用于提高液体回收率和产品灵活性的带集成NGL的LNG装置

摘要

有效操作具有集成的重质组分脱除/天然气液回收的天然气液化系统的方法以制造具有不同特性，例如高位热值(HHV)和/或丙烷含量的液化天然气(LNG)和/或天然气液(NGL)产品。所得LNG和/或NGL产品能够符合两个或更多个市场的明显不同的规格。

说明书

本发明一般地涉及用于将天然气液化的方法和装置。另一方面，本发 明涉及能够有效供应符合明显不同产品规格的液化天然气(LNG)产品的 LNG改进装置。

天然气的低温液化通常作为将天然气转化成更便于运输和/或储存的 形式的方式实施。通常，天然气的液化将其体积降低了大约600倍，由此 得到可以在近大气压下容易储存和运输的液化产品。

天然气往往通过管线从供给源输送到远端市场。期望的是管线在基本 恒定和高的载荷因子下运行，但常常管线的输送能力或容量超出需求，而 在其它时候需求又超出管线的输送能力。为了消除需求超出供应的高峰或 供应超出需求的低谷，期望的是储存过量气体以可以根据市场进行输送。 这种实践允许用储存的材料满足未来的需求高峰。如此做的一种实践方式 是将气体转化成用于储存的液化态，然后根据需求将液体气化。

当从非常远离候选市场的供给源运输气体，且管线不可用或不可行时， 天然气的液化更重要。在必须用远洋轮进行运输时，特别如此。气态天然 气的船运通常不实际，因为需要可观的加压来显著降低气体的比容，并且 这种加压要求使用更昂贵的储存容器。

考虑到前述情况，在近大气压下储存和运输液态天然气是有利的。为 了储存和运输液态天然气，将天然气冷却到-151至162℃(-240℉至-260 ℉)，在此液化天然气(LNG)具有近大气蒸气压。

现有技术中存在许多将天然气液化的系统，其中通过使气体在升高的 压力下依次通过多个冷却阶段而将气体液化，在这多个冷却阶段中，将气 体冷却以连续降低温度，直至达到液化温度。冷却通常通过与一种或多种 制冷剂，例如丙烷、丙烯、乙烷、乙烯、甲烷、氮、二氧化碳或前述制冷 剂的组合(例如混合制冷剂体系)间接热交换来实现。可能特别适用于本 发明的一个或多个实施方案的液化方法将开放甲烷循环用于最终制冷循 环，其中将加压的含LNG流闪蒸，随后闪蒸蒸气用作冷却剂，再压缩， 冷却，与处理过的天然气进料流合并，并液化，由此产生加压的含LNG 流。

过去，设计和操作LNG装置是为向世界某一区域的单一市场提供 LNG。随着LNG的全球需求增加，对于单一LNG装置有利的是能够向世 界不同区域的多种市场供应LNG。但是，天然气规格在全世界相差很大。 通常，这种天然气规格包括诸如高位热值(HHV)、Wobbe指数、甲烷含 量、乙烷含量、C₃₊含量和惰性物含量之类的标准。例如，不同的世界市场 要求在任何地方HHV为950至1160 BTU/SCF的LNG产品。现有LNG 装置要优化以满足单一市场的特定一组规格。因此，为制造符合不同市场 的非设计规格的LNG而改变LNG装置的操作参数引起装置显著的操作低 效。与制造非设计规格的LNG相关的这些操作低效性通常使得以单一 LNG装置服务一个以上的市场在经济上不可行。

在本发明的一个实施方案中，提供了一种制造液化天然气(LNG)的 方法。该方法包括下列步骤：(a)以第一操作模式操作LNG装置，由此 得到第一LNG产品；(b)调节LNG装置的至少一个非进料操作参数， 从而以第二操作模式操作LNG装置；和(c)以第二操作模式操作LNG 装置，由此得到第二LNG产品。在LNG装置的开车或停车过程中，第一 和第二操作模式不实施。步骤(a)和(c)可以任选包括分别制备第一和 第二天然气液(NGL)产品。15℃下第二LNG产品的平均高位热值(HHV) 与第一LNG产品的平均HHV相差至少大约373kJ/m³(10 BTU/SCF)， 和/或第二NGL产品的平均丙烷含量与第一NGL产品的平均丙烷含量相 差至少大约1摩尔％。

在本发明的另一实施方案中，提供了一种改变LNG装置产生的LNG 的热值的方法。该方法包括下列步骤：(a)通过间接热交换冷却天然气， 由此得到第一冷却流；(b)使用第一蒸馏塔将至少一部分第一冷却流分离 成第一相对高挥发性馏分和第一相对低挥发性馏分；(c)将至少一部分第 一相对高挥发性馏分冷却，由此得到LNG；和(d)调节第一蒸馏塔的至 少一个操作参数，由此经过少于大约72小时将所得LNG的HHV改变至 少大约1％。

本文所用的术语“包含”或“包括”在介绍一列可替换项时是指在所 列举的项中可以添加要素。术语“由...组成”是指所述“由指定材料组成” 的特征必须仅由这些要素组成。

本文所用的术语“基本由...组成”和类似术语并不排除存在本说明书 中没有具体提到的其它步骤、要素或材料，只要这类步骤、要素或材料不 影响本发明的基本和新的特征，另外，它们不排除通常与所用要素和材料 有关的杂质。

以下参照附图详细描述本发明的优选实施方案，其中：

图1a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线A、B和C上的LNG装 置的某些部分示在图1b中；

图1b是表示经管线A、B和C连接到图1a的LNG装置上的集成重 质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图2a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线B、F、N、O和P上的 LNG装置的某些部分示在图2b中；

图2b是表示经管线B、F、N、O和P连接到图2a的LNG装置上的 集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图3a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、J、B、F、E、L、K、 M和G上的LNG装置的某些部分示在图3b、3c、3d和3e中；

图3b是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的 LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图3c是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的 LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图3d是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的 LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图3e是表示经管线D、J、B、F、E、L、K、M和G连接到图3a的 LNG装置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图4a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、B、F、E、I和G上 的LNG装置的某些部分示在图4b中；

图4b是表示经管线D、B、F、E、I和G连接到图4a的LNG装置上 的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图5a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线D、B、F、E和G上的 LNG装置的某些部分示在图5b中；

图5b是表示经管线D、B、F、E和G连接到图5a的LNG装置上的 集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图6a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线H、D、B、F、E、I和G 上的LNG装置的某些部分示在图6b中；

图6b是表示经管线H、D、B、F、E、I和G连接到图6a的LNG装 置上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图；

图7a是用于制造符合两个或更多个不同市场的明显不同规格的LNG 的级联制冷工艺的简化流程图，其中连接到管线H、D、B、F、E和G上 的LNG装置的某些部分示在图7b中；和

图7b是表示经管线H、D、B、F、E和G连接到图7a的LNG装置 上的集成重质组分脱除/NGL回收系统的流程图。

本发明可以在用于将天然气冷却到其液化温度的方法/装置中进行，由 此得到液化天然气(LNG)。LNG方法通常使用一种或多种制冷剂以从天 然气中移出热，然后将热排放到环境中。在一个实施方案中，LNG方法使 用级联型制冷工艺，该工艺采用多个多级冷却循环，每个循环使用不同的 制冷剂组合物，从而依次冷却天然气流以不断降低温度。在另一实施方案 中，LNG法是使用至少一种制冷剂混合物冷却天然气流的混合制冷剂工 艺。

天然气可以在大约3400kPa至大约20700kPa(大约500至大约3,000 磅/平方英寸绝对压力((psia))，大约3400kPa至大约68000kPa或4140 至5520kPa(大约500至大约1,000psia，或600至800psia)的升高压力 下输送到LNG法中。主要根据环境温度，输送到LNG法中的天然气的温 度通常可以为大约-18℃至大约82℃(大约0至大约180℉)，大约-7℃至 大约66℃，或16℃至52℃(大约20至大约150℉，或60至125℉)。

在一个实施方案中，本发明可以在使用级联型冷却然后膨胀型冷却的 LNG法中实施。在这种液化法中，级联型冷却可以通过使天然气流依次通 过分别使用第一、第二和第三制冷剂的第一、第二和第三制冷循环而在升 高的压力(例如大约650psia)下来进行。在一个实施方案中，第一和第 二制冷循环是封闭制冷循环，而第三制冷循环是采用一部分处理过的天然 气作为制冷剂源的开放制冷循环。第三制冷循环可以包括多级膨胀循环， 以额外冷却处理过的天然气流，并将其压力降至近大气压。

在第一、第二和第三制冷循环的序列中，可以首先使用具有最高沸点 的制冷剂，然后使用具有中等沸点的制冷剂，最后使用具有最低沸点的制 冷剂。在一个实施方案中，第一制冷剂在大气压下具有在纯丙烷沸点的大 约7、3或1.5℃(大约20，大约10，或5℉)内的中沸点。第一制冷剂可 以主要含有丙烷、丙烯或其混合物。第一制冷剂可以含有至少大约75摩尔 ％丙烷，至少90摩尔％丙烷，或可以基本由丙烷组成。在一个实施方案中， 第二制冷剂在大气压下具有在纯乙烯沸点的大约7，3或1.5℃(大约20， 大约10，或5℉)内的中沸点。第二制冷剂可以主要含有乙烷、乙烯或其 混合物。第二制冷剂可以含有至少大约75摩尔％乙烯，至少90摩尔％乙 烯，或可以基本由乙烯组成。在一个实施方案中，第三制冷剂在大气压下 具有在纯甲烷沸点的大约7，3或1.5℃(大约20，大约10，或5℉)内的 中沸点。第三制冷剂可以含有至少大约50摩尔％甲烷，至少大约75摩尔 ％甲烷，至少90摩尔％甲烷，或可以基本由甲烷组成。至少大约50，大 约75，或95摩尔％的第三制冷剂可以源自处理过的天然气流。

第一制冷循环可以在多个冷却阶段/步骤(例如2至4个冷却阶段)中 通过与第一制冷剂间接热交换来冷却天然气。该制冷循环的各个间接冷却 阶段可以在单独的热交换器中进行。在一个实施方案中，使用釜中带芯式 (core-and-kettle)热交换器来促进第一制冷循环中的间接热交换。在第一 制冷循环中冷却后，天然气的温度可以为大约-43℃至大约-33℃(大约-45 至大约-10℉)，大约-40℃至大约-26℃或-29℃至-34℃(大约-40至大约-15 ℉，或-20至-30℉)。第一制冷循环的天然气典型温降可以为大约10℃至 大约99℃(大约50至大约210℉)，大约24℃至大约82℃或38℃至60 ℃(大约75至大约180℉，或100至140℉)。

第二制冷循环可以在多个冷却阶段/步骤(例如2至4个冷却阶段)中 通过与第二制冷剂间接热交换来冷却天然气。在一个实施方案中，在第二 制冷循环中的间接热交换冷却阶段可以使用单独的核和釜式热交换器。通 常，第二制冷循环的温降可以为大约10℃至大约82℃，大约24℃至大约 66℃或38℃至49℃(大约50至大约180℉，大约75至大约150℉，或100 至120℉)。在第二制冷循环的最后阶段中，处理过的天然气流可以大部 分，优选全部冷凝(即液化)，由此产生加压的含LNG流。通常，在该 位置的工艺压力仅略低于供入第一制冷循环的第一阶段的天然气的压力。 在第二制冷循环中冷却后，天然气的温度可以为大约-132至大约57℃(大 约-205至大约-70℉)，大约-115℃至大约-71℃或-96℃至-87℃(大约-175 至大约-95℉，或-140至-125℉)。

第三制冷循环可以包括间接热交换冷却段和膨胀型冷却段。为了促进 间接热交换，第三制冷循环可以使用至少一个钎焊铝板翅式热交换器。第 三制冷循环中的间接热交换所提供的冷却总量可以为大约-15℃至大约16 ℃，大约-14℃至大约10℃，或12至4℃(大约5至大约60℉，大约7至 大约50℉，或10至40℉)。

第三制冷循环的膨胀型冷却段可以通过顺序减压至近大气压而进一步 冷却加压的含LNG流。这种膨胀型冷却可以通过将含LNG流闪蒸以得到 两相气液流来实现。当第三制冷循环是开放制冷循环时，可以对膨胀的两 相流施以气液分离，并可以使用至少一部分分离的气相(即闪蒸气体)作 为第三制冷剂以帮助冷却处理过的天然气流。可以使用多个膨胀步骤(即 2至4个膨胀步骤)使加压的含LNG流膨胀到近大气压，在此使用膨胀器 实施各膨胀步骤。合适的膨胀器包括例如Joule-Thomson膨胀阀或水力膨 胀器。在一个实施方案中，第三制冷循环可以使用三个顺序的膨胀冷却步 骤，其中在各个膨胀步骤后分离气-液产物。各个膨胀型冷却步骤可以在大 约-12℃至16℃，大约-9℃至10℃，或-4至2℃(大约10至大约60℉，大 约15至大约50℉，或25至35℉)的范围内冷却含LNG流。第一膨胀步 骤的压降可以为大约552kPa至大约2kPa，大约896至大约1,724或1,207 至1,344kPa(大约80至大约300psia，大约130至大约250psia，或175 至195psia)。第二膨胀步骤的压降可以为大约138至大约758kPa，大约 276至大约621kPa，或379至483kPa(大约20至大约110psia，大约40 至大约90psia，或55至70psia)。第三膨胀步骤可以将含LNG流的压 力进一步降低大约34至大约345kPa，大约69至大约276kPa，或103至 207kPa(大约5至大约50psia，大约10至大约40psia，或15至30psia)。 来自最终膨胀阶段的液体馏分是最终LNG产品。通常，最终LNG产品的 温度可以为大约-129℃至大约-184℃(大约-200至大约-300℉)，大约-143 ℃至大约-171℃(大约-225至大约-275℉)，或-151℃至-162℃(-240至 -260℉)。最终LNG产品的压力可以为大约0至大约276kPa(大约0至 大约40psia)，大约69至138kPa(大约10至大约20psia)，或86kPa 至121kPa(12.5至17.5psia)。

LNG法的天然气进料流的C₂₊组分含量通常导致在第二制冷循环的一 个或多个冷却阶段中形成富含C₂₊的液体。通常，控制各个冷却阶段中天 然气的依次冷却，以从气体中去除尽可能多的C₂和更高分子量的烃，由此 产生主要含甲烷的气流和含显著量的乙烷和重质组分的液流。该液体可以 通过在冷却阶段下游的关键位置使用气液分离器而进一步处理。在一个实 施方案中，气/液分离器的一个目的是使C₅₊材料的排出最大，以避免在下 游处理设备中冻结。气/液分离器也可用于改变留在天然气产品中的C₂至 C₄组分的量，以影响最终LNG产品的某些特性。气-液分离器的确切构造 和操作可能取决于许多参数，例如天然气进料流的C₂₊组成、LNG产品的 所需BTU含量(即热值)、用于其它用途的C₂₊组分的值，和LNG装置 和气体装置操作领域技术人员通常考虑的其它因素。

在本发明的一个实施方案中，LNG法可以包括在LNG装置内的天然 气液(NGL)集成。这可以通过将两种功能集成在一个装置中而显著提高 LNG生成和NGL回收的效率。此外，本发明可以采用允许即时经济地改 变LNG产品流的BTU含量(即高位热值(HHV))的重质组分脱除/NGL 回收集成系统，以使一个装置可以服务各种LNG市场。

相应地，在本发明的一个实施方案中，提供了一种可以在不同操作模 式下操作以得到符合不同产品规格的LNG和/或NGL产品的LNG装置。 例如，LNG装置可以在低BTU模式下操作以制备具有低BTU含量(例如 950-1060BTU/SCF)的LNG产品，或在高BTU模式下操作以制备具有高 BTU含量(例如1070-1160 BTU/SCF)的LNG产品。该LNG装置也可 以在不同操作模式下操作以制备不同的NGL产品。例如，LNG装置可以 在丙烷排除模式下操作以得到具有低丙烷含量(例如0-20摩尔％)的NGL 产品，或在丙烷回收模式下操作以得到具有高丙烷含量的NGL产品(例 如40-85摩尔％)。

在LNG装置的不同操作模式过程中制成的LNG的平均高位热值 (HHV)可以彼此相差在15℃下至少大约370kJ/m³(10BTU/SCF)，在 15℃下至少大约740kJ/m³(20BTU/SCF)，或在15℃下至少1860kJ/m³(50BTU/SCF)。此外，通过不同操作模式制成的LNG产品的平均HHV 可以在不同操作模式下相差至少大约1％，至少大约3％，或至少5％。在 一个实施方案中，在不同操作模式过程中制成的NGL的平均丙烷含量可 以为至少大约1摩尔％，至少大约2摩尔％，或至少5摩尔％。本文所述 的不同操作模式为稳态操作模式，不是在LNG装置的开车或停车过程中 的操作。在一个实施方案中，每一不同的稳态操作模式经过至少1周，至 少2周，或至少4周(与开车或停车通常所需的较短时间不同)。

已知在传统LNG装置中制成的LNG的HHV可能在长时间内随进料 组成的变化和/或环境条件的变化而轻微变化。但是，在一个实施方案中， 本发明允许相对大和迅速地调节LNG产品的HHV值和/或NGL产品的丙 烷含量。为了相对大和迅速地调节LNG产品的HHV和/或NGL产品的丙 烷含量，LNG装置可以在少于1周，少于3天，少于1天，或少于12小 时内在不同操作模式之间过渡。根据本发明的一个实施方案，LNG的生产 在不同操作模式之间过渡的过程中并不停止。相反，LNG装置可以从一种 稳态操作模式迅速过渡到另一稳态操作模式，并不需要将该装置停车。

为了使LNG装置从第一操作模式过渡到第二操作模式，可以调节 LNG装置的一个或多个操作参数。调节用于使LNG装置在不同操作模式 之间过渡的操作参数可以是LNG装置的非进料操作参数(即操作模式之 间的过渡并不通过调节LNG装置的进料的组成来引起)。例如，当LNG 装置包括使用蒸馏塔以将处理过的天然气流根据相对挥发性分离成不同组 分的重质组分脱除/NGL回收系统时，调节用于使LNG装置在不同操作模 式之间过渡的操作参数可以是蒸馏塔的操作参数。这类蒸馏塔操作参数可 以包括例如塔进料组成、塔进料温度、塔顶压力、回流流速、回流组成、 回流温度、汽提气体流速、汽提气体组成和汽提气体温度。

在一个实施方案中，LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统可以使 用双塔结构。这种系统可以包括第一蒸馏塔(例如重质组分脱除塔)和第 二蒸馏塔(例如脱甲烷塔、脱乙烷塔或脱丙烷塔)。重质液体可以浓缩并 从重质组分脱除塔的底部移出，此后可以送入第二蒸馏塔。第二塔可以操 作以使塔底产物稳定化，并将轻质组分送往塔顶，最终进入LNG产品。 根据一个实施方案，蒸馏塔以在塔顶产生仅足够的重物质以提供所需LNG BTU含量，以及通过去除不需要的轻质组分而使塔底流稳定化的方式操 作。在这种双塔结构中，可以调节一个或两个所述蒸馏塔的一个或多个操 作参数以使LNG装置在不同操作模式之间过渡。下面参照图1-7详细论述 可以调节以使LNG装置在不同操作模式之间过渡的各种操作参数。

根据本发明能够操作的LNG装置可以具有各种构造。图1-7中所示的 流程示意图和装置代表本发明能够向具有不同规格的两个或更多个个市场 有效供应LNG产品的LNG装置的几个实施方案。图1b、2b、3b、3c、 3d、3e、4b、5b、6b和7b代表本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL回 收集成系统的各种实施方案。本领域技术人员将认识到，图1-7仅是示意 性的，因此为清楚起见，已经省略在商业装置中成功操作所需的许多设备 项目。这类项目可能包括例如压缩机控制、流量和液位测量和相应的控制 器、温度和压力控制、泵、发动机、过滤器、附加热交换器和阀等。这些 项目根据标准工程实践提供。

为方便理解图1-7，下表1概述了用于标示图1a至7b中所示实施方 案的容器、设备和导管的数字命名。

表1

图1-7中所示的本发明LNG装置使用级联型冷却与膨胀型冷却的组合 将天然气冷却到其液化温度。级联型冷却在三个机械制冷循环；丙烷制冷 循环，然后乙烯制冷循环，然后甲烷制冷循环中进行。甲烷制冷循环包括 热交换冷却段和随后的膨胀型冷却段。图1-7的LNG装置还包括在丙烷制 冷循环下游的重质组分脱除/NGL回收系统，用于从处理过的天然气中脱 除重质烃组分并回收所得NGL。

图1a和1b示出了本发明LNG装置的一个实施方案。如下详细描述 的那样，图1a中的系统可以经三个机械制冷阶段与膨胀型冷却段组合将天 然气依次冷却至其液化温度。图1b示出了重质组分脱除/NGL回收系统的 一个实施方案。管线A、B和C表示如何将图1b中所示的重质组分脱除 /NGL回收系统集成到图1a的LNG装置上。根据本发明的一个实施方案， LNG装置可以以使NGL产品中丙烷和更重质组分回收率(在本文中也称 作“C₃₊回收率”)最大化的方式操作。

如图1a中所示，丙烷制冷循环的主要部件包括丙烷压缩机10、丙烷 冷却器12、高阶(high stage)丙烷激冷器14、中阶(intermediate stage) 丙烷激冷器16和低阶(low stage)丙烷激冷器18。乙烯制冷循环的主要 部件包括乙烯压缩机20、乙烯冷却器22、高阶乙烯激冷器24、中阶乙烯 激冷器26、低阶乙烯激冷器/冷凝器28和乙烯节约器30。甲烷制冷循环的 间接热交换部分的主要部件包括甲烷压缩机32、甲烷冷却器34、主甲烷节 约器36和次甲烷节约器38。甲烷制冷循环的膨胀型冷却段的主要部件包 括高阶甲烷膨胀器40、高阶甲烷闪蒸筒42、中阶甲烷膨胀器44、中阶甲 烷闪蒸筒46、低阶甲烷膨胀器48和低阶甲烷闪蒸筒50。

现在从丙烷制冷循环开始更详细描述图1a中所示的LNG装置的操 作。在例如燃气轮机驱动器(未示出)驱动的多级(例如三级)丙烷压缩 机10中压缩丙烷。这三级压缩优选存在于单一装置中，但是每级压缩可以 是单独的装置，且这些装置机械耦联以通过单一驱动器驱动。在压缩时， 丙烷经导管300送入丙烷冷却器12，在此通过与外部流体(例如空气或水) 间接热交换将其冷却和液化。离开丙烷冷却器12的液化丙烷制冷剂的代表 性压力和温度为大约38℃(100℉)和大约1310kPa(大约190psia)。 将来自丙烷冷却器12的料流经导管302送入以膨胀阀56为例的减压装置， 在此液化丙烷的压力降低，由此其一部分蒸发或闪蒸。所得两相产物随后 通过导管304流入高阶丙烷激冷器14。高阶丙烷激冷器14将进入的气流 冷却，包括分别经间接热交换装置4、6和8冷却导管152中的甲烷制冷剂 循环流、导管100中的天然气进料流和导管202中的乙烯制冷剂循环流。 冷却的甲烷制冷剂气体通过导管154离开高阶丙烷激冷器14，并供入主甲 烷节约器36，这将在随后段落中更详细论述。

来自高阶丙烷激冷器14的冷却的天然气流，在本文中也称作富含甲烷 流，经导管102流入分离器58，在此气相和液相分离。经导管303移出可 以富含C₃₊组分的液相。经导管104移出气相，并将其供入中阶丙烷激冷 器16，在此经间接热交换装置62将该料流冷却。然后将所得气/液流经导 管112送入低阶丙烷激冷器18，在此通过间接热交换装置64将其冷却。 冷却的富含甲烷流随后流过导管114，并进入高阶乙烯激冷器24，这将在 随后段落中进一步论述。

来自高阶丙烷激冷器14的丙烷气体经导管306返回丙烷压缩机10的 高阶入口。剩余液体丙烷经导管308流过在此以膨胀阀72为例的减压装置， 于是额外部分的液化丙烷被闪蒸或气化。所得冷却的两相流经导管310进 入中阶丙烷激冷器16，由此为激冷器16提供冷却剂。丙烷制冷剂的蒸气 部分经导管312离开中阶丙烷激冷器16，并被送入丙烷压缩机10的中阶 入口。液体部分从中阶丙烷激冷器16流过导管314，并通过在此以膨胀阀 73为例的减压装置，于是一部分丙烷制冷剂流气化。所得气/液流随后经导 管316进入低阶丙烷激冷器18，在此其充当冷却剂。气化的丙烷制冷剂流 随后经导管318离开低阶丙烷激冷器18，并被送入丙烷压缩机10的低阶 入口，在此将其压缩并循环通过前述丙烷制冷循环。

如上所述，将导管202中的乙烯制冷剂流在高阶丙烷激冷器14中经间 接热交换装置8冷却。冷却的乙烯制冷剂流随后经导管204离开高阶丙烷 激冷器14。部分冷凝的料流进入中阶丙烷激冷器16，在此通过间接热交换 装置66将其进一步冷却。然后将两相乙烯流经导管206送入低阶丙烷激冷 器18，在此经间接热交换装置68将该料流完全冷凝或几乎完全冷凝。然 后将乙烯制冷剂流经导管208送入分离器70，在此将如果存在的蒸气部分 经导管210移出。然后将液体乙烯制冷剂经导管212送入乙烯节约器30。 在该方法中在此位置的乙烯制冷剂通常在大约-31℃(-24℉)的温度和大 约285psia的压力下。

现在转向图1a中所示的乙烯制冷循环，导管212中的乙烯进入乙烯节 约器30，并经间接热交换装置75冷却。过冷液体乙烯流经导管214流入 在此以膨胀阀74为例的减压装置，于是将一部分该料流闪蒸。冷却的气/ 液流随后通过导管215进入高阶乙烯激冷器24。经导管114离开低阶丙烷 激冷器18的富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置 82将其进一步冷凝。冷却的富含甲烷流经导管116离开高阶乙烯激冷器24， 在此将一部分该料流经导管B送入图1b中的工艺的重质组分脱除/NGL回 收系统。图1b的细节将在下面段落中论述。剩余的冷却富含甲烷流进入中 阶乙烯激冷器26。

乙烯制冷剂蒸气经导管216离开高阶乙烯激冷器24，并返回乙烯节约 器30，经间接热交换装置76升温，并随后经导管218供入乙烯压缩机20 的高阶入口。乙烯制冷剂流的液体部分经导管220离开高阶乙烯激冷器24， 随后在乙烯节约器30的间接热交换装置78中进一步冷却。所得冷却的乙 烯流经导管222离开乙烯节约器30，并通过在此以膨胀阀80为例的减压 装置，于是将一部分乙烯闪蒸。

以类似于高阶乙烯激冷器24的方式，两相制冷剂流经导管224进入中 阶乙烯激冷器26，在此其充当流过间接热交换装置84的天然气流的冷却 剂。经导管A离开中阶乙烯激冷器24的冷却富含甲烷流被完全冷凝或几 乎完全冷凝。将该料流随后送入如下所述图1b中的工艺的重质组分脱除 /NGL回收系统。

乙烯制冷剂流的蒸气和液体部分分别经导管226和228离开中阶乙烯 激冷器26。导管226内的气流与将要描述的导管238中的乙烯蒸气流合并。 合并的乙烯制冷剂流经导管239进入乙烯节约器30，通过间接热交换装置 86升温，并经导管230供入乙烯压缩机20的低阶入口。来自乙烯压缩机 20低阶的流出物被送入级间冷却器88，冷却，并返回乙烯压缩机20的高 阶入口。优选地，这两个压缩机阶段是单一模件，但它们可以各自是单独 的模件，这些模件可以机械耦联到共用驱动器上。压缩的乙烯产物经导管 236流入乙烯冷却器22，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交 换来将其冷却。然后将所得冷凝的乙烯流经导管202引入高阶丙烷激冷器 14，用于如上所述的额外冷却。

来自中阶乙烯激冷器26的乙烯制冷剂流的液体部分经导管228进入低 阶乙烯激冷器/冷凝器28，并经间接热交换装置90将导管120中的富含甲 烷流冷却。导管120中的料流是导管C中来自该工艺的重质组分脱除/NGL 回收系统的贫含重质组分流(即富含轻质烃)与导管158中的循环甲烷制 冷剂流的组合。如上所述，下面进一步详细描述重质组分脱除/NGL回收 系统的细节。来自低阶乙烯激冷器/冷凝器28的气化乙烯制冷剂经导管238 流动，并加入导管226中的来自中阶乙烯激冷器的乙烯蒸气。然后通过如 上所述乙烯节约器30中的间接热交换装置86将合并的乙烯制冷剂蒸气流 加热。经导管122离开乙烯制冷循环的加压的含LNG流可以在大约-123 ℃至大约-46℃，大约-115℃至大约-73℃，或-101℃至-87℃(大约-200至 大约-50℉，大约-175至大约-100℉，或-150至-125℉)的温度和大约3450 kPa至大约4830kPa或3790kPa至5,000kPa(大约500至大约700psia， 或550至725psia)的压力下。

该加压的含LNG流随后被送入主甲烷节约器36，在此通过间接热交 换装置92将其进一步冷却。该料流通过导管124离开，并进入甲烷制冷循 环的膨胀冷却段。液化的富含甲烷流随后通过在此以高阶甲烷膨胀器40 为例的减压装置，于是使一部分的该料流气化。所得两相产物经导管163 进入高阶甲烷闪蒸筒42，并且气相和液相分离。高阶甲烷闪蒸气经导管155 输送到主甲烷节约器36，在此其被间接热交换装置93加热，并经导管168 离开主甲烷节约器36，进入甲烷压缩机32的高阶入口。

来自高阶闪蒸筒42的液体产物经导管166进入次甲烷节约器38，在 此将料流经间接热交换装置39冷却。所得冷却流经导管170流入在此以中 阶甲烷膨胀器44为例的减压装置，于是使一部分液化甲烷流气化。在导管 172中的所得两相流随后进入中阶甲烷闪蒸筒46，在此液相和气相分离并 分别经导管176和178离开。蒸气部分进入次甲烷节约器38，被间接热交 换装置41加热，然后经导管188再进入主甲烷节约器36。该料流在经导 管190供入甲烷压缩机32的中阶入口之前被间接热交换装置95进一步加 热。

来自中阶甲烷闪蒸筒46底部的液体产物随后在经导管176传送通过减 压装置(在此以低阶甲烷膨胀器48为例，于是一部分液流气化)时，进入 膨胀冷却段的最后阶段。将冷却的混合相产物经导管186送入低阶甲烷闪 蒸筒50，在此蒸气和液体部分分离。近大气压的LNG产物经导管198离 开低阶甲烷闪蒸筒50，并送去储存(表示为LNG储存容器99)。

如图1a中所示，蒸气流经导管196离开低阶甲烷闪蒸筒50，并进入 次甲烷节约器38，在此经间接热交换装置43将其加热。该股料流随后经 导管180送到主甲烷节约器36，在此通过间接热交换装置97将其进一步 冷却。该蒸气随后经导管182进入甲烷压缩机32的中阶入口。甲烷压缩机 32的低阶的流出物被送入级间冷却器29，冷却，并返回甲烷压缩机32的 中阶入口。类似地，中阶甲烷蒸气被送入级间冷却器31，冷却并返回甲烷 压缩机32的高阶入口。优选地，这三个压缩机阶段是单一模件，但它们可 以各自是单独的模件，并且这些模件可以机械耦联到共用驱动器上。所得 压缩的甲烷产物经导管192流入乙烯冷却器34，与外部流体(例如空气或 水)间接热交换。然后将冷却器34的产物经导管152引入高阶丙烷激冷器 14，用于如上所述额外冷却。

如上所述，来自高阶丙烷激冷器14的甲烷制冷剂流经导管154进入主 甲烷节约器36。该料流随后经间接热交换装置98进一步冷却。所得甲烷 制冷剂流流经导管158，并在如上所述经导管120进入低阶乙烯激冷器/冷 凝器28之前与导管C中的贫含重质组分气流合并。

图1b示出了本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一个 实施方案。图1b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔452、第二蒸馏塔 454和节约热交换器402。在一个实施方案中，第一蒸馏塔452作为脱甲烷 塔运行，第二蒸馏塔454作为脱乙烷塔运行。根据本发明的一个实施方案， 第一蒸馏塔452的回流主要由乙烷组成。

现在更详细描述图1b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的操作。 在导管B中的部分气化的富含甲烷流进入节约热交换器402，在此将该料 流经间接热交换装置404进一步冷凝。冷却的料流经导管453离开节约热 交换器402，并与导管A中的料流合并。所得料流随后进入第一蒸馏塔进 料分离器406，在此气相和液相分离。蒸气组分经导管455移出，随后通 过以涡轮膨胀器408为例的减压装置，于是将所得两相流经导管456供入 第一蒸馏塔452。经导管458离开第一蒸馏塔进料分离器406的液相通过 在此以膨胀阀410为例的减压装置，在此使一部分该料流气化。将所得气/ 液流经导管460引入第一蒸馏塔452。

主要为甲烷的塔顶产物经导管462离开第一蒸馏塔452，并通过压力 控制装置412(优选为流量控制阀)，并经导管C再进入液化阶段。

如图1b中所示，经导管464从第一蒸馏塔452移出侧线流，并将其送 入节约热交换器402，在此通过间接热交换装置414将该液体加热(再沸)。 所得部分气化的该料流经导管466转移到第一蒸馏塔452，在此将其用作 汽提气体。汽提气体赋予塔中的一部分重质烃组分(在不存在汽提气体的 情况下，通常留在液体产物中)能量并使其气化。汽提气体允许更精确控 制第一蒸馏塔452中轻质和重质组分的分离，这最终导致能够系统地调节 最终LNG产物的特性，例如热值。

如图1b中所示，第一蒸馏塔452的塔底液体产物通过导管468离开， 并通过以膨胀阀416为例的减压装置，在此使一部分该料流气化。从膨胀 阀416所得的两相流随后经导管470供入第二蒸馏塔454。经导管472从 第二蒸馏塔454的塔顶和塔底出口之间的出口移出一股料流，并将其送入 加热器418，在此通过与外部流体(例如水蒸汽或其它传热流体)间接热 交换使该股料流部分气化(再沸)。所得气相经导管474返回第二蒸馏塔 454作为汽提气体。所得液流经导管476从间接热交换器418中移出，并 且此后与导管478中的来自第二蒸馏塔454的液体塔底产物合并。该合并 的料流是回收的NGL产物，并经导管480送去储存或进一步处理。

第二蒸馏塔454的塔顶蒸气产物经导管482流过压力控制装置420(优 选为流量控制阀)，以经导管483流入节约热交换器402。将该料流经间 接热交换装置422冷却并部分冷凝。该两相流随后经导管486送入第二蒸 馏塔回流分离器424，在此液相和气相分离。液流经导管488回流到第二 蒸馏塔454。气流通过导管490并进入节约热交换器402，在此将蒸气经间 接热交换装置426冷却并部分冷凝。该料流经导管492离开节约热交换器 402，并送入冷却器428，在此经间接热交换将其进一步冷却和冷凝，优选 完全冷凝。冷却器428可以是外部冷却器，或可以是图1a中所示的激冷器 之一(例如乙烯激冷器28)。所得冷凝流经导管494进入第一蒸馏塔分离 器430，此后经导管496转移到回流泵432中。然后经导管498从回流泵 432中排出该过冷液流作为第一蒸馏塔452的回流。

通常，可以通过操纵一个或多个关键工艺参数，例如工艺容器的温度 或压力，或与工艺容器有关的料流的温度、压力、流量或组成来改变最终 LNG产品的特性，以符合两个或更多个市场的不同规格。这类相关料流包 括例如塔的回流、塔的汽提气体流和塔的进料流。为了改变工艺变量，可 以改变相关工艺设备的构造。例如，可以改变所用设备的数量、布置、操 作和/或类型以实现所需结果。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图1b中所示系统的一个或 多个操作参数来调节LNG产品的高位热值(HHV)。例如，为了制备具 有较低热值的LNG，可以对塔452和/或454的操作参数进行如下调节： (1)降低第一蒸馏塔452的进料流456和/或460中所含的C₂₊组分的量； (2)降低第一蒸馏塔454的进料流456，460的温度；(3)提高第一蒸馏 塔452的回流498的流速；(4)降低第一蒸馏塔452的回流498的温度； (5)提高第一蒸馏塔452的回流498中所含的C₂₊组分的量；(6)降低 第一蒸馏塔452的汽提气体流466的流速；(7)降低第一蒸馏塔452的汽 提气体流466的温度；(8)提高第一蒸馏塔452的塔顶压力；(9)降低 第二蒸馏塔454的进料流470中所含的C₃₊组分的量；(10)降低第二蒸 馏塔454的进料流470的温度；(11)提高第二蒸馏塔454的回流488的 流速；(12)降低第二蒸馏塔454的回流488的温度；(13)降低第二蒸 馏塔454的再沸流474的流速；(14)降低第二蒸馏塔454的再沸流474 的温度；和(15)提高第二蒸馏塔454的塔顶压力。

有许多方式实现上列项目(1)-(15)的调节。例如，可以使用附加 上游分离技术调节第一蒸馏塔452的进料流456和/或460中所含的C₂₊组 分的量。例如，可以通过调节热交换器402或其它上游热交换器中的流速 来将第一蒸馏塔452的进料流456，460的温度降低至少大约0.5℃或至少 1.5℃(大约1℉或至少3℉)。例如，可以通过在热交换器402中对第二 蒸馏塔454的塔顶流149提供更多冷却(422段)来提高第一蒸馏塔452 的回流498的流速。例如，可以通过在热交换器402(426段)或热交换器 428中提供更多冷却来将第一蒸馏塔452的回流498的温度降低至少5℉。 例如，可以通过改变第二蒸馏塔454的操作来将进入第一蒸馏塔452的回 流498中所含的C₂₊组分的量提高至少10摩尔％。例如，可以经控制阀(未 示出)降低第一蒸馏塔452的汽提气体流466的流速。例如，可以通过在 热交换器402(414段)中提供更少的加热来将第一蒸馏塔452的汽提气体 流466的温度降低至少5℉。例如，可以通过经阀412限制导管462中的 塔顶流来提高第一蒸馏塔的塔顶压力。例如，可以通过在塔452和454之 间合并富含甲烷流或加入附加分离装置来降低第二蒸馏塔454的进料流 470中所含的C₃₊组分的量。例如，可以通过对导管470中的料流提供额外 冷却来降低第二蒸馏塔454的进料流470的温度。例如，可以通过在热交 换器402(422段)中为第二蒸馏塔454的塔顶流482提供更多冷却来提高 第二蒸馏塔454的回流488的流速。例如，可以通过在热交换器402(422 段)中为第二蒸馏塔454的塔顶流482提供更多冷却来降低第二蒸馏塔454 的回流488的温度。例如，可以通过降低在第二蒸馏塔454的再沸器中发 生的传热量来降低第二蒸馏塔454的再沸流472的流速。例如，可以通过 降低在第二蒸馏塔454的再沸器中发生的传热量来降低第二蒸馏塔454的 再沸流472的温度。例如，可以通过经阀420限制管线482中的塔顶流来 提高第二蒸馏塔454的塔顶压力。

应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上述操作来提高图1a 和1b的LNG装置的LNG产品的HHV。

下表2概述了图1b的所选料流的各种性质的宽、窄范围。

表2

图2a和2b示出了本发明能够有效供应符合明显不同的产品规格的 LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图2b示出了本发明的重质组分 脱除/NGL回收系统的一个实施方案。管线B、F、N、O和P表示图2a 中所示的液化段如何与图2b中所示的LNG装置的重质组分脱除/NGL回 收系统集成。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品 中的C₃₊回收最大化的方式构造和操作。

图2a所示的液化阶段的丙烷和乙烯制冷循环的主要部件编号与上文 对图1a所列的那些相同。此外，图2a中的甲烷制冷循环使用循环压缩机 31。

现在详细描述图2a中所示的LNG装置与上文参照图1a详述的那些 不同的操作。在图2a中，冷却的富含甲烷流经导管114离开低阶丙烷激冷 器18。该料流随后进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将 其进一步冷却。所得富含甲烷流经导管B离开中阶乙烯激冷器24，并送入 图2b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，在此如随后段落中详述的那 样对其进行附加处理。

该富含甲烷流随后经导管F从将要描述的图2b的重质组分脱除/NGL 回收系统进入图2a中的中阶乙烯激冷器26。该料流随后在中阶乙烯激冷 器26中经间接热交换装置84进一步冷却。过冷的液流离开中阶乙烯激冷 器26，并与经导管158离开主甲烷节约器36的液体甲烷制冷剂合并。将 该合并的料流经导管120送入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此通过间接热 交换装置90将其冷却。除了将富含甲烷流冷却外，低阶乙烯激冷器28还 经间接热交换装置91充当将要论述的来自图2b中的导管N的料流的冷凝 器。图2a中加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28， 并继续通过如前详述的甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。从最 后阶段膨胀所得的液体是LNG产品。

在图2a的甲烷制冷循环中，将要论述的来自重质组分脱除/NGL回收 系统的料流经导管P进入主甲烷节约器36，在此经间接热交换装置81将 该料流冷却。然后将所得料流经导管191送入循环压缩机31，于是压缩的 流出物经导管193前行，并与来自高阶丙烷激冷器14出口的导管154中的 甲烷制冷剂循环流合并。该复合流随后进入主甲烷节约器36，在此经间接 热交换装置98将其冷却。该料流随后经导管158循环，并如上所述加入离 开中阶乙烯激冷器26的富含甲烷流。该总料流随后经导管120进入低阶乙 烯激冷器/冷凝器28，并如上文参照图1a所述继续进行工艺步骤。

现在转向图2b，说明本发明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收 系统的另一实施方案。图2b中的系统的主要部件包括第一蒸馏塔552、第 二蒸馏塔554、节约热交换器502、膨胀器504和进料缓冲容器506。根据 本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔552可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸 馏塔554可以作为脱乙烷塔运行。在本发明的LNG装置的一个实施方案 中，第一蒸馏塔552可以具有主要为乙烷的料流回流。

现在详细描述图2b中所示的本发明LNG装置的重质组分脱除/NGL 回收系统的操作。来自高阶乙烯激冷器24的部分冷凝流出物如前所述流入 图2a中的导管B，然后进入图2b中的进料缓冲容器506，在此蒸气和液 体分离。蒸气部分经导管520进入第一蒸馏塔进料膨胀器504，在此使一 部分该料流冷凝。将冷却的气/液流经紧邻第一蒸馏塔552下部的导管524 供入。图2b中第一蒸馏塔552的塔顶出口的蒸气产物经导管F送入如上 所述图2a中的中阶乙烯激冷器26的入口。随后将该主要为甲烷的料流冷 却并最后成为最终LNG产物。

液流经导管522离开进料缓冲容器506，于是其与来自第一蒸馏塔552 底部出口的导管526中的液体产物合并。该复合流经导管528送往节约热 交换器502，在此经间接热交换装置514将其加热。所得料流经导管530 进入第二蒸馏塔554。第二蒸馏塔554底部出口的液体产物是最终NGL产 物。在图2b中，将NGL产物经导管550送去进一步处理或储存。

经导管540从第二蒸馏塔554的侧出口移出料流。该料流进入加热器 512，在此通过与外部流体(例如水蒸汽或传热液体)的间接热交换将其加 热(再沸)。将所得蒸气经导管542返回第二蒸馏塔554，在此其用作汽 提气体。第二蒸馏塔554的塔顶出口的蒸气流经导管532输送到节约热交 换器502，在此经间接热交换装置516将其部分冷凝。所得部分液化流经 导管534送往第二蒸馏塔塔顶缓冲容器508，在此蒸气和液体分离。

蒸气流经图2b中的导管P离开塔顶缓冲容器508，并进入图2a中的 主甲烷节约器36。如上所述将该料流冷却、压缩、并循环回低阶乙烯激冷 器/冷凝器28的入口。如图2b中所示，第二蒸馏塔分离器508的液相经导 管536进入回流泵510的吸入口。将回流泵510的一部分排出物经导管538 送往第二蒸馏塔554作为回流。将剩余料流经图2b中的导管N送入如上 所述图2a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28的入口。如图2a中所示，一部 分该料流进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置91将其 冷却。冷却的料流经导管O离开低阶乙烯激冷器。为了控制导管O中料流 的温度，导管N中的一部分液体可以如阀125所控制的经导管121绕过低 阶乙烯激冷器。例如，为了降低导管O中料流的温度，可以关闭阀125以 降低流过导管121的流量，由此允许更多料流通过低阶乙烯激冷器/冷凝器 28冷却。然后将导管O中的所得料流送入第一蒸馏塔552作为回流。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图2b中所示系统的一个或 多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值的 LNG，可以对蒸馏塔552和/或554的操作参数进行一个或多个下列调节： (1)降低进第一蒸馏塔552的进料流524的温度；(2)提高第一蒸馏塔 552的回流O的流速；(3)降低第一蒸馏塔552的回流O的温度；(4) 提高第一蒸馏塔552的塔顶压力；(5)降低第二蒸馏塔554的进料流530 的温度；(6)提高第二蒸馏塔554的回流538的流速；(7)降低第二蒸 馏塔554的回流538的温度；(8)降低第二蒸馏塔554的汽提气体542 的流速；(9)降低第二蒸馏塔554的汽提气体542的温度；和(10)提高 第二蒸馏塔554的塔顶压力。

如上文对图1b所详述的，存在若干种实现项目(1)-(10)的调节方 法，包括蒸馏和LNG装置操作领域技术人员公知的那些。例如，根据该 实施方案，如上所述，可以通过关闭阀125以迫使更多料流通过低阶乙烯 激冷器/冷凝器28冷却，从而降低第二蒸馏塔552的回流O的温度。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图2a和2b的LNG装置的LNG产品的热值。

图3a示出了本发明能够有效供应符合两个或更多个市场的明显不同 规格的LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图3b至3e代表本发明的 重质组分脱除/NGL回收系统的数个实施方案。图3b代表使用回流压缩机 的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一个实施方案。图3c示出 了使用回流泵的本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。 图3d示出了使用膨胀器冷却和部分冷凝蒸馏塔进料的重质组分脱除/NGL 回收系统的另一实施方案。图3e中所示的又一实施方案通过在塔回流中引 入重质烃(即C_4’s和C_5’s)来使NGL产品中的C₃₊回收率(98+％)最大 化。管线D、J、B、F、E、L、K、M和G表示图3a至3e中所示的系统 如何集成到图3a的LNG装置中。

图3a所示的本发明的LNG装置的液化步骤的主要部件与上文对图1a 的实施方案所述的那些相同。现在列出与如前详述的图1a的操作不同的图 3a中所示的装置的操作。

部分气化的富含甲烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部 分该料流经导管D送入图3b、3c、3d或3e中所示的LNG装置的重质组 分脱除/NGL回收系统。本发明的重质组分脱除/NGL回收系统的几个替代 实施方案示在图3b至3e中；各个都将在随后段落中详细论述。在进入高 阶乙烯激冷器24之前，来自图3b、3c、3d或3e的重质组分脱除/NGL回 收系统的导管J中的料流与导管114中的富含甲烷流合并。在图3a中，该 合并的料流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将其进一 步冷却。所得料流随后经导管B送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱 除/NGL回收系统。该料流如下详述的那样经历进一步处理，然后经导管F 返回中阶乙烯激冷器26，在此经间接热交换装置84将其冷却。所得料流 离开中阶乙烯激冷器26，于是其以与图1a的描述中详述的类似方式与导 管158中的甲烷制冷剂循环流合并。

根据图3a，合并的料流经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28， 在此经间接热交换装置90将其冷却。除了将富含甲烷流冷却外，图3a中 的低阶乙烯激冷器还充当将要论述的来自图3b、3c、3d或3e所示的重质 组分脱除/NGL回收系统中的导管N的料流的冷凝器。所得富含甲烷流至 少部分冷凝或完全冷凝，并离开图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28，于 是其与来自重质组分脱除/NGL回收系统的导管M中的料流合并。该复合 流进入主甲烷节约器36，并如上文对图1a详述的那样继续进入甲烷制冷 循环的间接热交换和膨胀冷却段。类似地，最后膨胀阶段的液体部分是 LNG产品。

在图3a的甲烷制冷循环中，来自将要论述的重质组分脱除/NGL回收 系统的导管G中的附加料流在进入甲烷压缩机32的高阶入口之前与导管 168中的主甲烷节约器36的流出物合并。将所得压缩甲烷制冷剂流经导管 192送入甲烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如空气或水)间接热交 换将该料流冷却。在进入高阶丙烷激冷器14之前，一部分甲烷制冷剂经导 管E送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱除/NGL回收系统。图3a中 剩余的甲烷制冷剂流如上所述经导管152送入高阶丙烷激冷器14。

现在转向图3b，描述LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的一 个实施方案。图3b中的主要部件包括第一蒸馏塔652、第二蒸馏塔654、 节约热交换器602和回流压缩机608。根据本发明的一个实施方案，第一 蒸馏塔652可以具有主要由乙烷组成的料流回流。

现在更详细描述图3b中所示的本发明系统的操作。如上所述，导管D 和B中的料流源于图3a中所示的液化系统。导管D含有如图3a中所示离 开低阶丙烷激冷器18的一部分部分冷凝的富含甲烷流。导管B中的料流 代表如图3a中所示的高阶乙烯激冷器24的冷却流出物。如图3b中所示， 导管B和D中的料流在进入第一蒸馏塔652之前合并。在一个实施方案中， 导管B中的料流更冷，并且可以按需要经阀625提高导管D中的流量以调 节导管626中的第一蒸馏塔的进料的温度。图3b中第一蒸馏塔652的塔顶 出口的蒸气产物经导管F离开，并进入如上所述图3a中的中阶乙烯激冷 器26以最后成为最终LNG产品。

从第一蒸馏塔652经导管628和630移出两股侧线流。导管628中的 料流进入节约热交换器602，在此经间接热交换装置618将其加热(再沸) 并至少部分气化。导管630中的侧线流充当冷凝器620中用于将要论述的 第二蒸馏塔654的塔顶蒸气产物的冷却剂。所得至少部分，优选完全气化 的料流在重新进入第一蒸馏塔652之前在导管636中合并。这些主要气化 流随后充当第一蒸馏塔652中的汽提气体。

第一蒸馏塔652的塔底出口的液体产物经导管638进入第二蒸馏塔 654。经导管666从第二蒸馏塔654移出侧线流，并将其通过加热器612， 在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将该料 流再沸(加热)。一部分该料流气化，并经导管668从加热器612送入第 二蒸馏塔654，在此其用作汽提气体。剩余液体从热交换器612流过导管 672，并与导管670中的第二蒸馏塔654的塔底出口的液体产物合并。该复 合流是最终NGL产物，在一个实施方案中可以主要由丙烷和重质组分组 成。将该NGL流经导管676送去进一步处理和/或储存。

第二蒸馏塔654的塔顶出口的蒸气产物经导管640离开，此后如上所 述通过与导管630中的第一蒸馏塔652的侧线流间接热交换来经冷凝器 620冷凝。所得冷却的至少部分冷凝的料流经导管642流入第二蒸馏塔分 离器604，在此气相和液相分离。液体部分经导管662流入回流泵606的 吸入口。该料流随后排入导管664并用作第一蒸馏塔652的回流。

蒸气流经导管634离开第二蒸馏塔分离器604。一部分蒸气流可以经 导管644送去用在其它用途中或用作燃料。另一部分蒸气产物可以经导管 G送入如上所述图3a中的甲烷压缩机32的高阶入口。

根据图3b，将剩余蒸气产物经导管646送入回流压缩机608的吸入口。 压缩蒸气经导管648行进，并进入节约热交换器602，在此经间接热交换 装置616将蒸气冷却。所得料流经导管K离开节约热交换器602，并进入 图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置91将该蒸气 进一步冷却和冷凝。部分冷凝，优选完全冷凝的料流经导管L离开低阶乙 烯激冷器26，并作为回流送入图6b中的第一蒸馏塔652。一部分该回流可 以经导管M传送以与图3a中导管122中的加压的含LNG流合并。如上 所述，该复合流最后成为最终LNG产品。

如上所述，在进入高阶丙烷激冷器14之前，导管152中的一部分甲烷 制冷剂流经导管E送入图3b、3c、3d或3e中的重质组分脱除/NGL回收 系统。在图3b中，导管E中的料流进入节约热交换器602，在此经间接热 交换装置614将其冷却。所得料流流经导管J，并与如上所述导管114中 的低阶丙烷激冷器18的流出物合并。

现在参照图3c，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一 实施方案。图3c中的系统的主要部件和操作与图3b中所述的相同。但是， 图3c中所示的实施方案采用回流泵609代替图3b中所用的回流压缩机。 导管L中的冷却流离开图3a中的低阶乙烯激冷器，随后进入图3c中的回 流泵609的吸入口。将该料流排到导管660中，于是可以将一部分如上所 述经导管M送入图3a中的导管122中的加压的含LNG流。根据图3c， 剩余部分的该料流在导管660中返回第一蒸馏塔652作为回流。

现在参照图3d，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的又 一实施方案。图3d中所示的系统的主要部件与图3b中所述的相同。但是， 图3d对第一蒸馏塔652的进料使用分离器611和膨胀器613。

现在详细描述图3d中所示系统与对图3b所述系统的操作不同的操 作。根据图3d，导管B和D中的料流来自图3a。在图3d中，导管626 中的料流送入分离器611，在此蒸气和液体部分分离，并分别经导管660 和662离开。液流随后直接进入第一蒸馏塔652。来自分离器611的蒸气 部分进入膨胀器613，于是压力降低并使一部分该料流冷凝。然后将所得 气/液流经导管664送入第一蒸馏塔652。该工艺的其余部分按照与根据图 3b中所示的实施方案所述的类似方式操作。

图3e中示出了LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的再一实施 方案。图3e的主要部件与在图3b中所示的实施方案中所列的相同。此外， 图3e中所示的系统可以按照与图3b中所示的重质组分脱除/NGL回收系 统类似的方式操作。但是，图3e使用包含重质烃组分(例如C_4’s和C_5’s) 的附加回流以实现NGL产物中的高丙烷回收率。

现在详细描述图3e中所示系统与图3b中所列的系统不同的操作。导 管646中的来自第二蒸馏塔654的蒸气通过循环压缩机608压缩。所得料 流流经导管648，于是其与导管680中的包含重质烃组分，优选C_4’s和C_5’s的附加回流合并。该复合流进入节约热交换器602，在此经间接热交换装 置616将其冷却。冷却流经导管K送入图3a中的低阶乙烯激冷器/冷凝器 28。如上文在图3a和3b中所述，该料流在返回第一蒸馏塔652中作为回 流之前进一步冷却和冷凝。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图3b至3c中所示的系统 的一个或多个操作参数来调节LNG产品的HHV。例如，为了制备具有较 低热值的LNG，可以对蒸馏塔652和/或654的操作参数进行一个或多个 下列调节：(1)降低第一蒸馏塔652的进料流626的温度；(2)降低第 一蒸馏塔652的回流L的温度；(3)降低第一蒸馏塔652的汽提气体636 的温度；(4)提高第一蒸馏塔652的回流L的流速；(5)降低第二蒸馏 塔654的进料流638的温度；(6)降低第二蒸馏塔654的回流664的温度； (7)降低第二蒸馏塔654的汽提气体668的温度；(8)提高第二蒸馏塔 654的回流664的流速；(9)提高经导管644送去作为燃料的第二蒸馏塔 654的塔顶蒸气流的流速。如上文对图1b所详述的，存在若干种实现项目 (1)-(9)的调节的方法，包括LNG装置和蒸馏领域技术人员公知的那 些。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图3a、3b、3c、3d和3e的LNG装置的LNG产品的热值。

图4a示出了本发明的LNG装置的另一实施方案。图4b示出了LNG 装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线D、B、F、E、 I和G表示图4b中所示的系统如何集成到图4a中所示的本发明LNG装 置中。根据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中的C₃₊回收率最大化的方式操作。根据另一实施方案，该装置可以操作以使NGL 产品中的C₅₊回收率最大化。

现在参照图4a，本发明的LNG装置的主要部件与上文对图1a所列的 那些相同。现在详细描述图4a中所示的系统与参照图1a所述的系统不同 的操作。

根据图4a，富含甲烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部 分经导管D送入图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统。在随后段落 中详细论述图4b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的细节。图4a中 的剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82将 其进一步冷却。所得料流经导管B离开高阶乙烯激冷器24，并流入图4b 中的重质组分脱除/NGL回收系统。在下述附加处理后，富含甲烷流经导 管F返回图4a中，并进入中阶乙烯激冷器26，在此经间接热交换装置84 将该料流冷却。所得料流随后经导管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28， 经间接热交换装置90冷却，并经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28。 导管122中的加压的含LNG流随后如上参照图1a所述流经甲烷制冷循环 的间接热交换和膨胀型冷却部分。如上所述，最后膨胀冷却阶段之后产生 的液体是最终LNG产品。

在图4a的甲烷制冷循环中，导管G中将要论述的来自图4b中所述的 重质组分脱除/NGL回收系统的料流在注入甲烷压缩机32的高阶入口之前 与图4a中经导管168离开主甲烷节约器36的甲烷制冷剂流合并。将压缩 甲烷制冷剂流经导管192送入甲烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如 空气或水)间接热交换将该料流冷却。将经导管152离开甲烷冷却器34 的一部分料流随后经导管E送入图4b用于进一步处理。剩余制冷剂进入 高阶丙烷激冷器14，在此如上所述通过间接热交换装置4将其进一步冷却。 所得料流流经导管154并进入主甲烷节约器36，在此经间接热交换装置98 将甲烷制冷剂流进一步冷却。所得料流经导管158离开主甲烷节约器36 并进入低阶乙烯激冷器/冷凝器28。随后，将甲烷制冷剂流经间接热交换装 置91进一步冷却，装置91采用图1a中详述的乙烯制冷剂作为冷却剂。图 4a中的所得料流经导管I离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28并送入图4b中所 示的重质组分脱除/NGL回收系统。

现在转向图4b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另 一实施方案。图4b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔752、第二蒸馏 塔754和节约热交换器702。根据本发明的LNG装置的一个实施方案，第 一蒸馏塔752可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔754可以作为脱乙烷塔 运行。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔752具有主要由甲烷组成 的料流回流。

现在更详细描述图4b中所示系统的操作。如上所述，在图4a中导管 D和B分别离开低阶丙烷激冷器18和高阶乙烯激冷器24。在图4b中，导 管B和D中的料流在经导管726进入第一蒸馏塔752之前合并。如根据图 2b所述，可以经阀725调节料流B和D的相对流量以达到导管726中进 料流的指定温度。第一蒸馏塔752的塔顶出口的蒸气产物经导管F离开， 于是将其送入图4a中的高阶乙烯激冷器24的入口。如上所述，图4a离开 高阶乙烯激冷器24的富含甲烷流随后冷却以成为最终LNG产物。

如上文在图4a中所述，一部分甲烷制冷剂循环流经导管E送入图4b。 该料流进入节约热交换器702，在此经间接热交换装置716将该料流加热。 所得至少部分气化流经导管736进入第一蒸馏塔752，在此该加热的蒸气 作为汽提气体。

也如之前在图4a中所述，将导管158中的甲烷制冷剂循环流在低阶乙 烯激冷器/冷凝器28中经间接热交换装置93冷却。所得料流经导管I离开 低阶乙烯激冷器/冷凝器28。这种冷却的主要富含甲烷流被送入图4b，在 此其充当第一蒸馏塔752的回流。

根据图4b，第一蒸馏塔752的塔底出口的液体产物经导管788离开， 于是该料流分别流入导管730和732中。导管732中的料流进入节约热交 换器702，在此经间接热交换装置718将该料流冷却。所得冷却的料流经 导管738离开节约热交换器702。导管738中的一部分料流可以经阀743 流经导管744以绕过冷凝器720。导管744在冷凝器720周围旁通可以是 第二蒸馏塔进料和/或塔顶蒸气产物温度控制的一种机制。

现在参照图4b中第二蒸馏塔塔底液体产物在导管730中的其余部分， 该料流绕过节约热交换器702，通过阀737，并与导管747中的冷却流重新 合并。该复合流经导管740进入冷凝器720。可以通过打开或关闭阀737 来调节通过导管730的流速，由此控制导管740中的料流的温度。例如， 为了降低导管740中料流的温度，可以进一步关闭阀737，由此使更多部 分流过节约热交换器702进行冷却，因此降低进入冷凝器720的复合流的 温度。冷凝器720充当间接热交换装置以使用料流740作为冷却剂冷却将 要论述的料流。该冷却剂经导管742离开冷凝器720。此后，导管742和 744中的料流合并，导管746中的复合流进入第二蒸馏塔754。

经导管766从第二蒸馏塔754移出侧线流，并将其送入加热器712， 在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将该料 流加热(再沸)。将料流的气化部分经导管768返回第二蒸馏塔754，在 此其用作汽提气体。所得液体部分经导管727离开第二蒸馏塔再沸器712， 于是其与导管770中的来自第二蒸馏塔754塔底出口的液体产物合并。导 管776中的所得复合流为最终NGL产物。根据一个实施方案，NGL产物 可以富含丙烷和更重质组分。根据本发明的另一实施方案，第二蒸馏塔754 可以以使最终NGL产物中C₅₊组分回收率最大化的方式操作。通过使NGL 产物中C₅₊组分回收率最大化，可以制得具有相对高HHV的LNG产品。

来自第二蒸馏塔754的塔顶出口的蒸气产物经导管778离开，于是通 过冷凝器720将该料流冷却并至少部分冷凝。所得料流经导管780离开冷 凝器720并进入第二蒸馏塔分离器704，在此气相和液相分离。主要由乙 烷组成的蒸气部分经导管G送入图4a，在此如上所述其在注入甲烷压缩机 的高阶入口之前与导管168中的料流合并。液相经导管762离开第二蒸馏 塔分离器704并进入回流泵706的吸入口。液体经导管764回流到第二蒸 馏塔754中。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图4b中所示的系统的一个 或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值 的LNG，可以对蒸馏塔752和/或754的操作参数进行一个或多个下列调 节：(1)降低第一蒸馏塔752的进料流726的温度；(2)降低第一蒸馏 塔752的汽提气体流736的流速；(3)提高第一蒸馏塔752的回流I的流 速；(4)降低第二蒸馏塔754的回流764的温度；和(5)降低第二蒸馏 塔754的汽提气体流768的温度。如上文对图1b所论述，存在若干种实现 上述项目(1)-(5)中所列的调节的方法，包括技术人员公知的那些。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图4a和4b的LNG装置的LNG产品的热值。

图5a表示能够有效供应具有符合两个或更多个市场需求的明显不同 的产品规格的LNG产品的LNG装置的另一实施方案。图5b示出了本发 明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线D、 B、F、E和G表示图5b中所示的系统如何与图5a的LNG装置集成。根 据本发明的一个实施方案，LNG装置可以以使NGL产品中的丙烷和更重 质组分的回收率最大化的方式操作。根据另一实施方案，该装置可以操作 以使NGL产品中的C₅₊回收率最大化。

图5a中的系统的主要部件与图1a中所列的那些相同。现在详细解释 图5a中与图1a不同的操作。富含甲烷流经导管114离开低阶丙烷激冷器 18，于是一部分该料流经导管D送入图5b中所示的重质组分脱除/NGL回 收系统用于进一步处理。在随后段落中描述图5b中所示的系统的细节。

剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82 将其冷却。所得料流经导管B送入图5b中的重质组分脱除/NGL回收系统。 在如下所述的附加处理之后，富含甲烷流经导管F返回图5a中，于是其 进入中阶乙烯激冷器26并经间接热交换装置84冷却。所得料流流经导管 119，并与导管158中的甲烷制冷剂循环流合并。该复合流经导管120流入 低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置90将其进一步冷却。 所得加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28，并被送 入主甲烷节约器36。该加压的含LNG流随后如上参照图1a所述继续通过 甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。与图1a类似地，从最后膨胀 阶段得到的液体是图5a中的最终LNG产品。

在图5a中所示的甲烷制冷循环中，将要论述的导管G中的料流来自 图5b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，并进入图5a，在此其在甲烷 压缩机32的高阶入口上游导管168中与甲烷制冷剂流合并。压缩的复合流 经导管192送入甲烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如空气或水)间 接热交换将该料流冷却。将一部分所得料流经导管E送入图5b用于进一 步处理。剩余的制冷剂流经导管152流入高阶丙烷激冷器18，并如上参照 图1a所述进行处理。

现在转向图5b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另 一实施方案。图5b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔852、第二蒸馏 塔854和节约热交换器802。根据LNG装置的一个实施方案，第一蒸馏塔 852可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔854可以作为脱乙烷塔运行。在 另一实施方案中，第一蒸馏塔852可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔854 可以作为脱丁烷塔运行。根据本发明的一个实施方案，第一蒸馏塔852没 有回流。

图5b中所示的系统的操作与参照图4b中所示的重质组分脱除/NGL 回收系统所述的操作类似。但是，图5b中的第一蒸馏塔852可以在没有回 流的情况下运行。图5b中的管线和部件的标号在数字上比图4b中相应的 管线大100。字母标示的管线(例如B、D、E、F、G)在图5b和4b中相 同。图5b中相应管线和部件的功能和操作与之前参照图4b所述的那些类 似。例如，图5b中第一蒸馏塔852的汽提气体流836的功能和操作直接对 应于图4b中第一蒸馏塔752的汽提气体流736的功能和操作。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图5b中所示的系统的一个 或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值 的LNG，可以对蒸馏塔852和/或854的操作参数进行一个或多个下列调 节：(1)降低第一蒸馏塔852的进料流826的温度；(2)降低第一蒸馏 塔852的汽提气体流836的流速；(3)提高第一蒸馏塔852的回流I的流 速；(4)降低第二蒸馏塔854的回流864的温度；和(5)降低第二蒸馏 塔854的汽提气体流868的温度。如上文对图1b所论述，存在若干种实现 上述项目(1)-(5)所列的调节的方法，包括本领域技术人员公知的那些。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图5a和5b的LNG装置的LNG产品的热值。

图6a中列出能够供应具有符合两个或更多个不同市场的需求的明显 不同规格的LNG产品的本发明的装置的另一实施方案。图6b示出了本发 明的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线H、D、B、F、E、 I和G表示图6b中所示的系统如何与图6a的LNG装置集成。根据本发 明的一个实施方案，LNG装置可以以使最终NGL产品中的乙烷和更重质 组分的回收率最大化的方式操作。

图6a中的系统的主要部件与图1a中所列的那些相同。现在详细解释 图6a与前述图1a中系统的操作不同的操作。富含甲烷流经导管112离开 中阶丙烷激冷器16，于是其与将要论述的来自图6b的导管H中的料流合 并。即将详述图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统的操作。该复合 流进入低阶丙烷激冷器18，在此经间接热交换装置64将该料流冷却。所 得冷却的料流经导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导 管D送入下文详述的图6b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统用于进一 步处理。

图6a中的剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交 换装置82将其进一步冷却。所得料流经导管B离开高阶乙烯激冷器24， 并流入图6b中的重质组分脱除/NGL回收系统。在如下将述的附加处理后， 富含甲烷流经导管F返回图6a中，并进入中阶乙烯激冷器26，在此经间 接热交换装置84将该料流冷却。所得料流随后经导管120流入低阶乙烯激 冷器/冷凝器28，经间接热交换装置90冷却，并经导管122离开低阶乙烯 激冷器/冷凝器28。在导管122中的加压的含LNG流随后送入如上参照图 1a所述的甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却部分。如上所述，最后膨 胀冷却阶段之后产生的液体是最终LNG产品。

在图6a的甲烷制冷循环中，将要论述的导管G中的来自图6b中所示 的重质组分脱除/NGL回收系统的料流在注入甲烷压缩机32的高阶入口之 前与图6a中离开主甲烷节约器36的导管168中的甲烷制冷剂流合并。压 缩的甲烷制冷剂流经导管192送入甲烷冷却器34，在此通过与外部流体(例 如空气或水)间接热交换将该料流冷却。所得料流离开甲烷冷却器34，于 是将一部分循环甲烷制冷剂流经导管E送入图6b用于进一步处理。图6a 的导管152中剩余甲烷制冷剂流进入高阶丙烷激冷器18，在此如上所述经 间接热交换装置4将其进一步冷却。所得料流随后流过导管154并进入主 甲烷节约器36，在此经间接热交换装置98将甲烷制冷剂流进一步冷却。 所得料流经导管158离开主甲烷节约器36，并进入低阶乙烯激冷器/冷凝器 28。随后，经间接热交换装置91将甲烷制冷剂流进一步冷却，该装置91 使用图1a中详述的乙烯制冷剂作为冷却剂。图6a中的所得料流经导管I 离开低阶乙烯激冷器/冷凝器28，并被送入图6b中所示的重质组分脱除 /NGL回收系统。

现在转向图6b，说明LNG装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另 一实施方案。图6b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔952、第二蒸馏 塔954、主节约热交换器904、第一蒸馏塔节约热交换器902、中阶分离器 热交换器906和中阶闪蒸筒956。在本发明的一个实施方案中，第一蒸馏 塔952可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔954可以作为脱乙烷塔运行。 根据一个实施方案，第一蒸馏塔952具有主要由甲烷组成的料流回流。

现在从第一蒸馏塔952开始详细描述图6b中所示的系统的操作。如上 文参照图6a所述，导管D和B中的料流分别来自低阶丙烷激冷器18和高 阶乙烯激冷器24的出口。根据图6b，这两股料流在进入第一蒸馏塔952 之前在导管926中合并。可以经阀925控制相对热的料流D的流量，以保 持第一蒸馏塔进料926的所需温度。图6b中第一蒸馏塔952的塔顶出口的 蒸气产物经导管F离开，并如上文图6a中所述进入中阶乙烯激冷器26。 该料流最后成为最终LNG产品。

图6a中的一部分甲烷循环流经导管E送入图6b。此后，将导管E中 的料流分配到数个导管。导管E中的一部分料流流经导管928，于是另一 部分该料流经导管936送入主节约热交换器904，在此经间接热交换装置 963将该料流加热并至少部分气化。所得料流经导管938离开主节约热交 换器904，并与将要论述的导管934中的料流合并。再讨论导管928，剩余 部分的该料流进入中阶分离器节约热交换器906，在此经间接热交换装置 930将该料流冷却。所得冷却的料流经导管H离开，并如前所述送入图6a 中的低阶丙烷激冷器18的入口。在图6b中，导管E中的该料流剩余部分 进入第一蒸馏塔节约热交换器902，在此经间接热交换装置916将该料流 加热(再沸)。所得至少部分气化的料流经导管934离开第一蒸馏塔节约 热交换器902，于是如上所述其与导管938内的加热料流合并。该复合流 经导管940流入第一蒸馏塔952，在此其用作汽提气体。导管I中的料流 如上所述来自图6a中的中阶乙烯激冷器26的出口。根据如4b，这种主要 为甲烷的料流回流到图6b中的第一蒸馏塔952中。

第一蒸馏塔952的塔底出口的液体产物经导管942离开。一部分该料 流随后经导管944送入中阶分离器956，在此气相和液相分离。气相经导 管946离开并送入中阶分离器节约热交换器906，在此经间接热交换装置 932使该料流升温。所得料流离开中阶分离器节约热交换器906，并如上所 述经导管G送入图6a中的甲烷压缩机32的高阶入口。

根据图6b，液流经导管948离开中阶分离器956，并与将要论述的导 管974中的料流合并。从中阶闪蒸筒956中移出两股侧线流。一股侧线流 经导管950从中间分离器956中移出。该侧线流流入主节约热交换器904， 在此经间接热交换装置962将其加热(再沸)。所得料流与将要论述的导 管964中的料流合并，并经导管960返回中阶分离器956。另一侧线流从 中间分离器956移出，并经导管966送入主节约热交换器904。随后经间 接热交换装置970将该料流加热并至少部分气化。所得料流经导管972离 开主节约热交换器904并返回中阶分离器956。

现在转向导管942中第一蒸馏塔952的塔底液体产物的其余部分，该 料流进入第一蒸馏塔节约热交换器902，在此经间接热交换装置918将其 冷却。所得冷却的液体经导管976流入冷凝器920，在此导管976中的料 流充当将要论述的导管978中的料流的冷却剂。在离开冷凝器920后，在 导管968中的所得加热料流分成在导管964和974中的两股料流。导管964 中的那部分料流如上所述进入中阶分离器956之前与离开主节约热交换器 904的料流在导管960中合并。导管974中的那部分加热料流与经导管948 离开中间分离器956的液相合并。所得复合流经导管980进入第二蒸馏塔 954。

第二蒸馏塔954的塔顶出口的蒸气产物经导管978离开并进入冷凝器 920，在此如上所述通过与导管976中的来自第一蒸馏塔952的塔底出口的 液流间接热交换，将该料流冷凝。该至少部分冷凝的料流经导管982进入 第二蒸馏塔分离器908，在此气相和液相分离。主要富含乙烷的气相离开 第二蒸馏塔分离器908，并经导管984送去进一步处理和/或储存。液相经 导管986离开第二蒸馏塔分离器908，并进入回流泵910的吸入口。回流 泵910将该料流经导管988排放到第二蒸馏塔954中作为回流。

经导管990从第二蒸馏塔954移出侧线流。将该料流送入加热器912， 在此通过与外部流体(例如水蒸气或其它传热流体)的间接热交换将其加 热(再沸)。料流的气化部分经导管992返回第二蒸馏塔954，在此其用 作汽提气体。所得液体部分经导管994离开第二蒸馏塔再沸器912，于是 其与导管996中的第二蒸馏塔954塔底出口的液体产物合并。所得复合流 为最终NGL产物。最终NGL产物由乙烷和更重质组分组成，并经导管998 送去储存和/或进一步处理。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图6b中所示的系统的一个 或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值 的LNG，可以对蒸馏塔952和/或954的操作参数进行一个或多个下列调 节：(1)降低第一蒸馏塔952的进料流26的温度；(2)降低第一蒸馏塔 952的汽提气体流940的流速；(3)提高第一蒸馏塔952的回流I的流速。 如上文对图1b所论述，存在若干种实现上述项目(1)-(3)所列的调节 的方法，包括本领域技术人员公知的那些。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图6a和6b的LNG装置的LNG产品的热值。

图7a和7b中示出了本发明的LNG装置的再一实施方案。图7b示出 了该装置的重质组分脱除/NGL回收系统的另一实施方案。管线H、D、B、 F、E和G表示图7b中所示的系统如何与图7a中的LNG装置集成。根据 本发明的一个实施方案，可以操作LNG装置以使最终NGL产品中的C₂₊回收率最大化。

图7a中的系统的主要部件与图1a中所列的那些相同。现在详细解释 图7a中与上文对照图1a所述的系统操作不同的操作。富含甲烷流经导管 112离开中阶丙烷激冷器16，于是其与将要论述的来自图7b的导管H中 的料流合并。图7b中所示的系统的操作即将详述。该复合流进入低阶丙烷 激冷器18，在此经间接热交换装置64将该料流冷却。所得冷却的料流经 导管114离开低阶丙烷激冷器18，于是一部分该料流经导管D送入下文详 述的图7b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统用于进一步处理。

剩余富含甲烷流进入高阶乙烯激冷器24，在此经间接热交换装置82 将其进一步冷却。所得料流经导管B送入图7b中的重质组分脱除/NGL回 收系统。在如下所述的附加处理后，该富含甲烷流经导管F返回图7a中， 于是其进入中阶乙烯激冷器26并经间接热交换装置84将其冷却。所得料 流流经导管119并与导管158中的甲烷制冷剂循环流合并。该复合流经导 管120流入低阶乙烯激冷器/冷凝器28，在此经间接热交换装置90将其进 一步冷却。所得加压的含LNG流经导管122离开低阶乙烯激冷器/冷凝器 28并送入主甲烷节约器36。加压的含LNG流随后如上参照图1a所述继 续经过甲烷制冷循环的间接热交换和膨胀冷却阶段。与图1a类似地，从最 后膨胀阶段所得的液体是图7a中的最终LNG产品。

在图7a中所示的甲烷制冷循环中，将要论述的导管G中的料流来自 图7b中所示的重质组分脱除/NGL回收系统，并进入图7a，在此其与在甲 烷压缩机32的高阶入口上游导管168中的甲烷制冷剂流合并。压缩的复合 流经导管192送入甲烷冷却器34，在此通过与外部流体(例如空气或水) 间接热交换将该料流冷却。一部分所得料流经导管E送入图7b用于进一 步处理。剩余制冷剂流经导管152流入高阶丙烷激冷器14，并如上参照图 1a所述进行处理。

现在转向图7b，说明本发明的LNG装置的重质组分脱除/NGL回收 系统。图7b中所示系统的主要部件包括第一蒸馏塔1052、第二蒸馏塔1054、 主节约热交换器1004、第一蒸馏塔节约热交换器1002、中阶分离器热交换 器1006和中阶闪蒸筒1056。在本发明的一个实施方案中，第一蒸馏塔1052 可以作为脱甲烷塔运行，第二蒸馏塔1054可以作为脱乙烷塔运行。根据一 个实施方案，第一蒸馏塔1052没有回流。

图7b中所示的系统的操作类似于参照图6b中所示的重质组分脱除 /NGL回收系统所述的操作，只是图7b中的第一蒸馏塔1052没有回流。 图7b中的管线和部件在数字上标为比图6b中的相应管线大100的值。字 母标示的管线(例如B、D、E、F、G、H)在图7b和6b中相同。图7b 中相应管线和部件的功能和操作与上文参照图6b所述的那些类似。例如， 图7b中的第一蒸馏塔1052的汽提气体流1040直接对应于图6b中的第一 蒸馏塔952的汽提气体流940的功能和操作。

根据本发明的一个实施方案，可以通过改变图7b中所示的系统的一个 或多个操作参数来调节LNG产品的热值。例如，为了制备具有较低热值 的LNG，可以对蒸馏塔1052和/或1054的操作参数进行一个或多个下列 调节：(1)降低第一蒸馏塔1052的进料流26的温度；(2)降低第一蒸 馏塔1052的汽提气体流1040的流速；和/或(3)提高第二蒸馏塔1054的 回流1088的流速。如上文参照图1b所论述，存在若干种实现上述项目(1) -(3)所列的调节的方法，包括本领域技术人员公知的那些。

与图1a和1b类似，应该理解的是，可以通过逆向进行一个或多个上 述操作来提高图7a和7b的LNG装置的LNG产品的热值。

在本发明的一个实施方案中，使用传统工艺仿真软件在计算机上仿真 图1-7中所示的LNG生产系统。合适的仿真软件的实例包括Hyprotech的 HYSYS^TM、Aspen Technology，Inc.的Aspen 和Simulation Sciences Inc.的

上述本发明的优选形式仅用作示例，不应该用于以限制性意义解释本 发明的范围。本领域技术人员在不背离本发明的精神的情况下，容易对上 列示例性实施方案作出明显修改。

本发明人在此表达他们的意图：当涉及本质上不背离本发明但超出如 所附权利要求所述的本发明字面范围的任何装置时，根据“等同原则”确 定和评价本发明的合理范围。

数值范围

本说明书使用数值范围量化与本发明有关的某些参数。应该理解的是， 当提供数值范围时，这类范围被视为为仅列举该范围的下限值的权利要求 限定和仅列举该范围的上限值的权利要求限定提供字面支持。例如，公开 的10至100的数值范围为列出“大约10”(没有上限)的权利要求和列 出“小于100”(没有下限)的权利要求提供了字面支持。

本说明书使用具体数值量化与本发明有关的某些参数，其中该具体数 值并不明确地是数值范围的一部分。应该理解的是，本文提供的各个具体 数值被视为为宽的、中等和窄的范围提供字面支持。与每一具体数值相关 的宽范围是该数值+/-该数值的60％，四舍五入到2位有效数字。与每一具 体数值相关的中等范围是该数值+/-该数值的30％，四舍五入到2位有效数 字。与每一具体数值有关的窄范围是该数值+/-该数值的15％，四舍五入到 2位有效数字。例如，如果本说明书描述了62℉的具体温度，这种描述提 供了25℉至99℉(62℉+/-37℉)宽数值范围，43℉至81℉(62℉+/-19℉) 的中等数值范围和53℉至71℉(62℉+/-9℉)的窄数值范围的字面支持。 这些宽的、中等的、和窄的数值范围应该不仅适用于具体值，还应该适用 于这些具体值之间的差值。因此，如果本说明书描述了110psia的第一压 力和48psia的第二压力(相差62psi)，则这两股料流之间的压差的宽范 围、中等范围和窄范围分别是25至99psi，43至81psi和53至71psi。

定义

本文所用的术语“天然气”是指含有至少65摩尔％甲烷，其余量为乙 烷、更重质烃、氮、二氧化碳和/或少量其它污染物，例如汞、硫化氢和硫 醇的料流。

本文所用的术语“混合制冷剂”是指含有多种不同组分的制冷剂，其 中没有一种组分超过制冷剂的75摩尔％。

本文所用的术语“纯组分制冷剂”是指不是混合制冷剂的制冷剂。

本文所用的术语“级联制冷工艺”是指使用多个制冷循环的制冷工艺， 各制冷循环使用不同的纯组分制冷剂以依次冷却天然气。

本文所用的术语“开放循环级联制冷工艺”是指包括至少一个封闭制 冷循环和一个开放制冷循环的级联制冷工艺，其中开放循环中所用的制冷 剂的沸点小于封闭循环中所用的制冷剂的沸点，并通过一个或多个封闭循 环完成冷凝开放循环制冷剂的一部分冷却任务。在本发明的一个实施方案 中，使用主要为甲烷的料流作为开放制冷循环中的制冷剂。这种主要为甲 烷的料流来自处理过的天然气进料流，并可以包括压缩的开放甲烷循环气 流。

本文所用的术语“膨胀型冷却“是指在气体、液体或两相体系的压力 经过减压装置降低时发生的冷却。在一个实施方案中，膨胀装置是 Joule-Thompson膨胀阀。在本发明的另一实施方案中，膨胀阀是水力或气 体膨胀器。

本文所用的术语“中沸点”是指在此温度下，一半重量的物理组分混 合物在特定压力下已经气化(即蒸发)。

本文所用的术语“间接热交换”是指其中制冷剂在制冷剂与要冷却的 物质之间没有实际物理接触的情况下将要冷却的物质冷却的工艺。釜中带 芯式热交换器和钎焊铝板翅式热交换器是促进间接热交换的具体设备实 例。

本文所用的术语“节约器”或“节约热交换器”是指采用多个使用间 接热交换的热交换器以在工艺流之间有效传热的结构。通常，节约器通过 彼此热集成工艺流而使外部能量输入最小化。

本文所用的术语“高位热值”或“HHV”是指LNG产品燃烧时释放 的热量，并考虑气化燃烧反应产生的水所需的能量。

本文所用的术语“BTU含量”是术语“高位热值”的同义词。

本文所用的术语“蒸馏塔”或“分离器”是指根据相对挥发性分离料 流用的装置。

本文所用的术语“稳态操作”是指在开车和停车之间相对平稳和连续 的操作期间。

本文所用的术语“非进料操作参数”是指设备或装置的某项部件中除 了设备或装置的该项部件的主进料的组成以外的任何操作参数。

本文所用的术语“天然气液”或“NGL”是指烃类混合物，其组分例 如通常重于乙烷。NGL料流的烃组分的一些实例包括丙烷、丁烷和戊烷异 构体、苯、甲苯和其它芳族化合物分子。乙烷也可以包含在NGL混合物 中。

本文所用的术语“上游”和“下游”是指沿着天然气通过天然气液化 装置的主流径，该装置的各个部件的相对位置。

本文所用的术语“主要”、“基本”、“大体上”、“大部分”当用 于描述流体流的特定组分的存在时，是指该流体流包含至少50摩尔％的所 述组分。例如“主要”甲烷流、“基本”甲烷流、“大体上”由甲烷组成 的料流、或“大部分”由甲烷组成的料流都是指包含至少50摩尔％甲烷的 料流。

本文所用的术语“和/或”当用在列举两个或多个事项时，是指所列项 中的任一项可以单独使用，或可以使用两个或更多个所列项的任何组合。 例如，如果一种组合物被描述成含有组分A、B和/或C，该组合物可以只 含A；只含B；只含C；含A和B；A和C；B和C；或A、B和C。

本文所用的术语“包含”是用于从该术语之前所列的对象过渡到该术 语之后所列的一个或多个要素的开放式过渡术语，其中该过渡术语之后所 列的一个或多个要素不必是构成该对象的唯一要素。

本文所用的术语“包括”具有与“包含”相同的开放式含义。

本文所用的术语“具有”具有与“包含”相同的开放式含义。

本文所用的术语“含有”具有与“包含”相同的开放式含义。

本文所用的术语“该”和“所述”是指一种或多种。

上述本发明的优选形式仅用作示例，不应该用于以限制性意义解释本 发明的范围。本领域技术人员在不背离本发明精神的情况下，容易对上述 示例性实施方案作出明显修改。