對(duì)于圖4實(shí)施方案的較低動(dòng)力消耗的相對(duì)價(jià)值如何。在具體環(huán)境下，決定使用本發(fā)明哪個(gè)實(shí)施方案通常取決于一些因素，如設(shè)備大小、可利用的裝置和資金成本相對(duì)于運(yùn)轉(zhuǎn)成本的經(jīng)濟(jì)平衡。
實(shí)施例3在圖4和5中，進(jìn)入設(shè)備的入口氣體的一部分用本發(fā)明處理來共同生產(chǎn)LNG。另外，可以使本發(fā)明處理設(shè)備剩余氣體的一部分來共同生產(chǎn)如LNG圖6中所示。圖6中所示流程考慮的入口氣體組成和條件與圖1到5相同。因此，圖6流程可與圖2和3過程相比較用來闡述本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)，并可同樣與圖4和5所示實(shí)施方案相比。
在圖6的流程中，用于NGL回收設(shè)備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程實(shí)質(zhì)上與圖1所用的相同。主要區(qū)別是NGL回收設(shè)備產(chǎn)生的冷蒸餾流(流42)和經(jīng)壓縮及冷卻的第三剩余氣體(流44a)的處置。注意到第三種剩余氣體(流44a)分成兩部分，僅第一部分(流38)成為由NGL回收設(shè)備流入銷售氣體管道的剩余氣體產(chǎn)品，另一部分(流71)成為本發(fā)明LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料流。
入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流31進(jìn)入設(shè)備，在熱交換器10中通過與-66°F[-55℃]的冷蒸餾蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的52°F[11℃]塔底液體產(chǎn)物(流41a)、31°F
脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-42°F[-41℃]脫甲烷塔側(cè)再沸器液體(流39)進(jìn)行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-44°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進(jìn)入分離器11，在分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。流33占總蒸氣的大約26％，它通過熱交換器12與冷的蒸餾蒸氣流36進(jìn)行熱交換而被冷卻至-146°F[-99℃]。所得基本冷凝的流33a隨后通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約306磅/平方英寸[2,110kPa(a)])。在此膨脹中，流33a的一部分被蒸發(fā)，使總體流冷卻。在圖6所示流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達(dá)到-155°F[-104℃]的溫度，供給分餾塔17作為塔頂進(jìn)料。此流33b的蒸氣部分(如果有的話)與從塔的上部分餾段上升的蒸氣合并形成蒸餾蒸氣流42，在塔的上部引出。
回頭看第二氣流34，來自分離器11蒸氣的其余74％進(jìn)入作功膨脹機(jī)14，在其中從此部分高壓進(jìn)料產(chǎn)生機(jī)械能量。而蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔的操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-110°F[-79℃]的溫度。經(jīng)膨脹和部分冷凝的流34a在分餾塔的一個(gè)中間點(diǎn)向塔進(jìn)料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔的操作壓力，成為冷卻至-75°F[-59℃]的流35a，在分餾塔17的較低一個(gè)蹭進(jìn)料點(diǎn)向餾塔17供料。
液體產(chǎn)物(流41)在47°F[8℃]離開塔17的底部。流41在泵18中被增壓至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)并在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時(shí)使流31冷卻。形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流42)在-151°F[-102℃]離開脫甲烷塔17，并分成兩部分。一部分(流86)用于LNG生產(chǎn)設(shè)備。剩余部分(流36)在熱交換器12和10中與進(jìn)入的進(jìn)料氣逆流通過，在熱交換器12中，流36加熱至-66°F[-55℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分引出作為設(shè)備燃料氣的一部分，剩余部分成為第一剩余氣體(流43)。隨后此第一剩余氣體在經(jīng)兩級(jí)再壓縮形成壓縮的第一剩余氣體(流43b)，此兩級(jí)是由作功膨脹機(jī)14驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)15和由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)19進(jìn)行壓縮的。
現(xiàn)在轉(zhuǎn)向使用本發(fā)明另一種實(shí)施方案的LNG生產(chǎn)設(shè)備，進(jìn)料流71在120°F[49℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進(jìn)入熱交換器50。進(jìn)料流71在熱交換器50中與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)、來自NGL回收設(shè)備的-151°F[-102℃]蒸餾蒸氣流(流86)、閃蒸液體(流80)和-142°F[-97℃]蒸餾塔再沸器液體(流76)進(jìn)行熱交換而冷卻至-120°F[-84℃]。(對(duì)于所述條件，進(jìn)料流壓力高于臨界冷凝壓力，因而此流冷卻后沒有液體會(huì)冷凝。相反，冷卻流71a作為密相流體離開熱交換器50。而對(duì)于其它加工條件，進(jìn)料流壓力低于其臨界冷凝壓力是可能的，此時(shí)進(jìn)料流可被冷卻到基本上冷凝。此外，如同圖4一樣，將冷卻到一中間溫度的進(jìn)料流引出、分離掉可形成的冷凝液體，隨后在作功膨脹機(jī)中膨脹冷卻此膨脹流到基本上冷凝，這也許是有利的，然后在此情況下，將密相進(jìn)料流膨脹沒有什么優(yōu)點(diǎn)，因此使用圖6所示較簡單實(shí)施方案代替。)所得冷卻流71a隨后通過一適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥52急驟膨脹到蒸餾塔56的操作壓力(約420磅/平方英寸[2,896kPa(a)])。在此膨脹中，流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流冷卻。在圖6所示流程中，離開膨脹閥52的膨脹流71b達(dá)到-143°F[-97℃]的溫度，在蒸餾塔56的一個(gè)中間點(diǎn)向塔進(jìn)料。
至于本發(fā)明圖4和圖5實(shí)施方案，蒸餾塔56用作LNG純化塔，能回收幾乎所有二氧化碳和比其進(jìn)料流(流71b)中存在的甲烷重的碳?xì)浠衔镒鳛樗桩a(chǎn)物(流77)，從而其頂部餾分(流74)的唯一顯著量雜質(zhì)是包含在進(jìn)料流中的氮。蒸餾塔56的回流量在熱交換器50中將塔頂蒸氣(-144°F[-98℃]的流74)進(jìn)行冷卻和凝聚產(chǎn)生，此時(shí)是通過與-155°F[-104℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-156°F[-105℃]的閃蒸液體(流80)進(jìn)行熱交換的。已經(jīng)-146°F[-99℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻部分的進(jìn)料。另一部分(流75)進(jìn)入回流泵55。-145°F[-98℃]的流75a被泵送到塔頂部料點(diǎn)供給LNG純化塔56，作為塔回流液體。此回流液體精餾在塔中上升的蒸氣，從而塔頂餾分(流74)和LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流78包含最小量二氧化碳和重于甲烷的碳?xì)浠衔铩?br> LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流(冷凝液體流78)在-146°F[-99℃]進(jìn)入熱交換器58，通過與-255°F[-159℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)熱交換而過冷。該冷的閃蒸液體是從熱交換器58引出一部分局部過冷的進(jìn)料流(流79)，通過適當(dāng)膨脹裝置如膨脹閥59而急驟膨脹到稍高于分餾塔17操作壓力來產(chǎn)生的。在此膨脹中流的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-156°F[-104℃]冷卻至-160°F[-106℃](流79a)。急驟膨脹的流79a隨后如前所述供給熱交換器58。
局部過冷的進(jìn)料流的剩余部分進(jìn)一步在熱交換器58中過冷至-169°F[-112℃](流82)。接著它進(jìn)入作功膨脹機(jī)60，在其中人此中等壓力產(chǎn)生機(jī)械能量流。作功膨脹機(jī)60使過冷液體從約414磅/平方英寸[2,858kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高于大氣壓的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-159℃]的溫度，它隨后通入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)與LNG產(chǎn)物(流84)分離。
來自LNG純化塔56的塔底流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高于分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中流77的一部分被蒸發(fā)，導(dǎo)致總體流從-141°F[-96℃]冷卻至-156°F[-105℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨后與在-155°F[-104℃]離開熱交換器58的加熱閃蒸液體流79b合并形成供給熱交換器50的-156°F[-105℃]組合閃蒸液體流。在此熱交換器中如前所述，它使進(jìn)料流71和塔頂蒸氣流74冷卻，自身加熱到-90°F[-68℃]，之后在分餾塔17的一個(gè)較低中間進(jìn)料點(diǎn)向塔17供料。如果需要，流80a可與前述急驟膨脹的流35a合并，在塔上一個(gè)較低的中間進(jìn)料點(diǎn)向塔供料。
來自LNG貯塔盤61的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進(jìn)入的液體逆流通過，在熱交換器58中，流83加熱至-155°F[-104℃](流83a)。它隨后進(jìn)入熱交換器50，在其中它對(duì)給進(jìn)料流71和塔頂流74冷卻，而自身加熱至115°F[46℃](流83b)。由于該流處于低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設(shè)備燃料氣以前必須壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機(jī)63和65(均由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng))用于流的壓縮流(83e)。接著在后冷卻機(jī)66中冷卻后，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結(jié)合流37成為設(shè)備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設(shè)備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中對(duì)進(jìn)料流71冷卻，而自身加熱至115°F[46℃]，成為第二剩余氣體(流86a)，隨后此第二剩余氣體在由補(bǔ)充動(dòng)力源驅(qū)動(dòng)的壓縮機(jī)62中再壓縮。此壓縮的第二剩余氣體(流86b)與壓縮的第一剩余氣體(流43b)合并形成第三剩余氣流44。在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]后，此第三剩余氣流44a分成兩部分。一部分(流71)成為LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料流。另一部分剩余氣體產(chǎn)物(流38)以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]壓力流入銷售氣體管道。
圖6所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表VI(圖6)流量一覽-磅摩爾/小時(shí)[千克摩爾/小時(shí)]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,201 1,611 495 178 37,83535 272 78 90 153 59733 9,258 424130 47 9,95134 25,943 1,187 365 131 27,88442 36,684 2226037,22236 34,784 2116035,29437 376 2 0038271 1,923 12 001,95174 1,229 0 001,24277 1,173 12 001,19375 479 0 0048478 750 0 0075879 79 0 008083 216 0 0022285 592 2 0060486 1,900 12 001,92838 34,385 2086034,88941 41 1,478 579 331 2,48284 455 0 00456回收率*乙烷87.52％丙烷99.05％丁烷+ 99.91％LNG 50,070Gallons/D [417.9m3/D]7,330Lbs/H[7,330kg/H]LNG純度 99.84％動(dòng)力第一剩余氣體壓縮15,315HP[25,178kW]第二剩余氣體壓縮1,124HP [1,848kW]閃蒸蒸氣壓縮300HP[493KW]總氣體壓縮 16,739HP[27,519KW]*(以未經(jīng)四舍五入的流量為基礎(chǔ))比較表VI所示圖6流程的回收率和表I中圖1流程的回收率表明，這兩個(gè)過程的NGL回收設(shè)備的回收率維持在實(shí)質(zhì)上相同的水平。
圖6流程相比圖1流程的壓縮動(dòng)力凈增加是2,222HP[3,653kW]，它用來生產(chǎn)額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG，圖6流程的具體動(dòng)力消耗是0.303HP-H/Lb
。因此，本發(fā)明的具體動(dòng)力消耗比圖2和圖3現(xiàn)有技術(shù)流程都低，且不需要像現(xiàn)有技術(shù)流程那樣在進(jìn)料氣進(jìn)入LNG生產(chǎn)設(shè)備前從中去除二氧化碳。
本發(fā)明的這個(gè)實(shí)施方案使用來自NGL回收設(shè)備的剩余氣體作為進(jìn)料氣，它的LNG產(chǎn)生效率低于只使用NGL回收設(shè)備進(jìn)料氣的一部分的圖4和圖5實(shí)施方案。效率較低主要因?yàn)镹GL回收設(shè)備效率降低，而這是由于使用來自NGL回收設(shè)備的冷蒸餾蒸氣(流42)的部分(流86)來提供LNG生產(chǎn)設(shè)備的一些冷量的緣故。盡管流86以圖4和圖5實(shí)施方案的類似方式使用，這些實(shí)施方案的NGL回收設(shè)備加工較少量的入口氣體，這是因?yàn)橐徊糠?圖4和圖5中的流71)流入LNG生產(chǎn)設(shè)備，而不是流入NGL回收設(shè)備。NGL回收設(shè)備效率的損失反映在表VI所示圖6流程的第一剩余氣體壓縮機(jī)19的動(dòng)力消耗分別相對(duì)表IV和V中圖4和圖5流程的對(duì)應(yīng)值較高。
對(duì)于大部分入口氣體，如實(shí)施例1和2所述，設(shè)備入口氣體是根據(jù)本發(fā)明加工的進(jìn)料流的優(yōu)選來源。然而在有些情況下，NGL回收設(shè)備的剩余氣體可以是實(shí)施例3所述進(jìn)料流來源的更佳選擇。例如，如果入口氣體含有在低溫可固化的碳?xì)浠衔锶缰厥灮虮?，NGL回收設(shè)備可通過回收NGL產(chǎn)物中的這些化合物來作為LNG生產(chǎn)設(shè)備的進(jìn)料調(diào)節(jié)設(shè)備。離開NGL回收設(shè)備的剩余氣體不會(huì)包含大量較重碳?xì)浠衔?，因此用本發(fā)明加工設(shè)備剩余氣體的一部分用來共同生產(chǎn)LNG可在這些情況下完成，而不會(huì)產(chǎn)生在LNG生產(chǎn)和LNG冷卻設(shè)備的熱交換器中形成固體的風(fēng)險(xiǎn)。在一具體情況下決定使用本發(fā)明哪個(gè)實(shí)施方案，也取決于一些因素，如入口氣體和剩余氣體的壓力水平、設(shè)備大小、可利用的裝置、以及資金成本相對(duì)于運(yùn)轉(zhuǎn)成本的經(jīng)濟(jì)平衡。
其它實(shí)施方案本領(lǐng)域技術(shù)人員可以認(rèn)識(shí)到，能夠?qū)⒈景l(fā)明與所有NGL回收設(shè)備一起使用來共同生產(chǎn)LNG。前述例子都描述了使用包括NGL回收設(shè)備的本發(fā)明，該設(shè)備是美國專利號(hào)4,278,457所示的設(shè)備，用來顯示本發(fā)明和現(xiàn)有技術(shù)的比較。然而，本發(fā)明一般適合于使用任何產(chǎn)生蒸餾蒸氣流的NGL回收過程，蒸氣流溫度為-500F[-46℃]或更冷。這種NGL回收過程的例子描述和闡明于美國專利號(hào)3,292,380；4,140,504；4,157,904；4,171,964；4,185,978；4,251,249；4,278,457；4,519,824；4,617,039；4,687,499；4,689,063；4,690,702；4,854,955；4,869,740；4,889,545；5,275,005；5,555,748；5,568,737；5,771,712；5,799,507；5,881,569；5,890,378；5,983,664；6,182,469；再公告的美國專利號(hào)33,408；和待審批的申請(qǐng)?zhí)?0/225,260和09/677,220，它們的全部內(nèi)容參考結(jié)合于此。此外，本發(fā)明適合于使用設(shè)計(jì)為在NGL產(chǎn)物中回收C3組分和較重碳?xì)浠衔锝M分的NGL回收設(shè)備(即不顯著回收C2組分)，或使用設(shè)計(jì)為在NGL產(chǎn)物中僅回收C2組分和較重碳?xì)浠衔锝M分的NGL回收設(shè)備，但能操作將C2組分轉(zhuǎn)換到剩余氣體中，而在NGL產(chǎn)物中僅回收C3組分和較重碳?xì)浠衔锝M分(即操作的乙烷轉(zhuǎn)移模式)。這種進(jìn)料上的靈活性是由于圖4到圖6所示的LNG純化塔56，它能確保僅甲烷(和其它存在的揮發(fā)性氣體)進(jìn)入LNG冷卻設(shè)備。
根據(jù)本發(fā)明，LNG生產(chǎn)設(shè)備進(jìn)料流的冷卻可以許多方式完成。在圖4到圖6的流程中，進(jìn)料流71、膨脹流72a(僅用于圖4流程)和蒸餾蒸氣流74被部分脫甲烷塔頂部蒸氣(流86)與LNG生產(chǎn)和冷卻設(shè)備生成的閃蒸蒸氣、閃蒸液體及塔液體所冷卻而凝聚。然而如圖7所示，和急驟膨脹流73a一樣，脫甲烷塔液體(如流39)可用來提供圖4到圖6的流71和74和/或圖4的流72a的一部分或全部冷卻和凝聚作用。此外，可以使用任何比被冷卻流溫度低的流。例如，從脫甲烷塔側(cè)部引出的蒸氣可用來冷卻。其它冷卻作用的可能來源包括，但不限于高壓分離器的閃蒸液體和機(jī)械致冷系統(tǒng)。冷卻源的選擇取決于一些因素，包括但不限于，進(jìn)料氣的組成和條件、設(shè)備大小、熱交換器大小、可能冷卻源的溫度等。本領(lǐng)域技術(shù)人員可認(rèn)到，上述冷卻源或冷卻方法的任何組合可結(jié)合使用，以獲得所需進(jìn)料流的溫度。
根據(jù)本發(fā)明，外部致冷也可用來補(bǔ)充來自其它過程流的可用于進(jìn)料氣的冷卻，特別是在比實(shí)施例1和2中所用進(jìn)料氣更豐富的情況中。用于過程熱交換的LNG塔液體的使用和分配、用于進(jìn)料氣冷卻的熱交換器的具體安排，必須就各具體用途以及具體熱交換器的過程流的選擇來進(jìn)行評(píng)估。
也要認(rèn)識(shí)到，進(jìn)入LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料流71(流78)和引出成為閃蒸液體(流79)的相對(duì)量取決于一些因素，包括但不限于，進(jìn)料氣壓力、進(jìn)料氣組成、可經(jīng)濟(jì)地從進(jìn)料中提取的熱量和可用動(dòng)力的量。進(jìn)入LNG冷卻設(shè)備的進(jìn)料量更多，可增加LNG的量，但降低LNG(流84)的純度，這是因?yàn)長NG純化塔回流(流75)相應(yīng)的減少。增加回收成為閃蒸液體的量，使閃蒸蒸氣壓縮的動(dòng)力消耗減少，但提高壓縮第一剩余氣體的動(dòng)力消耗，這是因?yàn)樵黾恿肆?9中脫甲烷塔17再循環(huán)的量。此外，如圖4到圖7的虛線所示，閃蒸液體可從熱交換器58中完全排除(以提高流83中閃蒸蒸氣量并增加用于閃蒸蒸氣壓縮的動(dòng)力消耗為代價(jià))。
在熱交換器58中使冷凝液體流78過冷，能減少在膨脹到LNG貯塔盤61操作壓力過程中產(chǎn)生的閃蒸蒸氣(流83)的量。這一般會(huì)減少閃蒸蒸氣壓縮機(jī)63和65的動(dòng)力消耗，從而降低生產(chǎn)LNG的具體動(dòng)力消耗。然而如圖8和圖S到圖7的虛線所示，有些情況有利于會(huì)因完全去掉熱交換器58而有利于降低設(shè)備的資金成本。也如圖8和圖4到圖7虛線所示，塔底部流77的量會(huì)使得不可能將急驟膨脹流77a用于熱交換。在這種情況下，如所顯示的，急驟膨脹流77a可在某個(gè)適當(dāng)進(jìn)料位置直接供給分餾塔17。
盡管顯示了各個(gè)流的膨脹在某一具體膨脹裝置中進(jìn)行，但只要合適，可以使用另外的膨脹方式。例如，條件可能允許使基本上冷凝的進(jìn)料流(圖5、6和8中的流71a)或LNG純化塔的塔底流(圖S到8中的流77)進(jìn)行作功膨脹。此外，等焓急驟膨脹可用來代替圖S到圖7中過冷液體流82或圖8中冷凝液體流78的作功膨脹(結(jié)果膨脹產(chǎn)生的閃蒸蒸氣相對(duì)量增加，提高閃蒸蒸氣壓縮的動(dòng)力消耗)，或者代替圖4和7中蒸氣流72的作功膨脹(結(jié)果壓縮第二剩余氣體的動(dòng)力消耗增加)。
盡管描述了認(rèn)為是本發(fā)明的一些較佳實(shí)施方案，本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)能認(rèn)識(shí)到可做出其它和進(jìn)一步的更改，例如使本發(fā)明適應(yīng)于多種條件、進(jìn)料類型或其它要求，只要不脫離本發(fā)明的精神。
權(quán)利要求
1.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的方法，其特征在于，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設(shè)備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設(shè)備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)將所述部分冷凝的天然氣流分離成液體流和蒸氣流，其中所述液體流輸入所述設(shè)備；(e)令所述蒸氣流膨脹至一中等壓力，并進(jìn)一步在該中等壓力冷卻并冷凝之；(f)將所述冷凝的膨脹流在一蒸餾塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)輸入該蒸餾塔；(g)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區(qū)域引出并輸入所述設(shè)備；(h)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，并在壓力下冷卻，以冷凝其至少一部分并形成冷凝流；(i)將所述冷凝流分成至少兩部分，第一部分在頂部進(jìn)料位置通入所述蒸餾塔；(j)令所述冷凝流的第二部分膨脹至較低壓力，形成所述液化天然氣流；(k)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度，都應(yīng)能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一定溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
2.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的方法，其特征在于，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設(shè)備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設(shè)備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)(d)將所述部分冷凝的天然氣流分離成液體流和蒸氣流；(e)(e)將所述液體流膨脹至一中等壓力、加熱并隨后通入所述設(shè)備；(f)(f)將所述蒸氣流膨脹至一中等壓力，并進(jìn)一步在所述中等壓力冷凝之；(g)(g)將所述冷凝膨脹流在一蒸餾塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)通入該蒸餾塔；(h)(h)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區(qū)域引出，并通入所述設(shè)備；(i)(i)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，并在壓力下冷凝其至少一部分，形成冷凝流；(j)(j)將所述冷凝流分成至少兩部分，將第一部分在頂部進(jìn)料位通入所述蒸餾塔；(k)(k)將所述冷凝流的第二部分膨脹至一較低壓力，形成所述液化天然氣流；(l)(l)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度，都應(yīng)能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一定溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
3.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的方法，其特征在于，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設(shè)備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設(shè)備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)令所述冷凝天然氣流膨脹至一中等壓力，然后在一蒸餾塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)通入該蒸餾塔；(e)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區(qū)域引出，并通入所述設(shè)備；(f)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，并在壓力下冷凝其至少一部分，形成冷凝流；(g)將所述冷凝流分成至少兩部分，第一部分在頂部進(jìn)料位置通入所述蒸餾塔；(h)將所述冷凝流的第二部分膨脹至較低壓力，形成所述液化天然氣流；(i)進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分回收在所述液體蒸餾流中。
4.如權(quán)利要求1、2或3所述的方法，其特征在于，將所述冷凝流的所述第二部分冷卻然后膨脹到所述較低壓力。
5.如權(quán)利要求4所述的方法，其特征在于，引出所述冷凝流的第三部分，膨脹到一中等壓力，使其與所述冷凝流的所述第二部分進(jìn)行熱交換，以提供所述冷卻作用的至少一部分。
6.如權(quán)利要求1、2或3所述的方法，其特征在于，將所述液體蒸餾流膨脹并加熱，然后通入所述設(shè)備。
7.如權(quán)利要求4所述的方法，其特征在于，將所述液體蒸餾流膨脹并加熱，然后通入所述設(shè)備。
8.如權(quán)利要求5所述的方法，其特征在于，將所述液體蒸餾流膨脹并加熱，然后通入所述設(shè)備。
9.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的設(shè)備，其特征在于，所述設(shè)備包括(a)與回收天然氣液體的低溫天然氣加工設(shè)備相連的第一引出裝置，用來引出所述天然氣流；(b)與所述第一引出方式相連的第一熱交換裝置，用來接受所述天然氣流并在足夠使其部分冷凝的壓力下將其冷卻；(c)與所述設(shè)備相連的第二引出裝置，用于引出一個(gè)蒸餾流，所述第二引出裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來加熱所述蒸餾流，并從而對(duì)所述天然氣流提供至少一部分的所述冷卻作用；(d)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述部分冷凝的天然氣流，并使其分離成一蒸氣流和液體流，然后將所述液體流通入所述設(shè)備；(e)與所述分離裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述蒸氣流并使其膨脹到一中等壓力，所述第一膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來提供所述膨脹蒸氣流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應(yīng)于進(jìn)一步冷卻在所述中等壓力的所述膨脹蒸氣流使其基本上冷凝；(f)與所述第一熱交換裝置相連的一個(gè)蒸餾塔，用來在塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)接受所述基本冷凝的膨脹流，所述蒸餾塔適應(yīng)于從所述蒸餾塔較低區(qū)域引出液體蒸餾流，并將其通入所述設(shè)備，還適應(yīng)于從所述蒸餾塔上部區(qū)域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應(yīng)于在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使它冷凝至少一部分形成冷凝流；(g)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流并將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進(jìn)一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進(jìn)料位置進(jìn)入所述蒸餾塔；(h)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，并使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(i)適應(yīng)于用來調(diào)節(jié)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分被回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
10.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的設(shè)備，其特征在于，所述設(shè)備包括(a)與低溫天然氣加工設(shè)備回收天然氣液體相連的第一種引出方式用于回收所述天然氣流；(b)與所述第一種引出方式相連的第一熱交換裝置用來接受所述天然氣流并在足夠使其部分冷凝的壓力下冷卻；(c)與所述設(shè)備相連的第二種引出方式用于回收蒸餾流，與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連的所述第二種引出方法用于加熱所述蒸餾流并從而提供至少部分所述天然氣流的所述冷卻；(d)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述部分冷凝的天然氣流，并使其分離成一蒸氣流和液體流；(e)與所述分離裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述蒸氣流并使其膨脹到一中等壓力，所述第一膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來提供所述膨脹蒸氣流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應(yīng)于進(jìn)一步冷卻在所述中等壓力的所述膨脹蒸氣流使其基本上冷凝；(f)與所述第一熱交換裝置相連的一個(gè)蒸餾塔，用來在塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)接受所述基本冷凝的膨脹流，所述蒸餾塔適應(yīng)于從所述蒸餾塔較低區(qū)域引出液體蒸餾流，并將其通入所述設(shè)備，還適應(yīng)于從所述蒸餾塔上部區(qū)域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應(yīng)于在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使它冷凝至少一部分形成冷凝流；(g)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流并將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進(jìn)一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進(jìn)料位置進(jìn)入所述蒸餾塔；(h)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，并使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(i)與所述分離裝置相連的第三膨脹裝置用來接受所述液體流并使其膨脹到一中等壓力，所述第三膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來加熱所述膨脹液體流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體流然后通入所述設(shè)備；(j)適應(yīng)于用來調(diào)節(jié)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分被回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
11.一種使包含甲烷和較重碳?xì)浠衔锝M分的天然氣流液化的設(shè)備，其特征在于，所述設(shè)備包括(a)與回收天然氣液體的低溫天然氣加工設(shè)備相連的第一引出裝置，用來引出所述天然氣流；(b)與所述第一引出方式相連的第一熱交換裝置，用來接受所述天然氣流并在足夠使其部分冷凝的壓力下將其冷卻；(c)與所述設(shè)備相連的第二引出裝置，用于引出一個(gè)蒸餾流，所述第二引出裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來加熱所述蒸餾流，并從而對(duì)所述天然氣流提供至少一部分的所述冷卻作用；(d)與所述第一熱交換裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述基本冷凝流并將其膨脹到一中等壓力；(e)與所述第一膨脹裝置相連的一個(gè)蒸餾塔，用來在塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)接受所述膨脹流，所述蒸餾塔適應(yīng)于從所述蒸餾塔一較低區(qū)域引出一液體蒸餾流，并將其通入所述設(shè)備，還適應(yīng)于從所述蒸餾塔一個(gè)上部區(qū)域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，有來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應(yīng)于在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使其至少一部分冷凝形成冷凝流；(f)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流并將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進(jìn)一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進(jìn)料位置進(jìn)入所述蒸餾塔；(g)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，并使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(h)適應(yīng)于調(diào)節(jié)進(jìn)入所述蒸餾塔的所述進(jìn)料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳?xì)浠衔锝M分回收在所述液體蒸餾流中。
12.如權(quán)利要求9或11所述的改進(jìn)，其特征在于，第二熱交換裝置與所述分離裝置相連，以接受所述冷凝流的第二部分并使其冷卻，進(jìn)一步相連的所述第二熱交換裝置用來提供所述經(jīng)冷卻的第二部分給所述第二膨脹裝置。
13.如權(quán)利要求10所述的改進(jìn)，其特征在于，第二熱交換裝置與所述分離方法相連，用來接受所述冷凝流的第二部分并使其冷卻，所述進(jìn)一步相連的第二熱交換裝置用來提供所述經(jīng)冷卻的第二部分給所述第二膨脹裝置。
14.如權(quán)利要求12所述的改進(jìn)，其特征在于，第三引出裝置與所述第二熱交換裝置相連，以從所述冷卻的第二部分引出所述冷凝流的第三部分，進(jìn)一步相連的所述第三引出裝置提供所述第三部分給第三膨脹裝置，并使其膨脹到一中等壓力，進(jìn)一步相連的所述第三膨脹裝置提供所述膨脹的第三部分給所述第二熱交換裝置來提供至少一部分所述冷卻作用。
15.如權(quán)利要求13所述的改進(jìn)，其特征在于，第三引出裝置與所述第二熱交換裝置相連，以從所述冷卻的第二部分引出所述冷凝流的第三部分，進(jìn)一步相連的所述第三引出裝置提供所述第三部分給第四膨脹裝置并使其膨脹到一中等壓力，進(jìn)一步相連的所述第四膨脹裝置提供所述膨脹的第三部分給所述第二熱交換裝置來提供給至少一部分所述冷卻作用。
16.如權(quán)利要求9或11所述的改進(jìn)，其特征在于，第三膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，所述第三膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進(jìn)一步相連，用來加熱所述膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
17.如權(quán)利要求10所述的改進(jìn)，其特征在于，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，進(jìn)一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
18.如權(quán)利要求12所述的改進(jìn)，其特征在于，第三膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，進(jìn)一步相連的所述第三膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
19.如權(quán)利要求13所述的改進(jìn)，其特征在于，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，進(jìn)一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
20.如權(quán)利要求14所述的改進(jìn)，其特征在于，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，進(jìn)一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
21.如權(quán)利要求15所述的改進(jìn)，其特征在于，第五膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流并使其膨脹，進(jìn)一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，并從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然后通入所述設(shè)備。
全文摘要
揭示了天然氣的液化過程與加工天然氣以回收氣體汽油(NGL)相結(jié)合。在過程中，待液化的天然氣流來自NGL回收設(shè)備中的一個(gè)氣流，它在壓力下冷卻而凝聚。從NGL回收設(shè)備引出一蒸餾流，提供冷凝天然氣流所需的一定冷卻。冷凝的天然氣流膨脹(14)到中等壓力，提供給蒸餾塔的一個(gè)中間進(jìn)料點(diǎn)(17)。來自此蒸餾塔(17)的塔底產(chǎn)物(41)優(yōu)先包含大部分比甲烷重的碳?xì)浠衔铮駝t會(huì)降低液化天然氣的純度，且塔底產(chǎn)物進(jìn)入NGL回收設(shè)備，使得這些更重的碳?xì)浠衔锟苫厥赵贜GL產(chǎn)物中。
文檔編號(hào)F25J1/02GK1518656SQ02812538
公開日2004年8月4日 申請(qǐng)日期2002年4月15日 優(yōu)先權(quán)日2001年4月20日
發(fā)明者R·E·坎普貝爾, R E 坎普貝爾, J·D·威爾金森, 威爾金森, H·M·赫德森, 赫德森, K·T·奎利亞爾, 奎利亞爾 申請(qǐng)人:埃爾科公司