專利名稱：液化天然氣的處理的制作方法
背景技術：
本發(fā)明涉及一種從液化天然氣(下文中稱為LNG)中分離乙烷及更重烴或丙烷及更重烴來提供揮發(fā)性的富甲烷貧LNG物流和低揮發(fā)性的天然氣液態(tài)產物(NGL)或液化石油氣(LPG)物流的方法。本申請人根據(jù)《美國法典》第35篇第119節(jié)(e)要求在先美國臨時申請?zhí)?0/584,668(2004年7月1日申請)、60/646,903(2005年1月24日申請)、60/669,642(2005年4月8日申請)和60/671,930(2005年4月15日申請)的權益。
作為管道輸送的替代方式，有時要將邊遠地區(qū)的天然氣進行液化并在專用LNG罐中運輸?shù)竭m當?shù)腖NG接收和儲存罐區(qū)。然后可使LNG再汽化并按與天然氣相同的方式用作氣態(tài)燃料。盡管LNG通常有較大比例的甲烷，即甲烷占LNG的至少50％(摩爾)，但也含有較少量諸如乙烷、丙烷和丁烷等的重質烴和氮氣。通常需要使LNG中的一些或所有重質烴與甲烷分離以使LNG汽化所得氣體燃料符合管道氣熱值要求。此外，因為重質烴作為液體產物(例如用作石化原料)的價值比其作為燃料的價值高，通常也希望使這些重質烴與甲烷分離。
盡管可用來從LNG中分離乙烷及更重烴的方法很多，但這些方法通常必須妥善處理高回收率、低公用工程費和工藝簡單(從而投資少)之間的關系。US 2,952,984、3,837,172和5,114,451及同時待決申請No.10/675,785描述了有關的LNG方法，在回收乙烷或丙烷同時產生氣態(tài)的貧LNG物流，然后將后者壓縮至輸送壓力進入氣體分配網。然而，如果換成產生液態(tài)的貧LNG物流，則公用工程費可能較低，可將其用泵壓(而非壓縮)至氣體分配網的輸送壓力，隨后用少量的外部熱源或其它手段使貧LNG汽化。美國專利申請公開號US 2003/0158458A1描述了此方法。
本發(fā)明廣義涉及從這樣的LNG物流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重質烴的方法。采用新的工藝布置使乙烷或丙烷回收率高同時保持工藝設備簡單而且投資少。此外，本發(fā)明還使處理LNG所需的公用工程(電和熱)減少導致操作費用比先有技術方法低。要按本發(fā)明處理的LNG物流的典型分析結果是(近似的摩爾百分率)86.7％甲烷、8.9％乙烷及其它C2組分、2.9％丙烷及其它C3組分、1.0％丁烷+和余量的氮氣。
為更好地理解本發(fā)明，參考以下實施例和附圖。參看的附圖

圖1是先有技術LNG處理設備的流程圖；圖2是根據(jù)美國專利申請公開號US2003/0158458A1的先有技術LNG處理設備的流程圖；圖3是根據(jù)本發(fā)明的LNG處理設備的流程圖；和圖4至13是說明本發(fā)明LNG處理設備的可選方式的流程圖。
以下對上述附圖的解釋中，提供了針對典型工藝條件計算的流量匯總表。為方便起見，本文出現(xiàn)的這些表中，流量值(摩爾/小時)已四舍五入至最接近的整數(shù)。表中所示總物流流量包括所有非烴類組分因而一般會大于烴組分物流流量之和。所示溫度是已四舍五入的近似值。還應注意為對比圖中所示方法而進行的工藝設計是假定從環(huán)境至過程(或者從過程至環(huán)境)沒有熱損失的基礎上計算的。商購絕緣材料的質量使之成為很合理的假定而且是本領域技術人員通常采用的假定。
為方便起見，以傳統(tǒng)的英制單位和國際制(SI)單位報告工藝參數(shù)。表中所給出的摩爾流量可解釋為磅分子/小時或千摩爾/小時。以馬力(HP)和/或千英熱單位/小時(MBTU/Hr)報告的能耗與所述以磅分子/小時為單位的摩爾流量相對應。以千瓦報告的能耗與所述以千摩爾/小時為單位的摩爾流量相對應。
先有技術參見圖1，為了進行對比，我們從一例適合生產包含原料中存在的大部分C2組分及更重烴組分的NGL產物的先有技術LNG處理設備開始。來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵中排出的物流41a在換熱器12和13中通過與-120[-84℃]的氣流52和80[27℃]的脫甲烷塔塔底液體產物(物流51)進行熱交換而被加熱。
加熱后的物流41c在-163[-108℃]和230psia[1,586kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流46)與任何殘留液(物流47)分離。用泵28使物流47增壓至較高壓力，然后通過控制閥20膨脹至分餾塔21的操作壓力(約430psia[2,965kPa(a)])，作為塔頂進料(物流47b)供入塔該。
分餾柱或塔21(通常稱為脫甲烷塔)是包含多個垂直間隔的塔板、一或多個填充床或塔板與填料某種組合的常規(guī)蒸餾塔。塔板和/或填料使塔內下降的液體與上升的蒸氣之間發(fā)生必要的接觸。該塔還包括一或多個再沸器(如再沸器25)，能將一部分沿塔向下流動的液體加熱并汽化以提供沿塔向上流動的汽提用蒸氣。這些蒸氣集將甲烷從液體中汽提出來，從而使塔底液體產物(物流51)基本不含甲烷而是由LNG進料流中所含的大部分C2組分和重質烴組成。(由于該塔再沸器中要求溫度范圍，故通常需要高能級公用工程熱源給再沸器供熱，例如此例中所用的加熱介質)。依據(jù)塔底產物中甲烷體積分數(shù)的規(guī)格一般為0.005，液體產物流51在80[27℃]下離開塔底。如前面所述在換熱器13中冷卻至43[6℃]之后，液體產物(物流51a)流入儲罐或進一步處理。
來自分離器15的蒸氣流46進入壓縮機27(由外電源驅動)而被壓縮至較高壓力。所得物流46a與-130[-90℃]下離開脫甲烷塔21的脫甲烷塔塔頂氣流48合并產生-120[-84℃]的富甲烷殘氣(物流52)，然后如前面所述在換熱器12中冷卻至-143[-97℃]使該物流全部冷凝。然后用泵32將冷凝液(物流52a)增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52b)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
圖1所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中
表I(圖1)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)圖2示出根據(jù)美國專利申請公開號US 2003/0158458A1的一種可供選擇的先有工藝方法，可在較低的公用工程消耗條件下獲得比圖1中所用先有工藝方法稍高的回收率。圖2的方法適合生產包含原料流中存在的大部分C2組分及更重烴組分的NGL產物，已應用于LNG組成和條件與前面圖1所述相同的過程。
圖2方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分餾塔21。從該泵中排出的物流41a在換熱器12和13中與-130[-90℃]的塔頂蒸氣流48、-122[-86℃]的壓縮蒸氣流52a和85[29℃]的脫甲烷塔塔底液體產物(物流51)進行熱交換而被加熱。然后將部分加熱的物流41c在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱至-120[-84℃](物流41d)。(高能級公用工程熱通常比低能級公用工程熱要貴，所以最大化地使用低能級熱如本例所用的海水而最小化地使用高能級熱，通常能達到降低操作費用的目的。)物流41e經控制閥20膨脹至分餾塔21的操作壓力(約450psia[3,103kPa(a)])后，在-123[-86℃]下流入塔中部的進料點。
塔21中脫甲烷塔是包含多個垂直間隔的塔板、一或多個填充床或塔板與填料某種組合的常規(guī)蒸餾塔。如同天然氣加工設備中常見的情況，所述分餾塔可由兩段構成。上部吸收(精餾)段21a包含能為上升蒸氣與下降冷液體之間提供必要接觸的塔板和/或填料以便冷凝和吸收乙烷及重組分；下部汽提(脫甲烷)段21b包含能為下降液體與上升蒸氣之間提供必要接觸的塔板和/或填料。脫甲烷段還包括一或多個再沸器(如再沸器25)，能將一部分沿塔向下流動的液體加熱而使之汽化來提供沿塔向上流動的汽提用蒸氣。這些蒸氣從液體中汽提出甲烷，從而使塔底液體產物(物流51)基本不舍甲烷而是由LNG原料流中所含大部分C2組分和重質烴組成。
塔頂氣流48在-130[-90℃]下離開分餾塔21的上部并流入換熱器12，如前面所述在其中與冷LNG(物流41a)進行熱交換而被冷卻至-135[-93℃]并且部分冷凝。部分冷凝的物流48a進入回流分離器26，在其中通過使冷凝液(物流53)與未冷凝蒸氣(物流52)分離。來自回流分離器26的液流53通過回流泵28增壓至比脫甲烷塔21的操作壓力稍高的壓力，然后經控制閥30使物流53b作為冷塔頂進料(回流液)供入脫甲烷塔21。該冷回流液在脫甲烷塔21的上部吸收(精餾)段21a內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C2組分及更重烴組分。
液體產物流51在85[29℃]下從分餾塔21的底部排出，基于塔底產物中甲烷體積分數(shù)為0.005。液體產物(物流51a)在前述的換熱器13中冷卻至0[-18℃]之后流入儲罐或進一步處理。離開回流分離器26的富甲烷殘氣(物流52)用壓縮機27(外電源驅動)壓縮至493psia[3,400kPa(a)](物流52a)，以使該物流在前述的換熱器12中冷卻至-136[-93℃]時可全部冷凝。然后用泵32將冷凝液(物流52b)增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52c)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
圖2所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中表II(圖2)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)將上面圖2先有工藝方法的表II所示出的回收率與圖1先有工藝方法的表I所示出的回收率進行對比，圖2方法可獲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中的公用工程消耗與表I中的對比表明圖2方法需要的電力和高能級公用工程熱比圖1方法的都要少。圖2方法中通過脫甲烷塔21采用回流操作的方法在該塔中更有效地回收乙烷及重組分從而達到減少電力的目的。這又允許塔進料溫度比圖1方法更高，通過在換熱器14中用低能級公用工程熱加熱該塔進料的方法降低了脫甲烷塔21中再沸器的加熱需求(使用高能級公用工程熱)。(注圖1方法塔底產物流51a冷卻至43[6℃]，而圖2方法則是較理想的0[-18℃]。對于圖1方法而言，試圖使物流51a冷卻至更低溫度確實減少了再沸器25的高能級公用工程熱需要量，但會導致進入分離器15的物流41c溫度較高而使蒸氣壓縮機27的用電量不成比例地增加，因為要維持足夠的回收率必須降低分離器15的操作壓力。)發(fā)明詳述實施例1圖3示出根據(jù)本發(fā)明的一種方法的流程圖。圖3所示方法中所設定的LNG組成和條件與圖1和2中的相同。因此，圖3方法可與圖1和2的方法進行對比以說明本發(fā)明的優(yōu)點。
在圖3方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵中排出的物流41a分成兩部分-物流42和43。第一部分(物流42)通過膨脹閥17膨脹至分餾塔21的操作壓力(約450psia[3,103kPa(a)])并在上半塔中部的進料點供入該塔。第二部分(物流43)在進入分離器15之前被加熱使之全部或部分汽化。圖3所示實施例中，物流43先通過在換熱器12和13中通過使-112[-80℃]的壓縮塔頂氣流48a、-129[-90℃]的回流物流53和來自所述塔的85[29℃]的液體產物(物流51)冷卻的方法而被加熱至-106[-77℃]。然后在換熱器14中用低能級公用工程熱將部分加熱的物流43b進一步加熱(物流43c)。注意所有情況下，換熱器12、13和14可表示多個單換熱器或單個多路換熱器或其任意組合。(至于如何確定指定加熱設備是用一或多個換熱器則取決于若干因素，包括但不限于LNG輸入流量、換熱器大小、物流溫度等。)加熱后的物流43c在-62[-52℃]和625psia[4,309kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流46)與任何殘留液(物流47)分離。來自分離器15的蒸氣(物流46)進入作功膨脹機18，從該部分高壓進料中取出機械能。膨脹機18使蒸氣基本上等熵膨脹至塔的操作壓力，所述作功膨脹過程使膨脹的物流46a冷卻至約-85[-65℃]的溫度。典型的商購膨脹機能回收理想等熵膨脹過程中理論可得功的約80-88％左右?；厥盏墓νǔＳ糜隍寗与x心壓縮機(如設備19)，例如可用于再壓縮塔頂蒸氣(物流48)。此后，部分冷凝的膨脹氣流46a作為進料在塔中部的進料點供入分餾塔21。所述分離器的液體(物流47)通過膨脹閥20膨脹至分餾塔21的操作壓力，冷卻至-77[-61℃]的物流47a在下半塔中部進料點供入分餾塔21。
分餾塔21中脫甲烷塔是包含多個垂直間隔的塔板、一或多個填充床、或塔板與填料的某種組合的常規(guī)蒸餾塔。與圖2所示分餾塔類似，圖3中的分餾塔可由兩段構成。上部吸收(精餾)段包含能為上升蒸氣與下降冷液體之間提供必要接觸的塔板和/或填料以便冷凝和吸收乙烷及重組分；下部汽提(脫甲烷)段包含能為下降液體與上升蒸氣之間提供必要接觸的塔板和/或填料。脫甲烷段還包括一或多個再沸器(如再沸器25)，能將一部分沿塔向下流動的液體加熱而使之汽化以提供沿塔向上流動的汽提用蒸氣。液體產物流51在85[29℃]下從塔底排出，基于塔底產物中甲烷體積分數(shù)為0.005。液體產物(物流51a)如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃]后流入儲罐或進一步處理。
塔頂餾出氣流48在-134[-92℃]下從分餾塔21的上部排出并流入由膨脹機18驅動的壓縮機19，在其中被壓縮至550psia[3,789kPa(a)](物流48a)。在此壓力下，該物流在前述的換熱器12中被冷卻至-129[-90℃]時全部冷凝。然后使冷凝液(物流48b)分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其流入換熱器12，如前面所述通過與一部分冷LNG(物流43)進行熱交換使之過冷至-166[-110℃]。過冷的回流物流53a通過膨脹閥30膨脹至脫甲烷塔21的操作壓力，然后膨脹的物流53b作為冷塔頂進料(回流液)供入脫甲烷塔21。該冷回流液在脫甲烷塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C2組分及更重烴組分。
圖3所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中表III(圖3)物流流量一纜表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上表III中顯示的圖3方法回收率與表I中顯示的圖1先有工藝方法的回收率對比表明本發(fā)明的乙烷回收率與圖1的相當而丙烷回收率(99.89％對98.33％)和丁烷+回收率(100.00％對99.62％)比圖1的稍高一些。但表III中的公用工程消耗與表I中的對比表明本發(fā)明所需電力和高能級公用工程熱比圖1方法低得多(分別減少26％和64％)。
表III中顯示的回收率與表II中圖2先有工藝方法的回收率對比表明本發(fā)明的液體回收率與圖2方法的回收率基本相當(只有丙烷回收率略低，99.89％對100.00％)。但表III中的公用工程消耗與表II中的對比表明本發(fā)明所需電力和高能級公用工程熱明顯低于圖2方法(分別減少11％和53％)。
有三個導致本發(fā)明效率改進的主要因素。第一，與圖1先有工藝方法相比，本發(fā)明不依靠LNG進料本身直接用作分餾塔21的回流液，而是將冷LNG固有的致冷作用用于換熱器12來產生一個其中欲回收C2組分及更重烴組分含量極少的回流液流(物流53)，使分餾塔21的上部吸收段內能更有效地精餾而避免了圖1先有工藝方法的平衡限制。第二，與圖1和2的先有工藝方法相比，在供入分餾塔21之前使LNG進料分成兩部分可更有效地利用低能級公用工程熱，從而減少再沸器25所消耗的高能級公用工程熱的量。較冷的那部分LNG進料(圖3中物流42a)作為分餾塔21的補加回流物流，使膨脹氣流和液流(圖3中物流46a和47a)中的蒸氣進行部分精餾以使加熱和部分汽化此部分LNG進料(物流43)的操作不會過度增加換熱器12的冷凝負荷。第三，與圖2的先有工藝方法相比，用一部分冷LNG進料(圖3中物流42a)作為補加回流物流能使所用的分餾塔21塔頂回流量減少，如表III中物流53與表II中物流53對比所見。塔頂回流液流量減少，加上換熱器14中用低能級公用工程熱加熱的程度較大(如表III與表II對比所見)，導致進入分餾塔21的總液體量減少，再沸器25所需負載降低且使?jié)M足脫甲烷塔塔底液體產物規(guī)格所需的高能級公用工程熱的量最小化。
實施例2圖4示出本發(fā)明的一種可供選擇的實施方案。圖4所示方法中設定的LNG組成和條件與圖3中以及前面圖1和2所述的相同。因此，本發(fā)明的圖4方法可與圖3所示實施方案及圖1和2中所示先有工藝方法對比。
圖4方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵中排出的物流41a在進入分離器15之前被加熱使之全部或部分汽化。圖4所示實施例中，物流41a先在換熱器12和13中通過將-63[-53℃]的壓縮塔頂氣流48b、-135[-93℃]的回流物流53和來自所述塔的85[29℃]的液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-99[-73℃]。然后在換熱器14中用低能級公用工程熱將部分加熱的物流41c進一步加熱(物流41d)。
加熱后的物流41d在-63[-53℃]和658psia[4,537kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流44)與任何殘留液(物流47)分離。所述分離器的液體(物流47)通過膨脹閥20膨脹至分餾塔21的操作壓力(約450psia[3,103kPa(a)])，物流47a在進入分餾塔21的下半塔中部進料點之前冷卻至-82[-63℃]。
來自分離器15的蒸氣(物流44)分成兩股物流45和46。包含所述總蒸氣約30％的物流45穿過換熱器16，與-134[-92℃]的脫甲烷塔塔頂冷蒸氣(物流48)進行熱交換，被冷卻到基本冷凝。然后將所得的-129[-89℃]的基本冷凝物流45a通過膨脹閥17閃蒸膨脹至分餾塔21的操作壓力。膨脹過程中部分物流汽化，導致總物流冷卻。圖4所示方法中，離開膨脹閥17的膨脹物流45b達到-133[-92℃]的溫度，在上半塔中部進料點供入分餾塔21。
其余70％的來自分離器15的蒸氣(物流46)進入作功膨脹機18，從該部分高壓進料中取出機械能。膨脹機18使蒸氣基本上等熵膨脹至塔的操作壓力，所述作功膨脹過程使膨脹物流46a冷卻至約-90[-68℃]的溫度。然后部分冷凝的膨脹氣流46a作為進料在塔中部進料點供入分餾塔21。
液體產物流51在85[29℃]下從塔底排出，基于塔底產物中甲烷體積分數(shù)為0.005。液體產物(物流51a)如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃]之后，流入儲罐或進一步處理。
塔頂餾出氣流48在-134[-92℃]下從分餾塔21的上部排出并在換熱器16中與輸入的進料氣逆向通過，在其中被加熱至-78[-61℃]。加熱后的物流48a流入由膨脹機18驅動的壓縮機19，在其中被壓縮至498psia[3,430kPa(a)](物流48b)。在此壓力下，該物流如前面所述在換熱器12中被冷卻至-135[-93℃]時全部冷凝。然后使冷凝液(物流48c)分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其流入換熱器12，如前面所述通過與冷LNG(物流41a)進行熱交換使之過冷至-166[-110℃]。過冷的回流物流53a通過膨脹閥30膨脹至脫甲烷塔21的操作壓力，然后將膨脹的物流53b作為塔頂冷進料(回流液)供入脫甲烷塔21。該冷回流液在脫甲烷塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C2組分及更重烴組分。
圖4所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中表IV(圖4)物流流量一纜表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖4實施方案的表IV與本發(fā)明圖3實施方案的表III對比表明圖4實施方案的液體回收率基本相同。由于圖4實施方案利用塔頂餾出物(物流48)在換熱器16中將分離器15的一部分蒸氣(物流45)冷凝并過冷來產生分餾塔21的補加回流液(物流45b)，所以進入壓縮機19的氣體(物流48a)比圖3實施方案的相應物流(物流48)的溫度高很多。根據(jù)該設備所采用的壓縮器類型，溫度較高可在冶金學等方面提供優(yōu)點。但因為供入分餾塔21的補加回流物流45b不如圖3實施方案中物流42a冷，所以需要更多的塔頂回流液(物流53b)而換熱器14中可使用更少量的低能級公用工程熱。這會使再沸器25的負荷增加且使本發(fā)明圖4實施方案所需高能級公用工程熱的量比圖3實施方案增加。塔頂回流液流量較大還使圖4實施方案的電力需要量比圖3實施方案稍高(約2％)。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力和高能級公用工程熱的相對成本及泵、換熱器和壓縮機的相對投資費用。
實施例3圖5示出本發(fā)明一種更簡單的可供選擇的實施方案。圖5所示方法中設定的LNG組成和條件與圖3和4中以及前面圖1和2所述的相同。因此，本發(fā)明的圖5方法可與圖3和4所示實施方案及圖1和2中所示先有工藝方法對比。
圖5方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵中排出的物流41a在進入分離器15之前被加熱使之全部或部分汽化。圖5所示實施例中，物流41a先在換熱器12和13中通過使-110[-79℃]的壓縮塔頂氣流48a、-128[-89℃]的回流物流53和來自所述塔的85[29℃]的液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-102[-75℃]。然后在換熱器14中用低能級公用工程熱將部分加熱的物流41c進一步加熱(物流41d)。
加熱后的物流41d在-74[-59℃]和715psia[4,930kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流46)與任何殘留液(物流47)分離。來自分離器的蒸氣(物流46)進入作功膨脹機18，從該部分高壓進料中取出機械能。膨脹機18使蒸氣基本上等熵膨脹至塔的操作壓力(約450psia[3,103kPa(a)])，所述作功膨脹過程使膨脹氣流46a冷卻至約-106[-77℃]的溫度。然后部分冷凝的膨脹氣流46a作為進料在塔中部進料點供入分餾塔21。所述分離器的液體(物流47)通過膨脹閥20膨脹至分餾塔21的操作壓力，物流47a在下半塔中部進料點供入分餾塔21之前冷卻至-99[-73℃]。
液體產物流51在85[29℃]下從塔底排出，基于塔底產物中甲烷體積分數(shù)為0.005。液體產物(物流51a)如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃]之后，流入儲罐或進一步處理。
塔頂餾出氣流48在-134[-92℃]下從分餾塔21的上部排出并流入由膨脹機18驅動的壓縮機19，在其中被壓縮至563psia[3,882kPa(a)](物流48a)。在此壓力下，該物流如前面所述在換熱器12中被冷卻至-128[-89℃]時全部冷凝。然后使冷凝液(物流48b)分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其流入換熱器12，如前面所述通過與冷LNG(物流41a)進行熱交換使之過冷至-184[-120℃]。過冷的回流物流53a通過膨脹閥30膨脹至脫甲烷塔21的操作壓力，然后膨脹的物流53b作為塔頂冷進料(回流液)供入脫甲烷塔21。該冷回流液在脫甲烷塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C2組分及更重烴組分。
圖5所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中
表V(圖5)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖5實施方案的表V與本發(fā)明圖3實施方案的表III和圖4實施方案的表IV對比表明圖5實施方案的液體回收率基本相同。由于圖5實施方案不象圖3和4實施方案那樣對分餾塔21使用補加回流液(分別為物流42a和45b)，所以需要更多的塔頂回流液(物流53b)且換熱器14中所用的低能級公用工程熱的量更少。這使再沸器25的負荷增加而且使本發(fā)明圖5實施方案所需高能級公用工程熱的量比圖3和4實施方案增加。塔頂回流液流量較高還使圖5實施方案的電力需要量比圖3和4實施方案稍高(分別高約5％和3％)。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力和高能級公用工程熱的相對成本及塔、泵、換熱器和壓縮機的相對投資費用。
實施例4采用如圖6所示的本發(fā)明另一實施方案可獲得一種可在低能耗條件下維持同樣C2組分回收率的略復雜一些的設計。圖6所示方法中設定的LNG組成和條件與圖3至5中以及前面圖1和2所述的相同。因此，本發(fā)明的圖6方法可與圖3至5所示實施方案及圖1和2中所示先有工藝方法對比。
圖6方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入吸收塔21。圖6所示實施例中，從該泵排出的物流41a先在換熱器12中通過使自接觸分離裝置吸收塔21中排出的-129[-90℃]塔頂蒸氣(餾出氣流48)和自分餾汽提塔24排出的-83[-63℃]塔頂蒸氣(餾出氣流50)冷卻而被加熱至-120[-84℃]。然后部分加熱的液流41b分成兩部分(物流42和43)。第一部分(物流42)通過膨脹閥17膨脹至吸收塔21的操作壓力(約495psia[3,413kPa(a)])并在下半塔中部進料點供入該塔。
第二部分(物流43)在進入吸收塔21之前被加熱使之全部或部分汽化。圖6所示實施例中，物流43先在換熱器13中通過使來自分餾汽提塔24的88[31℃]液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-112[-80℃]。然后將部分加熱的物流43a在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱(物流43b)。部分汽化的物流43b通過膨脹閥20膨脹至吸收塔21的操作壓力，使物流43c冷卻至-67[-55℃]，然后在塔下部進料點供入吸收塔21。膨脹物流43c的液體部分(如果有的話)與從吸收塔21上部落下的液體混合，混合液流49在-79[-62℃]下從吸收塔21底部排出。膨脹物流43c的氣相部分經吸收塔21上升并與下落的冷液體接觸來冷凝和吸收C2組分及更重烴組分。
來自接觸設備吸收塔21底部的混合液流49通過膨脹閥22閃蒸膨脹至稍高于汽提塔24的操作壓力(465psia[3,206kPa(a)])，物流49冷卻至-83[-64℃](物流49a)后，在塔頂進料點進入分餾汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中產生的蒸氣從物流49a中汽提出甲烷以滿足甲烷體積分數(shù)為0.005的規(guī)格。所得液體產物流51在88[31℃]下從汽提塔24的底部排出，如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃](物流51a)，然后流入儲罐或進一步處理。
來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)在-83[-63℃]下離開該塔并流入換熱器12，如前面所述在其中冷卻至-132[-91℃]，使該物流全部冷凝。然后冷凝液流50a進入塔頂氣泵33，使物流50b的壓力升至稍高于吸收塔21的操作壓力。通過控制閥35膨脹至吸收塔21的操作壓力后，-130[-90℃]的物流50c在上半塔中部進料點供入吸收塔21，在其中與從吸收塔21上部落下的液體混合而成為一部分用于從吸收塔21下部上升蒸氣中捕集C2和重質組分的液體。
塔頂餾出氣流48在-129[-90℃]下從吸收塔21的上部排出，流入換熱器12并如前面所述冷卻至-135[-93℃]，使該物流全部冷凝。冷凝液(物流48a)通過泵31增壓至稍高于吸收塔21的操作壓力(物流48b)，然后分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其通過控制閥30膨脹至吸收塔21的操作壓力。然后膨脹的物流53a在-135[93℃]下作為塔頂冷進料(回流液)供入吸收塔21。該冷回流液在吸收塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C2組分及更重烴組分。
圖6所示方法物流流量和能耗示于下表中
表VI(圖6)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖6實施方案的表VI與本發(fā)明圖3至5實施方案的表III至V對比表明圖6實施方案的液體回收率基本相同。但表VI中的公用工程消耗與表III至V中的對比表明本發(fā)明圖6實施方案所需電力和高能級公用工程熱均比圖3至5實施方案下降。圖6實施方案的電力需要量分別降低1％、4％和6％，高能級公用工程熱需要量分別降低1％、4％和20％。
本發(fā)明圖6實施方案的公用工程需要量比圖3至5實施方案減少可主要歸因于兩個因素。第一，將圖3至5實施方案中的分餾塔21分成分立的吸收塔21和汽提塔24，兩塔的操作壓力可針對其各自作用獨立地優(yōu)化。圖3至5實施方案中分餾塔21的操作壓力不能提高到所示值以上很多，這樣才不會發(fā)生因高操作壓力對蒸餾操作產生的不利影響。此影響表現(xiàn)為因其蒸氣和液流的相態(tài)特性導致分餾塔21內傳質較差。特別關心的是影響氣-液分離效率的物理性質，即液體表面張力和兩相的密度差。精餾操作(吸收塔21)和汽提操作(汽提塔24)的操作壓力不再象圖3至5實施方案那樣聯(lián)系在一起，汽提操作可在合理的操作壓力下進行，同時精餾操作可在有利于其塔頂氣流(圖6實施方案中物流48)在換熱器12中冷凝的較高壓力下進行。
第二，除圖3和4實施方案中部分LNG進料流作為補加回流物流(圖3中物流42a和圖4中物流45b)之外，本發(fā)明圖6實施方案對吸收塔21還使用了第二補加回流物流(物流50c)以便有助于對進入吸收塔21下部的物流43c中的蒸氣進行精餾。這樣可在換熱器14中更好地利用低能級公用工程熱以降低再沸器25的負荷，減少高能級公用工程熱的需要量。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力和高能級公用工程熱的相對成本及塔、泵、換熱器和壓縮機的相對投資費用。
實施例5如圖7中所示，本發(fā)明還可用于生產包含原料流中存在的大部分C3組分及更重烴組分的LPG產品。圖7所示方法中設定的LNG組成和條件與前面圖1至6所述的相同。因此，本發(fā)明的圖7方法可與圖1和2中所示先有工藝方法以及圖3至6中所示本發(fā)明其它實施方案對比。
圖7方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入吸收塔21。圖7所示實施例中，從該泵排出的物流41a先在換熱器12和13中通過使自接觸分離裝置吸收塔21中排出的-90[-68℃]塔頂蒸氣(餾出氣流48)、自分餾汽提塔24中排出的57[14℃]的壓縮塔頂蒸氣(物流50a)和來自分餾汽提塔24的190[88℃]液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-99[-73℃]。
然后將部分加熱的液流41c在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱(物流41d)至-43[-42℃]。部分汽化的物流41d通過膨脹閥20膨脹至吸收塔21的操作壓力(約465psia[3,206kPa(a)])，使物流41e冷卻至-48[-44℃]，然后在塔下部進料點供入吸收塔21。膨脹物流41e的液體部分(如果有的話)與從吸收塔21上部落下的液體混合，混合液流49在-50[-46℃]下從吸收塔21底部排出。膨脹物流41e的氣相部分經吸收塔21上升并與下落的冷液體接觸來冷凝并吸收C3組分及更重組分。
來自接觸設備吸收塔21底部的混合液流49通過膨脹閥22閃蒸膨脹至稍高于汽提塔24的操作壓力(430psia[2,965kPa(a)])，物流49冷卻至-53[-47℃](物流49a)，然后在塔頂進料點進入分餾汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中產生的蒸氣從物流49a中汽提出甲烷及C2組分以滿足乙烷與丙烷之摩爾比為0.020∶1的規(guī)格。所得液體產物流51在190[88℃]下從汽提塔24的底部排出，如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃](物流51a)，然后流入儲罐或進一步處理。
來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)在30[-1℃]下離開該塔并流入塔頂氣壓縮機34(由補加電源驅動)，使物流50a的壓力升至稍高于吸收塔21的操作壓力。物流50a進入換熱器12，如前面所述在其中冷卻至-78[-61℃]，使該物流全部冷凝。冷凝液流50b通過控制閥35膨脹至吸收塔21的操作壓力，然后所得-84[-64℃]的物流50c在塔中部進料點供入吸收塔21，在其中與從吸收塔21上部落下的液體混合而成為一部分用來從吸收塔21下部上升的蒸氣中捕集C3及更重組分的液體。
塔頂餾出氣流48在-90[-68℃]下從吸收塔21的上部排出，流入換熱器12并如前面所述冷卻至-132[-91℃]，使該物流全部冷凝。冷凝液(物流48a)通過泵31增壓至稍高于吸收塔21的操作壓力(物流48b)，然后分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其通過控制閥30膨脹至吸收塔21的操作壓力。然后膨脹的物流53a在-131[-91℃]下作為塔頂冷進料(回流液)供入吸收塔21。該冷回流液在吸收塔21的上部從上升的蒸氣中吸收并冷凝C3組分及更重烴組分。
圖7所示方法的物流流量和能耗示匯總于下表中表VII(圖7)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面圖7方法的表VII中公用工程消耗與表III至VI的對比表明
本發(fā)明此實施方案的電力需要量比圖3至6實施方案稍高。但本發(fā)明圖7實施方案所需高能級公用工程熱比圖3至6實施方案的明顯降低，因為當不想回收C2組分時，則有更多的低能級公用工程熱用于換熱器14。
實施例6本發(fā)明圖7實施方案的電力需要量比圖3至6實施方案增加主要是因為圖7中的壓縮機34，它提供使來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)通過換熱器12然后進入吸收塔21所需的動力。圖8示出本發(fā)明的一種可供選擇的實施方案，其中取消了該壓縮機而使電力需要量減少。圖8所示方法中設定的LNG組成和條件與圖7以及前面針對圖1至6所述的相同。因此，本發(fā)明的圖8方法可與圖7中所示本發(fā)明實施方案、圖1和2中所示先有工藝方法以及圖3至6中所示本發(fā)明其它實施方案對比。
圖8方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入吸收塔21。從該泵排出的物流41a先在換熱器12和13中通過使自接觸分離裝置吸收塔21中排出的-90[-68℃]塔頂蒸氣(餾出物流48)、自分餾汽提塔24中排出的20[-7℃]的塔頂蒸氣(物流50)和來自分餾汽提塔21的190[88℃]液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-101[-74℃]。
然后部分加熱的液流41c在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱(物流41d)至-54[-48℃]。通過膨脹閥20膨脹至吸收塔21的操作壓力(約465psia[3,206kPa(a)])之后，物流41e在-58[-50℃]下流入塔下部進料點。膨脹物流41e的液體部分(如果有的話)與從吸收塔21上部落下的液體混合，混合液流49在-61[-52℃]下從接觸設備吸收塔21底部排出。膨脹物流41e的氣相部分經吸收塔21上升并與下落的冷液體接觸來冷凝并吸收C3組分及更重烴組分。
來自吸收塔21底部的混合液流49通過膨脹閥22閃蒸膨脹至稍高于汽提塔24的操作壓力(430psia[2,965kPa(a)])，使物流49冷卻至-64[-53℃](物流49a)，然后在塔頂進料點進入分餾汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中產生的蒸氣從物流49a中汽提出甲烷和C2組分以滿足乙烷與丙烷之摩爾比為0.020∶1。所得液體產物流51在190[88℃]下從汽提塔24的底部排出，如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃](物流51a)，然后流入儲罐或進一步處理。
來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)在20[-7℃]下離開該塔而流入換熱器12，如前面所述在其中冷卻至-98[-72℃]，使該物流全部冷凝。然后冷凝液流50a進入塔頂氣泵33，使物流50b的壓力升至稍高于吸收塔21的操作壓力，此時它再進入換熱器12通過在該換熱器中提供全部冷卻任務的一部分被加熱至-70[-57℃](物流50c)而部分汽化。通過控制閥35膨脹至吸收塔21的操作壓力之后，物流50d在-75[-60℃]下在塔中部進料點供入吸收塔21，在其中與從吸收塔21上部落下的液體混合而成為用于從吸收塔21下部上升的蒸氣中捕集C3及更重組分的一部分液體。
塔頂餾出氣流48在-90[-68℃]下從接觸設備吸收塔21中排出，流入換熱器12，在其中如前面所述通過與冷LNG(物流41a)進行熱交換被冷卻至-132[-91℃]而全部冷凝。冷凝液(物流48a)通過泵31增壓至稍高于吸收塔21的操作壓力(物流48b)，然后分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其通過控制閥30膨脹至吸收塔21的操作壓力。然后膨脹的物流53a在-131[-91℃]下作為塔頂冷進料(回流液)供入吸收塔21。該冷回流液在吸收塔21的上部從上升的蒸氣中吸收并冷凝C3組分及更重烴組分。
圖8所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中
表VIII(圖8)物流流量匯總表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖8實施方案的表VIII與本發(fā)明圖7實施方案的表VII對比表明圖8實施方案的液體回收率基本相同。由于圖8實施方案利用泵(圖8中塔頂氣泵33)而非壓縮機(圖7中塔頂氣壓縮機34)將來自分餾汽提塔24的塔頂蒸氣送入接觸設備吸收塔21，圖8實施方案需要更少的電力。但圖8實施方案所需高能級公用工程熱較高(高約19％)。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力和高能級公用工程熱的相對成本以及泵和壓縮機的相對成本。
實施例7采用如圖9所示的本發(fā)明另一實施方案可獲得一種能在高能級公用工程熱低消耗條件下保持同樣C3組分回收率的稍微復雜一些的設計，。圖9所示方法中設定的LNG組成和條件與圖7和8中以及前面針對圖1至6所述的相同。因此，本發(fā)明的圖9方法可與圖7和8中所示本發(fā)明實施方案、圖1和2中所示先有工藝方法及圖3至6中所示本發(fā)明其它實施方案對比。
圖9方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵排出的物流41a在進入分離器15之前被加熱使之全部或部分汽化。圖9所示實施例中，物流41a先在換熱器12和13中通過使-70[-57℃]的壓縮塔頂蒸氣48a、67[19℃]的壓縮塔頂氣流50a和來自分餾汽提塔24的161[72℃]液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-88[-66℃]。然后部分加熱的液流41c在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱(物流41d)。
加熱后的物流41d在-16[-27℃]和596psia[4,109kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流46)與任何殘留液(物流47)分離。分離器的蒸氣(物流46)進入作功膨脹機18，從該部分高壓進料中取出機械能。膨脹機18使蒸氣基本上等熵膨脹至塔的操作壓力(約415psia[2,861kPa(a)])，所述作功膨脹過程使膨脹氣流46a冷卻至約-42[-41℃]的溫度。然后部分冷凝的膨脹氣流46a作為進料在塔中部進料點供入吸收塔21。如果存在任何分離器液體(物流47)，則通過膨脹閥20膨脹至吸收塔21的操作壓力，然后在塔下部進料點供入吸收塔21。圖9所示實施例中，物流41d在換熱器14中完全汽化，所以不需要分離器15和膨脹閥20，而膨脹物流46a在塔下部進料點進料點供入吸收塔21。膨脹物流46a(和膨脹物流47a，如果存在的話)的液體部分(如果有的話)與從吸收塔21上部落下的液體混合，混合液流49在-45[-43℃]下從吸收塔21底部排出。膨脹物流46a(和膨脹物流47a，如果存在的話)的氣相部分經吸收塔21上升并與下落的冷液體接觸來冷凝并吸收C3組分及更重烴組分。
來自接觸分離裝置吸收塔21底部的混合液流49通過膨脹閥22閃蒸膨脹至稍高于分餾汽提塔24的操作壓力(320psia[2,206kPa(a)])，使物流49冷卻至-54[-48℃](物流49a)，然后在塔頂進料點進入分餾汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中產生的蒸氣從物流49a中汽提出甲烷和C2組分以滿足乙烷與丙烷之摩爾比為0.020∶1。所得液體產物流51在161[72℃]下從汽提塔24的底部排出，如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃](物流51a)，然后流入儲罐或進一步處理。
來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)在20[-6℃]下離開該塔而流入塔頂氣壓縮機34(由膨脹機18產生的一部分電力驅動)，使物流50a的壓力稍高于吸收塔21的操作壓力。物流50a進入換熱器12，如前面所述在其中冷卻至-87[-66℃]，使該物流全部冷凝。冷凝液流50b通過控制閥35膨脹至吸收塔21的操作壓力，然后所得-91[-68℃]的物流50c在塔中部進料點供入吸收塔21，在其中與從吸收塔21上部落下的液體混合而成為用于捕集從吸收塔21下部上升的蒸氣中C3和重質組分的液體部分。
塔頂餾出氣流48在-94[-70℃]下從吸收塔21的上部排出，流入壓縮機19(由膨脹機18產生的剩余電力驅動)，在其中被壓縮至508psia[3,501kPa(a)](物流48a)。在此壓力下，該物流如前面所述在換熱器12中冷卻至-126[-88℃]時全部冷凝。然后冷凝液(物流48b)分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32增壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其通過控制閥30膨脹至吸收塔21的操作壓力。然后膨脹的物流53a在-136[-93℃]下作為塔頂冷進料(回流液)供入吸收塔21。該冷回流液在吸收塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C3組分及更重烴組分。
圖9所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中
表IX(圖9)物流流量一纜表 Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖9實施方案的表IX與本發(fā)明圖7和8實施方案的表VII和VIII對比表明圖9實施方案的液體回收率基本相同。圖9實施方案的電力需要量比圖7實施方案低約3％而比圖8實施方案高約2％。但本發(fā)明圖9實施方案所需高能級公用工程熱明顯低于圖7實施方案(低約21％)或圖8實施方案(低約34％)。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力與高能級公用工程熱的相對成本以及泵和換熱器與壓縮機和膨脹機的相對成本。
實施例8采用如圖10所示的本發(fā)明另一實施方案可獲得一種能保持與圖9實施方案相同的C3組分回收率的稍微簡單一些的本發(fā)明實施方案，圖10所示方法中設定的LNG組成和條件與圖7至9中以及前面針對圖1至6所述的相同。因此，本發(fā)明的圖10方法可與圖7至9所示的本發(fā)明實施方案、圖1和2所示的先有工藝方法及圖3至6所示的本發(fā)明其它實施方案對比。
圖10方法的模擬過程中，來自LNG罐10的待處理LNG(物流41)在-255[-159℃]下進入泵11。泵11使LNG的壓力升高至足以使其能流過換熱器然后進入分離器15。從該泵排出的物流41a在進入分離器15之前被加熱使之全部或部分汽化。圖10所示實施例中，物流41a先在換熱器12和13中通過使-61[-52℃]的壓縮塔頂氣流48a、40[4℃]的塔頂氣流50和來自分餾汽提塔24的190[88℃]液體產物(物流51)冷卻而被加熱至-83[-64℃]。然后部分加熱的液流41c在換熱器14中用低能級公用工程熱進一步加熱(物流41d)。
加熱后的物流41d在-16[-26℃]和621psia[4,282kPa(a)]下進入分離器15，在其中蒸氣(物流46)與任何殘留液(物流47)分離。分離器的蒸氣(物流46)進入作功膨脹機18，從該部分高壓進料中取出機械能。膨脹機18使蒸氣基本上等熵膨脹至塔的操作壓力(約380psia[2,620kPa(a)])，所述作功膨脹過程使膨脹氣流46a冷卻至約-50[-46℃]的溫度。然后部分冷凝的膨脹氣流46a在塔中部進料點作為進料供入吸收塔21。如果存在任何分離器液體(物流47)，則通過膨脹閥20膨脹至吸收塔21的操作壓力，然后在塔下部進料點供入吸收塔21。圖10所示實施例中，物流41d在換熱器14中完全汽化，所以不需要分離器15和膨脹閥20，而膨脹物流46a在塔下部進料點進料點供入吸收塔21。膨脹物流46a(和膨脹物流47a，如果存在的話)的液體部分(如果有的話)與從吸收塔21上部落下的液體混合，混合液流49在-53[-47℃]下從吸收塔21底部排出。膨脹物流46a(和膨脹物流47a，如果存在的話)的氣相部分通過吸收塔21上升并與下落的冷液體接觸來冷凝并吸收C3組分及更重烴組分。
來自接觸分離裝置吸收塔21底部的混合液流49進入泵23并泵壓至稍高于汽提塔24的操作壓力(430psia[2,965kPa(a)])。然后所得物流49a在-52[-47℃]下在塔頂進料點進入分餾汽提塔24。在汽提塔24中，再沸器25中產生的蒸氣從物流49a中汽提出甲烷和C2組分以滿足乙烷與丙烷之摩爾比為0.020∶1。所得液體產物流51在190[88℃]下從汽提塔24的底部排出，如前面所述在換熱器13中冷卻至0[-18℃](物流51a)，然后流入儲罐或進一步處理。
來自汽提塔24的塔頂蒸氣(物流50)在40[4℃]下離開該塔而進入換熱器12，如前面所述在其中冷卻至-89[-67℃]，使該物流全部冷凝。冷凝液流50a通過控制閥35膨脹至吸收塔21的操作壓力，然后所得-94[-70℃]的物流50b在塔中部進料點供入吸收塔21，在其中與從吸收塔21上部落下的液體混合而成為用于從吸收塔21下部上升的蒸氣中捕集C3及更重組分的一部分液體。
塔頂餾出物流48在-97[-72℃]下從吸收塔21的上部排出，流入壓縮機19(由膨脹機18驅動)，在其中被壓縮至507psia[3,496kPa(a)](物流48a)。在此壓力下，該物流如前面所述在換熱器12中冷卻至-126[-88℃]時全部冷凝。然后冷凝液(物流48b)分成兩部分(物流52和53)。第一部分(物流52)是富甲烷貧LNG物流，其通過泵32泵壓至1365psia[9,411kPa(a)](物流52a)用于后續(xù)汽化和/或輸送過程。
另一部分是回流物流53，其通過控制閥30膨脹至吸收塔21的操作壓力。然后膨脹的物流53a在-141[-96℃]下作為塔頂冷進料(回流液)供入吸收塔21。該冷回流液在吸收塔21的上部精餾段內從上升的蒸氣中吸收并冷凝C3組分及更重烴組分。
圖10所示方法的物流流量和能耗匯總示于下表中
表X(圖10)物流流量一纜表Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]
*(基于未四舍五入的流量)上面本發(fā)明圖10實施方案的表X與本發(fā)明圖7至9實施方案的表VII至IX對比表明圖10實施方案的液體回收率基本相同。圖10實施方案的電力需要量比圖7實施方案低約1％而比圖8和9實施方案分別高約4％和2％。本發(fā)明圖10實施方案所需高能級公用工程熱明顯低于圖7和8實施方案(分別低約7％和22％)，但比圖9實施方案高約18％。具體應用中選擇采用何種實施方案一般取決于電力與高能級公用工程熱的相對成本以及泵、換熱器、壓縮機和膨脹機的相對投資費用。
其它實施方案某些情況下可能更適合用另一工藝物流使回流液流53過冷，而不是利用進入換熱器12的冷LNG物流。在此情況下，可采用如圖11至13所示的本發(fā)明備選實施方案。圖11和12實施方案中，離開換熱器12的部分加熱LNG物流41b的一部分(物流42)通過膨脹閥17膨脹至稍高于分餾塔21(圖11)或吸收塔21(圖12)的操作壓力，膨脹后的物流42a進入換熱器29而被加熱，同時使回流液流53過冷。然后過冷的回流液流53a通過膨脹閥30膨脹至分餾塔21(圖11)或接觸分離裝置吸收塔21(圖12)的操作壓力，膨脹后的物流53b作為塔頂冷進料(回流液)供入分餾塔21(圖11)或吸收塔21(圖12)。離開換熱器29的加熱物流42b在塔中部進料點供入該塔，作為補加回流物流?；蛘撸鐖D11和12中虛線所示，在進入換熱器12之前從LNG物流41a中取出物流42。圖13的實施方案中，通過用控制閥17使物流50b膨脹至稍高于吸收塔21的操作壓力并將膨脹后的物流50c引入換熱器29使分餾汽提塔24塔頂氣流50冷凝所產生的補加回流物流在換熱器29中將回流物流53過冷。然后加熱物流50d在塔中部進料點供入該塔。
決定回流物流53膨脹至塔操作壓力之前是否使之過冷取決于許多因素，包括LNG組成、所期望的回收率等。如圖3至10中虛線所示，如果想要過冷則將物流53送入換熱器12，或者如果不想要過冷則直接送入膨脹閥30。類似地，補加回流物流42膨脹至塔操作壓力之前是否要加熱必須針對每種應用進行評估。如圖3、6和13中虛線所示，如果不想加熱則可在加熱LNG物流41a之前取出物流42并直接送入膨脹閥17，或者如果想加熱則從部分加熱的LNG物流41b中取出物流42并送入膨脹閥17。另一方面，如圖8中所示補加回流物流50b的加熱和部分汽化可能不利，因為這使進入吸收塔21用于從吸收塔21下部上升的蒸氣中捕集C2組分和/或C3組分及更重烴組分的液體量減少。而如圖8中虛線所示，物流50b可直接送入膨脹閥35然后進入吸收塔21。
當待處理的LNG較貧乏時或者企圖在換熱器12、13和14中使LNG完全汽化時，圖3至5和9至11中的分離器15可能不太恰當?shù)?。根?jù)LNG進料中重烴的量和LNG物流離開進料泵11的壓力，離開換熱器14的熱LNG物流可能不含任何液體(因為高于其露點，或者因為高于其臨界冷凝壓力)。在此情況下，則按虛線所示刪去分離器15和膨脹閥20。
在所示實施例中，圖3、5和9至11中物流48a，圖4中物流48b，圖6至8、12和13中物流48，圖6、8、10、12和13中物流50及圖7和9中物流50a全部冷凝。某些情況下贊成使這些物流之一或之二過冷，而另一些情況下贊成僅部分冷凝。如果采用物流之一或之二部分冷凝的方法，則可能需要處理未冷凝的蒸氣，用壓縮機或其它設備使蒸氣壓力升高使之可加入被泵送的冷凝液?；蛘撸瑢⑽蠢淠恼魵馑腿朐撛O備的燃料系統(tǒng)或其它此類應用。
LNG的條件、設備大小、可用設備或其它因素可顯示出刪去圖3至5和9至11中的作功膨脹機18或用備選膨脹設備(如膨脹閥)替代是可行的。盡管以特定的膨脹設備來描述各物流的膨脹過程，但在適合的情況下可采用其它膨脹設備。
還應注意膨脹閥17、20、22、30和/或35可用膨脹機(渦輪膨脹機)代替，從而從以下物流的降壓中提取功圖3、6和11至13中物流42；圖4中物流45a；圖3至5和9至11中物流47；圖6、12和13中物流43b；圖7和8中物流41d；圖6至9、12和13中物流49；圖3至5和11至13中物流53a；圖6至10中物流53；圖6、7、9、12和13中物流50b；圖8中物流50c；和/或圖10中物流50a。這些情況下，可能需要用泵使LNG(物流41)和/或其它液流增壓至較高壓力以使功的提取是可行的。此功可用于為泵送LNG進料流、泵送貧LNG產物流、壓縮塔頂氣流或發(fā)電提供動力。選擇使用閥還是膨脹機取決于LNG處理目標的具體情況。
圖3至13中，已示出用于大多數(shù)應用的各個換熱器。但也可將兩或更多熱交換作用合并至共用換熱器，如將圖3至13中的換熱器12、13和14合并成共用換熱器。某些情況下可能利于將熱交換作用分成多個換熱器。決定所示應用是合并熱交換作用還是采用多個換熱器取決于許多因素，包括但不限于LNG流量、換熱器大小、物流溫度等。
應認識到供入分餾塔21或吸收塔21的各LNG進料分支中進料的相對量取決于許多因素，包括LNG組成、可經濟地從進料中提取的熱量和可得功率的量。供入塔頂?shù)倪M料多可提高回收率，同時使再沸器25的負載增加，從而使高能級公用工程熱的需要量增加。塔下部進料量增加使高能級公用工程熱的消耗減少但也可能使產物回收率下降。塔中部進料的相對位置可根據(jù)LNG組成或諸如所期望的回收率和進料物流加熱過程中生成蒸氣的量等其它因素改變。此外，可根據(jù)各物流的相對溫度和量使兩或多個原料流或其部分合并，然后將合并物流供入塔中部進料位置。
圖3至6實施方案所給實施例中，例示說明了C2組分及更重烴組分的回收過程，而圖7至10實施方案所給實施例中例示說明了C3組分及更重烴組分的回收過程。但據(jù)信只想回收C3組分及更重烴組分時圖3至6的實施方案也是有利的，而且想回收C2組分及更重烴組分時圖7至10實施方案也是有利的。類似地，相信圖11至13實施方案用于回收C2組分及更重烴組分和用于回收C3組分及更重烴組分都是有利的。
本發(fā)明提供能使工藝操作中需要的每單位公用工程消耗量所達到的C2組分及更重烴組分或C3組分及更重烴組分回收率得到改進的方法。在工藝操作中需要的公用工程消耗的改進之處可從壓縮或泵送需要的電力量減少、塔再沸器需要的能量減少或其組合形式中看出?；蛘?，本發(fā)明的優(yōu)點可體現(xiàn)在用給定量的公用工程消耗實現(xiàn)更高的回收率、或者回收率更高與公用工程消耗改進的某種組合。
盡管已對據(jù)信為本發(fā)明優(yōu)選實施方案的情況進行了描述，本領域技術人員將認識到可在不背離如以下權利要求書所限定的本發(fā)明精神的情況下對其進行其它修改，例如使本發(fā)明適合于各種條件、原料類型或其它要求。
權利要求
1.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(c)將所述第二物流加熱至足以使之部分汽化，從而形成氣流和液流；(d)使所述氣流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第一進料位置供入所述分餾塔；(e)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第二進料位置供入所述分餾塔；(f)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(g)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(h)將所述冷凝物流至少分成所述的包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(i)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(j)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能有效使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分的所述更重烴組分。
2.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱，然后至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(c)將所述第二物流加熱至足以使之部分汽化，從而形成氣流和液流；(d)使所述氣流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第一進料位置供入所述分餾塔；(e)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第二進料位置供入所述分餾塔；(f)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(g)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(h)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(i)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(j)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
3.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(c)將所述第二物流加熱至足以使之汽化，從而形成氣流；(d)使所述氣流膨脹至所述較低壓力并在下半塔中部進料位置供入所述分餾塔；(e)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(f)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(g)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(h)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(i)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
4.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱，然后至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(c)將所述第二物流加熱至足以使之汽化，從而形成氣流；(d)使所述氣流膨脹至所述較低壓力并在下半塔中部進料位置供入所述分餾塔；(e)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(f)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(g)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(h)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(i)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
5.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以使之部分汽化，從而形成氣流和液流；(b)將所述氣流至少分成第一物流和第二物流；(c)使所述第一物流冷卻至其基本上全部冷凝，然后膨脹至較低壓力從而進一步冷卻；(d)將所述膨脹冷卻的第一物流在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(e)使所述第二物流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第一進料位置供入所述分餾塔；(f)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在下半塔第二進料位置供入所述分餾塔；(g)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并加熱，所述加熱過程至少為所述第一物流提供一部分所述冷卻作用；(h)將所述加熱后的餾出氣流壓縮；(i)使所述壓縮加熱的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(j)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(k)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(l)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
6.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以使之汽化，從而形成氣流；(b)將所述氣流至少分成第一物流和第二物流；(c)使所述第一物流冷卻至基本上全部冷凝，然后膨脹至較低壓力從而進一步冷卻；(d)將所述膨脹冷卻的第一物流在上半塔中部進料位置供入分餾塔；(e)使所述第二物流膨脹至所述較低壓力并在下半塔中部進料位置供入所述分餾塔；(f)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并加熱，所述加熱過程至少為所述第一物流提供一部分所述冷卻作用；(g)將所述加熱后的餾出氣流壓縮；(h)使所述壓縮加熱的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(j)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(k)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
7.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以使之部分汽化，從而形成氣流和液流；(b)使所述氣流膨脹至較低壓力并在第一塔中部進料位置供入所述分餾塔；(c)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在第二塔中部進料位置供入所述分餾塔；(d)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(e)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(g)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(h)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
8.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以使之汽化，從而形成氣流；(b)使所述氣流膨脹至較低壓力并在塔中部進料位置供入所述分餾塔；(c)從所述分餾塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(d)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以使之至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(e)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(f)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述分餾塔；和(g)所述回流物流的量和溫度及所述分餾塔的所述進料的溫度能使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
9.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在第一塔中部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述第二物流加熱至足以使之部分汽化；(d)使所述加熱的第二物流膨脹至所述較低壓力并在下部進料位置供入所述吸收塔；(e)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(f)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并冷卻至基本上全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(g)將所述基本冷凝的物流用泵增壓，然后在第二塔中部進料位置供入所述吸收塔；(h)使所述塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(i)將所述冷凝物流用泵增壓，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(j)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(k)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
10.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱，然后至少分成第一物流和第二物流；(b)使所述第一物流膨脹至較低壓力，然后在第一塔中部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述第二物流加熱至足以使之部分汽化；(d)使所述加熱的第二物流膨脹至所述較低壓力并在下部進料位置供入所述吸收塔；(e)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(f)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并冷卻至基本上全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(g)將所述基本冷凝的物流用泵增壓，然后在第二塔中部進料位置供入所述吸收塔；(h)使所述塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)將所述冷凝物流用泵增壓，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(j)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(k)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
11.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以使其至少部分汽化；(b)使所述加熱后的液化天然氣膨脹至較低壓力，然后在下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(d)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(e)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)所述冷卻的壓縮物流在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(g)使所述塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(h)將所述冷凝物流用泵增壓，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(i)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(j)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
12.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以至少部分汽化；(b)使所述加熱后的液化天然氣膨脹至較低壓力，然后在下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(d)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并冷卻至基本全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(e)所述基本冷凝的物流用泵增壓，然后在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(f)使所述塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(g)將所述冷凝物流用泵增壓，然后至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(h)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(i)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
13.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以至少部分汽化，從而形成氣流和液流；(b)使所述氣流膨脹至較低壓力，然后在第一下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在第二下部進料位置供入所述吸收塔；(d)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(e)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(f)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(g)所述冷卻的壓縮物流在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(h)將所述塔頂氣流壓縮；(i)使所述壓縮的塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(j)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(k)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(l)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
14.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以至少部分汽化；(b)使所述加熱后的液化天然氣膨脹至較低壓力，然后在下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述塔底液流在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(d)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并壓縮；(e)使所述壓縮的餾出氣流冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)所述冷卻的壓縮物流在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(g)將所述塔頂氣流壓縮；(h)使所述壓縮的塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(j)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(k)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
15.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以至少部分汽化，從而形成氣流和液流；(b)使所述氣流膨脹至較低壓力，然后在第一下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)使所述液流膨脹至所述較低壓力并在第二下部進料位置供入所述吸收塔；(d)將所述塔底液流用泵增壓，然后在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(e)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)所述冷卻的餾出物流在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(g)將所述塔頂氣流壓縮；(h)使所述壓縮的塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(j)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(k)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
16.一種將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的方法，其中(a)將所述液化天然氣加熱至足以至少部分汽化；(b)使所述加熱后的液化天然氣膨脹至較低壓力，然后在下部進料位置供入吸收塔，產生塔頂氣流和塔底液流；(c)將所述塔底液流用泵增壓，然后在塔頂進料位置供入分餾汽提塔；(d)從所述分餾汽提塔的上部區(qū)域排出餾出氣流并冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(e)所述冷卻的餾出物流在塔中部進料位置供入所述吸收塔；(f)將所述塔頂氣流壓縮；(g)使所述壓縮的塔頂氣流冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(h)將所述冷凝物流至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流；(i)將所述回流物流在塔頂進料位置供入所述吸收塔；和(j)所述回流物流的量和溫度及供入所述吸收塔和所述分餾汽提塔的所述進料的溫度能使所述吸收塔和所述分餾汽提塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
17.權利要求1或3的方法，其中所述回流物流被進一步冷卻，然后在所述塔頂進料位置供入所述分餾塔，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用。
18.權利要求2、4、5、6、7或8的方法，其中所述回流物流被進一步冷卻，然后在所述塔頂進料位置供入所述分餾塔，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
19.權利要求9的方法，其中所述回流物流被進一步冷卻，然后在所述塔頂進料位置供入所述吸收塔，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用。
20.權利要求10、11、12、13、14、15或16的方法，其中所述回流物流被進一步冷卻，然后在所述塔頂進料位置供入所述吸收塔，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
21.權利要求12的方法，其中要將所述泵增壓的基本冷凝物流進行加熱，然后在所述塔中部進料位置供入所述吸收塔，所述加熱過程至少為所述餾出氣流或所述塔頂氣流提供一部分所述冷卻作用。
22.權利要求21的方法，其中所述回流物流被進一步冷卻，然后在所述塔頂進料位置供入所述吸收塔，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
23.權利要求1、2、3或4的方法，其中(a)使所述回流物流進一步冷卻然后在所述塔頂進料位置供入所述分餾塔；(b)使所述第一物流膨脹至所述較低壓力并隨后加熱，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用；和(c)所述加熱膨脹的第一物流在所述上半塔中部進料位置供入所述分餾塔。
24.權利要求9或10的方法，其中(a)使所述回流物流進一步冷卻然后在所述塔頂進料位置供入所述吸收塔；(b)使所述第一物流膨脹至所述較低壓力然后加熱，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用；和(c)所述加熱膨脹的第一物流在所述第一塔中部進料位置供入所述吸收塔。
25.權利要求9或10的方法，其中(a)使所述回流物流進一步冷卻然后在所述塔頂進料位置供入所述吸收塔；(b)將所述基本冷凝的物流用泵增壓然后加熱，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用；和(c)所述加熱并用泵增壓的基本冷凝物流在所述第二塔中部進料位置供入所述吸收塔。
26.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)第一分流設備，來接收所述液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(b)第一膨脹設備，與所述第一分流裝置連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還連接分餾塔連接以便將所述膨脹的第一物流在上半塔中部進料位置供入；(c)熱交換設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以部分汽化；(d)分離設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的第二物流并使之分離成氣流和液流；(e)第二膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第一進料位置供應所述膨脹氣流；(f)第三膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第三膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第二進料位置供應所述膨脹液流；(g)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(h)壓縮設備，與所述排放設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(i)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(j)第二分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
27.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱；(b)第一分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(c)第一膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接以便在上半塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流；(d)加熱設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以部分汽化；(e)分離設備，與所述加熱設備連接來接收所述加熱后部分汽化的第二物流并使之分離成氣流和液流；(f)第二膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第一進料位置供應所述膨脹氣流；(g)第三膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第三膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第二進料位置供應所述膨脹液流；(h)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(i)壓縮設備，與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(j)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(k)第二分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(l)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
28.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)第一分流設備，來接收所述液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(b)第一膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接以便在上半塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流；(c)熱交換設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以汽化從而形成氣流；(d)第二膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔中部進料位置供應所述膨脹氣流；(e)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(f)壓縮設備，與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(g)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(h)第二分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(i)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
29.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱；(b)第一分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(c)第一膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接以便在上半塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流；(d)加熱設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以汽化從而形成氣流；(e)第二膨脹設備，與所述加熱設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔中部進料位置供應所述膨脹氣流；(f)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(g)壓縮設備，與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(h)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)第二分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(j)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
30.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)第一熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以部分汽化；(b)分離設備，與所述第一熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的物流并將其分離成氣流和液流；(c)第一分流設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并將其至少分成第一物流和第二物流；(d)第二熱交換設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之冷卻至足以基本冷凝；(e)第一膨脹設備，與所述第二熱交換設備連接來接收所述基本冷凝的第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接以便在上半塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流；(f)第二膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第一進料位置供應所述膨脹氣流；(g)第三膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第三膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔第二進料位置供應所述膨脹液流；(h)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(i)所述第二熱交換設備還與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其加熱，所述加熱過程至少為所述第一物流提供一部分所述冷卻作用；(j)壓縮設備，與所述第二熱交換設備連接來接收所述加熱后的餾出氣流并將其壓縮；(k)所述第一熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮加熱的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(l)第二分流設備，與所述第一熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(m)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
31.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)第一熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以汽化從而形成氣流；(b)第一分流設備，與所述第一熱交換設備連接來接收所述氣流并將其至少分成第一物流和第二物流；(c)第二熱交換設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之冷卻至足以基本冷凝；(d)第一膨脹設備，與所述第二熱交換設備連接來接收所述基本冷凝的第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接以便在上半塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流；(e)第二膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在下半塔中部進料位置供應所述膨脹氣流；(f)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(g)所述第二熱交換設備還與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其加熱，所述加熱過程至少為所述第一物流提供一部分所述冷卻作用；(h)壓縮設備，與所述第二熱交換設備連接來接收所述加熱后的餾出氣流并將其壓縮；(i)所述第一熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮加熱的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(j)第二分流設備，與所述第一熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
32.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以部分汽化；(b)分離設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的物流并將其分離成氣流和液流；(c)第一膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還與分餾塔連接來在第一塔中部進料位置供應所述膨脹氣流；(d)第二膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述分餾塔連接以便在第二塔中部進料位置供應所述膨脹液流；(e)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(f)壓縮設備，與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(g)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(h)分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(i)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
33.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以汽化從而形成氣流；(b)膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至較低壓力，所述膨脹設備還與分餾塔連接以便在塔中部進料位置供應所述膨脹氣流；(c)排出設備，與所述分餾塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(d)壓縮設備，與所述排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(e)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述分流設備還與所述分餾塔連接以便在塔頂進料位置向所述分餾塔供應所述回流物流；和(g)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
34.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)第一分流設備，來接收所述液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(b)第一膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還連接吸收塔以便在第一塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流來產生塔頂氣流和塔底液流；(c)熱交換設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以至少部分汽化；(d)第二膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱的第二物流并使之膨脹至所述較低壓力的，所述第二膨脹設備還與所述吸收塔連接以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱后的第二物流；(e)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(f)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(g)所述熱交換設備還與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并使之冷卻至基本全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(h)第一泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述基本冷凝物流并用泵使之增壓，所述第一泵送設備還與所述吸收塔連接以便在第二塔中部進料位置供應所述用泵增壓的基本冷凝物流；(i)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出塔頂氣流；(j)所述熱交換設備還與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流的，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用；(k)第二泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并用泵使之增壓；(l)第二分流設備，與所述第二泵送設備連接來接收所述泵增壓的冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(m)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
35.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱；(b)第一分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并將其至少分成第一物流和第二物流；(c)第一膨脹設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第一物流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還連接到吸收塔上以便在第一塔中部進料位置供應所述膨脹的第一物流來產生塔頂氣流和塔底液流；(d)加熱設備，與所述第一分流設備連接來接收所述第二物流并將其加熱至足以至少部分汽化；(e)第二膨脹設備，與所述加熱設備連接來接收所述加熱的第二物流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述吸收塔連接以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱后的第二物流；(f)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(g)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(h)所述熱交換設備還與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并使之冷卻至基本全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)第一泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述基本冷凝物流并用泵使之增壓，所述第一泵送設備還與所述吸收塔連接以便在第二塔中部進料位置供應所述泵增壓的基本冷凝物流；(j)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出塔頂氣流；(k)所述熱交換設備還與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(l)第二泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并用泵使之增壓的；(m)第二分流設備，與所述第二泵送設備連接來接收所述用泵增壓的冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流的，所述第二分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(n)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
36.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以至少部分汽化；(b)膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并使之膨脹至較低壓力，所述膨脹設備還連接到吸收塔上以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱后的液化天然氣來產生塔頂氣流和塔底液流；(c)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(d)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(e)壓縮設備，與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(f)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用，所述熱交換設備還與所述吸收塔相連以便在塔中部進料位置供應所述冷卻的壓縮物流；(g)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出所述塔頂氣流；(h)所述熱交換設備還與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并用泵使之增壓；(j)第二分流設備，與所述泵送設備連接來接收所述用泵增壓的冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
37.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以至少部分汽化的；(b)膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并使之膨脹至較低壓力，所述膨脹設備還連接到吸收塔上以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱后的液化天然氣來產生塔頂氣流和塔底液流；(c)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(d)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(e)所述熱交換設備還與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并使之冷卻至基本全部冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(f)第一泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述基本冷凝物流并用泵使之增壓，所述第一泵送設備還與所述吸收塔連接以便在塔中部進料位置供應所述用泵增壓的基本冷凝物流；(g)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出塔頂氣流；(h)所述熱交換設備還與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(i)第二泵送設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并用泵使之增壓；(j)第二分流設備，與所述第二泵送設備連接來接收所述用泵增壓的冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
38.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以部分汽化；(b)分離設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的物流并使之分離成氣流和液流；(c)第一膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還連接到吸收塔上以便在第一下部進料位置供應所述膨脹氣流來產生塔頂氣流和塔底液流；(d)第二膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述吸收塔連接以便在第二下部進料位置供應所述膨脹液流；(e)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(f)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(g)第一壓縮設備，與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(h)所述熱交換設備還與所述第一壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用，所述熱交換設備還與所述吸收塔相連以便在塔中部進料位置供應所述冷卻的壓縮物流；(i)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出所述塔頂氣流；(j)第二壓縮設備，與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并將其壓縮；(k)所述熱交換設備還與所述第二壓縮設備連接來接收所述壓縮的塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(l)第二分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述第二分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(m)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
39.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以至少部分汽化；(b)膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后的液化天然氣并使之膨脹至較低壓力，所述膨脹設備還連接吸收塔以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱后的液化天然氣來產生塔頂氣流和塔底液流；(c)分餾汽提塔與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置接收所述塔底液流；(d)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(e)第一壓縮設備，與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并將其壓縮；(f)所述熱交換設備還與所述第一壓縮設備連接來接收所述壓縮的餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在塔中部進料位置供應所述冷卻的壓縮物流；(g)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出塔頂氣流；(h)第二壓縮設備，與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并將其壓縮；(i)所述熱交換設備還與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(j)分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
40.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以部分汽化；(b)分離設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的物流并使之分離成氣流和液流；(c)第一膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述氣流并使之膨脹至較低壓力，所述第一膨脹設備還連接吸收塔以便在第一下部進料位置供應所述膨脹氣流來產生塔頂氣流和塔底液流；(d)第二膨脹設備，與所述分離設備連接來接收所述液流并使之膨脹至所述較低壓力，所述第二膨脹設備還與所述吸收塔連接以便在第二下部進料位置供應所述膨脹液流；(e)泵送設備，與所述吸收塔連接來接收所述塔底液流并用泵使之增壓；(f)分餾汽提塔與所述泵送設備相連在塔頂進料位置接收所述用泵增壓的塔底液流；(g)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(h)所述熱交換設備還與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用，所述熱交換設備還與所述吸收塔相連以便在塔中部進料位置供應所述冷卻的餾出物流；(i)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出所述塔頂氣流；(j)壓縮設備，與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并將其壓縮；(k)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(l)分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(m)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
41.一種用于將包含甲烷及更重烴組分的液化天然氣分離成包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和包含大部分所述更重烴組分的低揮發(fā)性液體餾分的裝置，包括(a)熱交換設備，來接收所述液化天然氣并將其加熱至足以至少部分汽化；(b)膨脹設備，與所述熱交換設備連接來接收所述加熱后部分汽化的物流并使之膨脹至較低壓力，所述膨脹設備還連接吸收塔以便在下部進料位置供應所述膨脹加熱的液化天然氣來產生塔頂氣流和塔底液流；(c)泵送設備，與所述吸收塔連接來接收所述塔底液流并用泵使之增壓；(d)分餾汽提塔與所述泵送設備相連在塔頂進料位置接收所述用泵增壓的塔底液流；(e)第一排出設備，與所述分餾汽提塔的上部區(qū)域連接來排出餾出氣流；(f)所述熱交換設備還與所述第一排出設備連接來接收所述餾出氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在塔中部進料位置供應所述冷卻的餾出物流；(g)第二排出設備，與所述吸收塔的上部區(qū)域連接來排出所述塔頂氣流；(h)壓縮設備，與所述第二排出設備連接來接收所述塔頂氣流并將其壓縮；(i)所述熱交換設備還與所述壓縮設備連接來接收所述壓縮的塔頂氣流并使之冷卻至足以至少部分冷凝從而形成冷凝物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用；(j)分流設備，與所述熱交換設備連接來接收所述冷凝物流并將其至少分成所述包含大部分所述甲烷的揮發(fā)性液體餾分和回流物流，所述分流設備還與所述吸收塔連接以便在塔頂進料位置向所述吸收塔供應所述回流物流；和(k)控制設備，適合于調節(jié)所述回流物流的量和溫度及供入所述分餾塔的所述進料物流的溫度以使所述分餾塔的塔頂溫度保持在一定溫度，從而通過分餾作用在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述更重烴組分。
42.權利要求26或28的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述分餾塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述第二物流提供一部分所述加熱作用。
43.權利要求27、29、30或31的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述分餾塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
44.權利要求32或33的裝置，其中所述熱交換設備還與所述分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述分餾塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
45.權利要求34的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
46.權利要求35的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
47.權利要求36、37、38、39、40或41的裝置，其中所述熱交換設備還與所述分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
48.權利要求37的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第一泵送設備連接來接收所述用泵增壓的基本冷凝物流并將其加熱，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔中部進料位置供應所述加熱并用泵增壓的物流，所述加熱過程至少為所述餾出氣流或所述塔頂氣流提供一部分所述冷卻作用。
49.權利要求48的裝置，其中所述熱交換設備還與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流，所述冷卻過程至少為所述液化天然氣提供一部分所述加熱作用。
50.權利要求26、27、28或29的裝置，其中(a)第二熱交換設備與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述第二熱交換設備還與所述分餾塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流；和(b)所述第二熱交換設備還與所述第一膨脹設備連接來接收所述膨脹的第一物流并將其加熱，所述第二熱交換設備還與所述分餾塔連接以便在所述上半塔中部進料位置供應所述加熱膨脹的第一物流，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用。
51.權利要求34或35的裝置，其中(a)第二熱交換設備與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述第二熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流；和(b)所述第二熱交換設備還與所述第一膨脹設備連接來接收所述膨脹的第一物流并將其加熱，所述第二熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述第一塔中部進料位置供應所述加熱膨脹的第一物流，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用。
52.權利要求34或35的裝置，其中(a)第二熱交換設備與所述第二分流設備連接來接收所述回流物流并使之進一步冷卻，所述第二熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述塔頂進料位置供應所述進一步冷卻的回流物流；和(b)所述第二熱交換設備還與所述第一泵送設備連接來接收所述用泵增壓的基本冷凝物流并將其加熱，所述第二熱交換設備還與所述吸收塔連接以便在所述第二塔中部進料位置供應所述加熱并用泵增壓的基本冷凝物流，所述加熱過程至少為所述回流物流提供一部分所述進一步冷卻作用。
53.權利要求1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、19、21或22的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
54.權利要求17的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
55.權利要求18的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
56.權利要求20的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
57.權利要求23的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收C3組分及更重烴組分。
58.權利要求24的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
59.權利要求25的方法，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
60.權利要求26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、45、46、48或49的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收所述甲烷和C2組分的大部分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收C3組分及更重烴組分的大部分。
61.權利要求42的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
62.權利要求43的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
63.權利要求44的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
64.權利要求47的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
65.權利要求50的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
66.權利要求51的裝置，其中在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
67.權利要求52的裝置，其中在在所述揮發(fā)性液體餾分中回收大部分所述甲烷和C2組分，在所述低揮發(fā)性液體餾分中回收大部分C3組分及更重烴組分。
全文摘要
公開一種從液化天然氣(LNG)物流中回收乙烷、乙烯、丙烯、丙烷和更重烴的方法和裝置。將LNG原料流分成兩部分。第一部分在上半塔中部進料點供入分餾塔。第二部分與該塔分餾段上升的較熱餾出物流進行熱交換，從而將此部分LNG進料流進行部分加熱且所述餾出物流全部冷凝。所述冷凝的餾出物流分成“貧”LNG產物流和回流物流，將該回流物流在塔頂進料位置供入該塔。將所述部分加熱的那部分LNG進料流進一步加熱至部分或全部汽化，然后在下半塔中部進料位置供入該塔。該塔進料的量和溫度能有效使塔頂溫度保持在一定溫度，從而將大部分所期望組分回收到該塔的塔底液體產物中。
文檔編號F25J3/00GK1954186SQ200580014702
公開日2007年4月25日 申請日期2005年6月3日 優(yōu)先權日2004年7月1日
發(fā)明者K·T·奎拉, J·D·威爾金森, H·M·赫德森 申請人:奧特洛夫工程有限公司