从天然气原料流生产过冷液化天然气流的方法和相关的设备

摘要

该方法包括让原料流(12)在第一热交换器(16)中通过，以便与一气态制冷流(60)进行热交换，所述气态制冷流(60)在第一制冷循环(26)中产生，所述第一制冷循环(26)包括第一动态膨胀透平机(34)。所述方法包括让一预冷原料流(18)在第二热交换器(20)中通过，以便与第二气态制冷流(62)进行热交换，所述第二气态制冷流(62)在第二制冷循环(28)中产生，所述第二制冷循环(28)包括第二动态膨胀透平机(42)。所述方法包括让一液化天然气流(22)在第三热交换器中通过，以便与第三制冷流(64)进行热交换，第三制冷流(64)在第三制冷循环(30)中产生，所述第三制冷循环(30)包括第三动态膨胀透平机(52)，所述第三动态膨胀透平机(52)不同于第一膨胀透平机(34)和第二膨胀透平机(42)。

说明书

技术领域

本发明涉及从天然气原料流生产过冷液化天然气流的方法，该方法 用于形成低于-120℃的温度的过冷液化天然气(GNL)。

背景技术

这类方法用于特别是在天然气生产现场附近进行实施，以将大体积 的天然气原料流转化为体积较小的液化天然气。液化天然气可特别是装 载在液化天然气运输船中，以通过海路向消费中心运送。

该方法要么用于在新的天然气液化装置中实施，要么用于在已存的 装置中实施。

为了液化天然气原料流，经常使用一种方法，该方法包括使用通过 C₂⁺烃形成的制冷流体的多个制冷循环。

这类方法的一示例在于，以首字母缩合词“C3/MR”表示，使用两 个制冷循环：第一循环使用丙烷，和第二循环使用由氮气、甲烷、乙烷 和丙烷组成的制冷混合物。

在这些循环中流动的制冷剂在以气态形式压缩后，至少部分地被液 化，例如通过经历在膨胀阀中的静态膨胀。

以此获得的液体被布置以与不同温度等级的原料流进行热交换，液 态制冷剂通过与原料流的热交换蒸发，因而提供用于原料流的冷却、液 化和过冷的负大卡。这些制冷循环从热力学上可适用于原料流，以获得 非常高的效率。

然而，这些方法要求与在液化装置外一样在液化装置内使用和存储 液态形式的制冷剂。因此，需要以液态形式生产或提供，和至少暂时性 地存储烃，如丙烷和乙烷。这需要就安全性而言的特别预防措施和适合 的基础设施，以避免发生事故。

这类方法因此不适于可用空间小和/或具有安全限制的环境，特别是 如烃回收、存储和处理的浮式装置，这以英语首字母缩合词“FPSO” (Floating Production Storage & Offloading，浮式生产储存卸货装置) 表示或直接地在海底天然气层上方的海上平台。

因此，在后两者情形中，需要将天然气运送到位于地面的液化装置， 这并不经济并且这要求海底管道的铺设。

为了消除这种问题，公知在文献US-5,768,912中的如前述类型 的方法，其用于天然气的预冷和液化，使用常见的混合制冷剂的第一循 环，继而是包括三个动态气体膨胀透平机的第二复合循环。

在第二循环中，制冷流体基本由氮气形成，氮气在循环中的整个流 动中保持气态。

这类方法因此允许部分地摆脱与通过C₂⁺烃形成的危险的液态制冷 流体的运输、存储和使用相关联的困难。此外其较不敏感于其在之中实 施的装置的运动，特别是当该装置装载在一浮式系统上时。

不过该方法的热动力学效率低，这使得对其的利用在能量上代价不 菲。

发明内容

本发明的一目的因此在于：在限定的和可能在水域上浮动的空间中， 以可靠的方式对天然气原料流进行预冷、液化和过冷，同时非常经济。

为此，本发明的对象在于前述类型的一种方法，其特征在于，所述 方法包括以下步骤：

-通过经过第一热交换器对天然气原料流进行预冷，以获得温度低 于-20℃的一预冷原料流；

-通过经过第二热交换器对预冷原料流进行液化，以获得温度低于 -80℃的至少一液化天然气流；

-通过经过第三热交换器对所述液化天然气流进行过冷，以获得过 冷到温度低于-120℃的一过冷液化天然气流；

-在第一热交换器中使所述原料流与基本气态的第一制冷流进行 热交换联系，所述第一制冷流在第一制冷循环中从来自第一动态膨胀透 平机的膨胀的制冷流体的第一气态流产生；

-在第二热交换器中使所述预冷原料流与在第二制冷循环中流动 的第二气态制冷流进行热交换联系，所述第二气态制冷流从来自第二动 态膨胀透平机的膨胀流体的第二气态流产生，所述第二动态膨胀透平机 不同于所述第一动态膨胀透平机；

-在第三热交换器中使所述液化天然气流与在第三制冷循环中流 动的第三制冷流进行热交换联系，所述第三制冷流至少部分地从来自第 三动态膨胀透平机的膨胀流体的第三气态流产生，所述第三动态膨胀透 平机不同于所述第一动态膨胀透平机和所述第二动态膨胀透平机；

-将在所述第一热交换器的出口获得的被加热的第一制冷流向第 一压缩装置运送，而不经过所述第二热交换器和所述第三热交换器；

-将来自所述第二热交换器的被加热的第二制冷流向第二压缩装 置运送，而不经过所述第一热交换器和所述第三热交换器；

-将来自所述第三热交换器的被加热的第三制冷流向第三压缩装 置运送，而不经过所述第一热交换器和所述第二热交换器。

根据本发明的方法可包括一或多个以下的特征，单独地或根据技术 上所有可能的组合：

-所述方法包括以下步骤：

-将所述膨胀的制冷流体的第一气态流分为第一气态制冷流和第 一辅助冷却流；

-在第二循环热交换器中使所述第一辅助冷却流与来自第二压缩 装置的第二压缩制冷流进行热交换联系，以形成冷却的第二压缩制冷流，

-将冷却的第二压缩制冷流向第二膨胀透平机运送，以形成膨胀的 制冷流体的第二气态流；

-所述方法包括以下步骤：

-将所述膨胀的制冷流体的第二气态流分为第二气态制冷流和第 二辅助冷却流，和

-在第三循环交换器中使所述第二辅助冷却流与来自所述第三压 缩装置的第三压缩制冷流进行热交换联系，以形成冷却的第三压缩制冷 流，

-将所述冷却的第三压缩制冷流向第三膨胀透平机运送，以形成膨 胀的制冷流体的第三气态流；

-分别地在所述第一制冷循环、所述第二制冷循环和所述第三制冷 循环中流动的制冷流体完全地被分开，

来自所述第一热交换器的被加热的第一制冷流、来自所述第二热交 换器的被加热的第二制冷流、和来自所述第三热交换器的被加热的第三 制冷流分别地向不同的压缩机运送，相应地，第一制冷流向第一压缩装 置运送，第二制冷流向第二压缩装置运送，且第三制冷流向第三压缩装 置运送，以相互分开地进行压缩；

-所述方法包括以下步骤：

-从被加热的第一制冷流、被加热的第二制冷流和被加热的第三制 冷流之中的至少两个形成至少一混合流，

-在所述第一压缩装置、所述第二压缩装置和所述第三压缩装置的 至少两个所共用的一压缩机中压缩该或每个混合流；

-所述第三制冷流在引入所述第三热交换器中之前基本是气态的；

-所述方法包括以下步骤：

-将来自所述第三压缩装置的压缩制冷流分为用于形成所述第三 制冷流的一构成流和用于对所述构成流进行制冷的一气态制冷流，

-将所述气态制冷流向所述第三膨胀透平机运送，并且使来自所述 第三膨胀透平机的膨胀的气态冷却流与所述构成流进行热交换联系，以 对所述构成流进行液化，

-将所述液化的构成流向一液压膨胀透平机运送，以形成基本液态 的第三制冷流，

-使基本液态形式的第三制冷流在所述第三热交换器中与所述液 化天然气流进行热交换联系；

-所述方法包括以下步骤：

-将来自所述第一热交换器的预冷原料流分为一预冷的主要原料 流和一辅助膨胀流，

-将所述辅助膨胀流进行膨胀直到一低压，该低压比所述预冷的主 要原料流的压力至少低5bar，和

-来自所述膨胀流的一物流在所述第二热交换器中和所述第三热 交换器中相继地经过，以输送一低压过冷液化天然气流；

-所述第一制冷流、所述第二制冷流和所述第三制冷流的每个的氮 气摩尔浓度大于90％；

-所述第一制冷流基于具有大于70％的甲烷摩尔浓度的天然气形 成；

-所述第二制冷流包含大于90％的甲烷摩尔浓度；

-所述第一制冷流包含大于5％的二氧化碳摩尔浓度；

-在所述第一压缩装置的出口的压力大于50bar，有利地大于 70bar；并且，在所述第一压缩装置的入口的压力大于10bar，有利地大 于15bar。

本发明的对象还在于从天然气原料流生产过冷液化天然气流的一种 生产设备，其特征在于，所述设备包括：

-天然气原料流的预冷部件，其包括第一热交换器，所述第一热交 换器用于获得预冷到低于-20℃的一温度的一预冷原料流；

-预冷原料流的液化部件，其包括第二热交换器，所述第二热交换 器用于获得温度低于-80℃的至少一液化天然气流；

-液化天然气流的过冷部件，其包括第三热交换器，所述第三热交 换器用于获得过冷到低于-120℃的一温度的一过冷液化天然气流；

-第一制冷循环，其包括第一动态膨胀透平机和第一压缩装置，所 述原料流在所述第一热交换器中与基本气态的第一制冷流进行热交换联 系，所述第一制冷流在所述第一制冷循环中，从来自第一动态膨胀透平 机的膨胀的制冷流体的第一气态流产生；

-第二制冷循环，其包括第二动态膨胀透平机和第二压缩装置，所 述第二动态膨胀透平机不同于所述第一动态膨胀透平机，所述预冷原料 流在所述第二热交换器中，与从来自所述第二动态膨胀透平机的膨胀的 制冷流体的第二气态流产生的第二气态制冷流进行热交换联系；

-第三制冷循环，其包括第三动态膨胀透平机和第三压缩装置，所 述第三动态膨胀透平机不同于所述第一动态膨胀透平机和所述第二动态 膨胀透平机，所述液化天然气流在所述第三热交换器中，与在所述第三 制冷循环中流动的第三制冷流进行热交换联系，所述第三制冷流至少部 分地从来自第三动态膨胀透平机的膨胀流体的第三气态流产生；

所述第一制冷循环包括运送部件，所述运送部件将在所述第一热交 换器的出口获得的被加热的第一制冷流向所述第一压缩装置运送，而不 经过所述第二热交换器和所述第三热交换器；

所述第二制冷循环包括运送部件，所述运送部件将在所述第二热交 换器的出口获得的被加热的第二制冷流向所述第二压缩装置运送，而不 经过所述第一热交换器和所述第三热交换器；

所述第三制冷循环包括运送部件，所述运送部件将来自所述第三热 交换器的被加热的第三制冷流向所述第三压缩装置运送，而不经过所述 第一热交换器和所述第二热交换器；

-所述第一热交换器、所述第二热交换器和所述第三热交换器是常 见类型的或卷绕类型的管和护栅形式的热交换器；

-所述第一热交换器、所述第二热交换器和所述第三热交换器是由 奥氏体不锈钢制成的；和

-所述第一热交换器、所述第二热交换器和所述第三热交换器是常 见类型的管和护栅形式的热交换器。

附图说明

通过阅读接下来的仅作为示例提供且参照附图的描述，本发明将更 好地得到理解，附图中：

-图1是实施根据本发明的第一生产方法的第一设备的功能概要 简图；

-图2是与图1相似的实施根据本发明的第二生产方法的第二设备 的视图；

-图3是与图1相似的实施根据本发明的第三生产方法的第三设备 的视图；

-图4是与图1相似的实施根据本发明的第四生产方法的第四设备 的视图；

-图5是与图1相似的实施根据本发明的第五生产方法的第五设备 的视图；

-图6是与图1相似的实施根据本发明的第六生产方法的第六设备 的视图；

-图7是与图1相似的实施根据本发明的第七生产方法的第七设备 的视图；

-图8是与图1相似的实施根据本发明的第八生产方法的第八设备 的视图；

-图9是与图1相似的实施根据本发明的第九生产方法的第九设备 的视图。

具体实施方式

图1示出根据本发明的第一设备10，其用于对以气态形式获得的天 然气原料流12进行液化和过冷，以形成过冷的液化天然气(GNL)流 14。

该设备10包括预冷原料流12的第一热交换器16，用于形成一预冷 原料流18、液化预冷原料流18的第二热交换器20，用于形成一液化天 然气流22、和第三热交换器24，用于对液化天然气流进行过冷和形成过 冷的液化天然气流14。

设备10此外包括第一制冷循环26，用于对第一热交换器16进行供 给；第二制冷循环28，用于对第二热交换器20进行供给和第三制冷循 环30，用于对第三热交换器24进行供给。

制冷循环26、28、30是“逆布雷顿”类型的循环，每个循环以经历 动态膨胀的基本气态的一制冷流体进行运行。

因此，第一制冷循环26包括第一压缩装置32，和第一动态膨胀透 平机34。

第一压缩装置32在该示例中包括多个压缩级，每个压缩级包括一压 缩机36A、36B、36C，和一冷却器38A、38B、38C，冷却器串联地安 装在压缩机36A、36B、36C的出口。

第一压缩装置32的最后一个压缩机36C与第一透平机34在转动方 面相联结，以优选地主要被该透平机34在转动方面带动。压缩机36A、 36B优选地被一共用马达在转动方面带动。

第二制冷循环28包括第二压缩装置40和第二动态膨胀透平机42， 所述第二动态膨胀透平机42不同于所述第一动态膨胀透平机34。其还 包括第二循环交换器44。

第二压缩装置40包括与第一压缩装置32的结构相似的一结构。因 此在该示例中其具有多个压缩级，每个压缩级包括一压缩机46A、46B、 46C，和一冷却器48A、48B、48C，冷却器串联地安装在压缩机46A、 46B、46C的出口。

第二压缩装置40的最后一个压缩机46C与第二透平机42在转动方 面相联结，以优选地主要被该透平机42在转动方面带动。压缩机46A、 46B优选地被一共用马达在转动方面带动。

第三制冷循环30包括第三压缩装置50，第三动态膨胀透平机52和 第三循环交换器54。

第三压缩装置50具有与第一压缩装置32的结构相似的一结构。因 此在该示例中其具有多个压缩级，每个压缩级包括一压缩机56A、56B、 56C，和一冷却器58A、58B、58C，冷却器串联地安装在压缩机56A、 56B、56C的出口。

第三压缩装置50的最后一个压缩机56C与第三透平机52在转动方 面相联结，以优选地主要被该透平机52在转动方面带动。压缩机56A、 56B优选地被一共用马达在转动方面带动。

在图1上示出的示例中，三个制冷循环26、28、30是完全分离的。 其每个分别地以第一制冷流体、第二制冷流体、和第三制冷流体进行运 行，不进行混合，在这些流体之间也不存在热交换。

第一压缩装置26、第二压缩装置28和第三压缩装置30的相应的压 缩机是各不相同的。

现在将描述根据本发明的第一液化和过冷方法。

在接下来的整个描述中，将通过相同的数字标识表示液流和运输液 流的管道。相同地，所考虑的压力是绝对压力，并且除了相反地进行指 明外，所考虑的百分比是摩尔百分比。

在该示例中的每个压缩机的效率是82％多变性效率，和每个透平机 的效率是86％绝热效率。

原料流12在该示例中是液化天然气流，其包括(摩尔)氮气4.00％、 甲烷87.50％、乙烷5.50％、丙烷2.10％、i-C₄烃0.30％、n-C₄烃0.50％、 i-C₅烃0.10％。因此，该原料流12包括大于80％的烃摩尔浓度和在0％ 到20％之间的氮气摩尔浓度。

该原料流12具有小于50℃的一温度，和例如在50℃到0℃之间， 在该示例中等于35℃。该原料流具有大于30bar的一压力，和特别是在 30bar到90bar之间，有利地等于66.5bar。

在该示例中，该原料流12是唯一地气态的。其具有质量上小于0.1％ 的液态馏分。

待处理的原料摩尔流量在该示例中大于20kmol/h，和有利地等于40 000kmol/h。

原料流12被引入第一热交换器16中，在其中通过与由在第一制冷 循环26中流动的第一制冷流体形成的第一制冷流60进行热交换，原料 流被预冷到小于-20℃的一温度，特别是等于-40℃。

在第一热交换器16的出口，该原料流12形成预冷原料流18。该预 冷原料流18基本是气态的，以使得其具有在液体方面小于5％的体积率。

然后，预冷原料流18被引入第二热交换器20中，在其中预冷原料 流18与由在第二制冷循环28中流动的第二制冷流体形成的第二气态制 冷流62对流式地进行冷凝。

预冷原料流18在第二热交换器20的出口形成液化天然气流22，其 具有小于-80℃的一温度，并且特别是基本等于-90℃。

继而，液化天然气流22被引入第三热交换器24中，在其中液化天 然气流被布置以与在第三循环30中流动的第三制冷流体形成的第三气 态制冷流64对流式地进行热交换。

液化天然气流22在第三热交换器24的出口形成过冷的液化天然气 流14，其在小于-120℃的一温度产生，并且特别是等于-148.1℃。

过冷液化天然气流14此外具有略小于原料流12的压力的一压力， 例如比原料流12的压力小10％，和在该示例中等于62bar。

在图1上的示例中，第一制冷循环26是逆布雷顿类型的一封闭循环。

在该循环中，来自第一热交换器16的被加热的第一制冷流66形成 加热的低压制冷流体的整个第一制冷流68，其被注入压缩装置32的第 一压缩机36A的入口。

被加热的第一制冷流66被运送向第一压缩装置32，而不经过第二 热交换器20、第三热交换器24。其不再与在第一交换器16的出口和第 一压缩装置32的入口之间的天然气原料流进行热交换。

第一低压流68在每个压缩机36A、36B、36C中相继地进行压缩， 同时在每个压缩机36A、36B、36C的出口通过一冷却器38A、38B、38C 进行冷却。

制冷剂基于在设备10中可用的水或空气。其因此具有例如在0℃到 40℃之间的一温度。

在第一压缩装置26的出口，第一低压流68形成第一压缩制冷流70， 其具有大于60bar的一压力，并且特别是基本等于75bar。第一压缩制 冷流70具有基本等于冷却器38A、38B、38C的温度的一温度，在该示 例中大约为36℃。

然后，第一压缩制冷流70被注入第一动态膨胀透平机34中，在其 中期经历动态膨胀，直到小于25bar的一压力，并且特别是等于大约 17bar。第一压缩制冷流70在膨胀透平机34的出口形成第一膨胀制冷流 72，其组成整个第一制冷流60。该第一制冷流60的温度低于-22℃，并 且特别是基本等于-60℃。

第一制冷流的流量在该示例中基本等于59960kmol/h。

在第一制冷循环26中流动的第一制冷流体是唯一地气态的。其因此 包括在体积方面小于1％的液体浓度。

在第一实施方式中(例1)，该流体由超过90％的摩尔氮气组成， 有利地由100％的摩尔氮气组成。

在另一变型中(例1a)，该流体由有利地包括超过70％的甲烷的天 然气组成，并且特别是由超过85％的甲烷和超过5％的C₂⁺的烃组成。 该制冷剂有利地通过原料气12形成。

当二氧化碳在设备10中是可用的时，例如在设备中通过粗天然气的 脱碳产生，将至少10％，有利地至少18％的二氧化碳引入第一制冷流体 中是有利的。在一变型中(例1b)，第一制冷流体包括大约20％的二 氧化碳。

在第二热交换器20的出口，第二制冷流62形成的被加热的第二制 冷流76，其被引入第二循环交换器44中，以形成用于被引入第二压缩 装置28中的第二低压制冷流78。

被加热的第二制冷流76被运送向第一压缩装置32，而不经过第一 热交换器16、第三热交换器24。其不再与在第二交换器20出口和第二 压缩装置40入口之间的天然气原料流进行热交换。

第二低压流78继而相继地在每个压缩机46A、46B、46C和每个冷 却器48A、48B、48C中经过，以在经过压缩机46B之后，被压缩到大 于40bar的一压力，例如等于大约50bar，然后在经过压缩机46C-- 压缩机46C优选地与第二膨胀透平机42相联结--之后，被压缩到优 选地大于60bar的一压力，和例如基本等于75bar。

在冷却器48C的出口，第二压缩制冷流80形成。

该第二压缩制冷流80在第二循环交换器44中，与被加热的第二制 冷流76对流式地进行冷却，以形成冷却到低于-20℃的一温度和特别是 等于大约-37℃的第二冷却压缩流81。

继而，第二冷却压缩流81被引入第二膨胀透平机42中，以形成第 二膨胀制冷流82，其组成被引入第二交换器20中的整个第二制冷流62。

在交换器20入口的第二制冷流62的压力小于32bar，和特别是等 于大约27bar。

在交换器20入口的第二制冷流62的温度低于-80℃，和特别是等于 -92℃。在该示例中第二制冷流62的流量基本等于164850kmol/h。

在第二制冷循环28中流动的第二制冷流体也是唯一地气态的。其因 此包括在体积方面小于1％的液体浓度。

在第一实施方式中，在第二循环28中流动的第二制冷流体由超过 90％的氮气形成，有利地由大约100％的氮气形成。

在一变型中，该第二制冷流体由包含超过70％的甲烷和少于10％的 氮气的天然气形成。

在经过第三交换器24之后，第三制冷流64形成被加热的第三制冷 流86，其被引入第三循环交换器54中，以在接近环境温度的一温度和 特别基本等于34℃的温度下，形成第三低压加热制冷流88。

被加热的第三制冷流86被运送向第三压缩装置50，而不经过第一 热交换器16、第二热交换器20。其不再与在第三交换器24出口和第三 压缩装置50入口之间的天然气原料流进行热交换。

继而，第三低压流88相继地被引入每个压缩机56A、56B、56C中， 和每个冷却器58A、58B、58C中，以在第三压缩装置30的出口形成第 三高压制冷流90。

第三高压制冷流90在压缩机56B出口的压力优选地大约为40bar。 在经过优选地与第三膨胀透平机52相联结的压缩机56C中后，该压力 优选地大于50bar，和特别是大于70bar。

第三高压制冷流90继而被引入循环的第三交换器54中，以与被加 热的第三制冷流86对流式地进行冷却和形成冷却到小于-60℃和特别是 等于大约-75℃的一温度的第三冷却压缩流91。

该第三冷却压缩流91继而被引入第三膨胀透平机42中，以形成第 三膨胀制冷流92，其组成被引入第三交换器24中的整个第三制冷流64。

在交换器24入口的第三制冷流64的压力小于20bar和特别是等于 大约13bar。

在交换器24入口的第三制冷流64的温度低于-120℃，和特别是等 于-150℃。第三制冷流64的流量在该示例中基本等于79818kmol/h。

在图1的示例中，在第三循环30中流动的第三制冷流体基本是气态 的，即其包括在体积方面小于1％的液体。

第三制冷流体的氮气摩尔浓度大于90％，和有利地等于100％。

在图1的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例1   例1a   天然气   预冷T°   ℃   18   -40.00   -40.00   液化T°   ℃   22   -90.00   -90.00   过冷T°   ℃   14   -148.10   -148.10   制冷循环26   膨胀后T°   ℃   60   -59.70   -42.30   低压   bar   68   16.60   18.80   高压   bar   70   75.00   75.00   流量   kmol/h   70   59，960   66，091   透平机   kW   43，196   41，005   压缩机   kW   46，288   40，610   甲烷含量   mol％   70   0.00   87.50   C₂+含量   mol％   70   0.00   8.50   氮气含量   mol％   70   100.00   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -36.85   -27.75   膨胀后T℃   ℃   62   -92.00   -92.00   低压   bar   78   26.75   22.40   高压   bar   80   75.00   75.00   流量   kmol/h   80   164，853   124，200   透平机   kW   61，445   45，448   压缩机   kW   100，891   90，299   甲烷含量   mol％   80   0.00   93.00   C₂+含量   mol％   80   0.00   0.50   氮气含量   mol％   80   100.00   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -74.95   -74.95   膨胀后T℃   ℃   64   -150.10   -150.10   低压   bar   88   12.55   12.55   高压   bar   90   75.00   75.00   流量   kmol/h   90   79，818   79，818   透平机   kW   34，839   34，839   压缩机   kW   107，177   107，177   甲烷含量   mol％   90   0.00   0.00   氮气含量   mol％   90   100.00   100.00

对于不同类型的制冷剂，该方法的能量消耗在表2中示出：

  例1   例1a   例1b  循环1制冷剂   -   N2   GN2   GN2+CO2  循环2制冷剂   -   N2   GN1   GN1  循环3制冷剂   -   N2   N2   N2  循环1功率   kW   46，288   40，610   35，895  循环2功率   kW   100，891   90，299   90，299  循环3功率   kW   107，177   107，177   107，177  总功率   kW   254，356   238，086   233，371

如在这些表格中可以看见，即便气体膨胀的制冷循环的理论能量效 率低，可通过使用至少三个串联布置的动态气体膨胀制冷循环26、28、 30，来获得非常令人满意的总效率。

在每个制冷循环26、28、30中存在的制冷流体的种类的优化允许根 据所选择的制冷剂的浓度，进一步改进这些循环的效率，超过15MW， 甚至超过20MW，考虑到所处理的流体的流量，这是可观的。

根据本发明的第二设备100在图2上示出。该第二设备100用于根 据本发明的第二生产方法的实施。

根据本发明的第二方法与第一方法的不同之处在于，来自第一动态 膨胀透平机34的第一膨胀制冷流72被分成用于被运送到第一交换器16 的第一制冷流60和第二制冷循环28的第一辅助冷却流102。

第一辅助制冷流102具有在第一膨胀制冷流72的摩尔流量的0％到 30％之间的一摩尔流量。

第一辅助制冷流102被引入第二制冷循环28的第二循环交换器44 中，用于在经过第二膨胀透平机42之前，对流式地冷却第二高压制冷流 80。

在第二循环交换器44的出口，第一辅助制冷流102与被加热的第一 制冷流66相混合，以形成第一加热低压流68。

在该示例中，第一制冷流体和第二制冷流体保持完全分开，并且并 不相互混合，特别是在第二循环交换器44中。

在图2的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例2   天然气   预冷T   ℃   18   -40.00   液化T   ℃   22   -90.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   72，60，102   -42.30   低压   bar   68   18.80   高压   bar   70   75.00   流量   kmol/h   70   81，091   透平机   kW   50，312   压缩机   kW   50，232   甲烷含量   mol％   70   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -33.90   膨胀后T℃   ℃   62   -92.00   低压   bar   78   25.15   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   118，107   透平机   kW   37，040   压缩机   kW   78，811   甲烷含量   mol％   80   93.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.50   氮气含量   mol％   80   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -74.00   膨胀后T℃   ℃   64   -150.30   低压   bar   88   12.20   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   78，441   透平机   kW   34，640   压缩机   kW   107，121   甲烷含量   mol％   90   3.00   氮气含量   mol％   90   97.00

如下表所示，相对于制冷流体组成恒定的图1的方法而言，获得 1.8MW的增益。

根据本发明的第三设备110在图3上示出。该第三设备110用于根 据本发明的第三生产方法的实施。

根据本发明的第三方法与在图1上示出的第一方法的不同之处在 于，第二膨胀制冷流82被分成用于被引入第二热交换器20中的第二制 冷流62和用于向第三制冷循环30提供负大卡的第二辅助制冷流112。

第二辅助制冷流112的摩尔流量小于来自第二膨胀透平机42的第二 膨胀制冷流82的摩尔流量的25％。

该第二辅助制冷流112被引入第三循环交换器54中，用于在被引入 第三膨胀透平机52中之前，对流式地冷却第三高压制冷流90。

在经过第三交换器54中之后，第二辅助制冷流112在被引入第二循 环交换器44中之前，与被加热的第二制冷流76相混合，以在该交换器 44的出口形成第二低压制冷流78。

在图3的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例3   天然气   预冷T°   ℃   18   -40.00   液化T°   ℃   22   -90.00   过冷T°   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T°   ℃   60   -43.00   低压   bar   68   18.50   高压   bar   70   75.00   流量   kmol/h   70   63，288   透平机   kW   39，657   压缩机   kW   39，951   甲烷含量   mol％   70   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -27.65   膨胀后T℃   ℃   62，82，112   -92.00   低压   bar   78   22.35   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   139，232   透平机   kW   51，081   压缩机   kW   101，456   甲烷含量   mol％   80   93.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.50   氮气含量   mol％   80   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -83.75   膨胀后T℃   ℃   64   -150.10   低压   bar   88   15.25   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   74，474   透平机   kW   26，942   压缩机   kW   89，667   甲烷含量   mol％   90   3.00   氮气含量   mol％   90   97.00

能量消耗在下表中给出。通过这种布置获得大约6.5MW的增益。

根据本发明的第四设备120在图4上示出。与第二设备100不同， 第二膨胀制冷流82被分成第二制冷流62和第三循环30的第二辅助制冷 流112，如图3的实施方式。

在图4的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例4   天然气   预冷T   ℃   18   -40.00   液化T   ℃   22   -90.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60，72，102   -42.30   低压   bar   68   18.80   高压   bar   70   75.00   流量   kmol/h   70   81，091   透平机   kW   50，312   压缩机   kW   50，237   甲烷含量   mol％   70   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -33.05   膨胀后T℃   ℃   62，82，112   -92.00   低压   bar   78   24.75   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   133，974   透平机   kW   42，973   压缩机   kW   90，525   甲烷含量   mol％   80   93.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.50   氮气含量   mol％   80   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -84.10   膨胀后T℃   ℃   64   -150.10   低压   bar   88   15.35   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   74，147   透平机   kW   26，633   压缩机   kW   88，877   甲烷含量   mol％   90   3.00   氮气含量   mol％   90   97.00

该方法的能量消耗相对于图1的方法少大约8.5MW。

根据本发明的第五设备130在图5上示出。

根据本发明的第五设备130与第一设备10的不同之处在于，其包括 一分离球132，用于分离一部分预冷原料流18、一气体膨胀透平机134， 其与分离球132的上部分相连接、和一静态膨胀阀136，其与分离球132 的下部分相连接。

根据本发明的第五方法与根据本发明的第一方法的不同之处在于， 预冷原料流18在第一热交换器16的出口被分为一预冷的主要原料流 138和一辅助预冷原料流140。

预冷的主要原料流138被运送向第二热交换器20，以形成一高压液 化天然气流22，继而在经过第三交换器24后，形成压力大于30bar，并 且特别是大约等于62bar的一高压过冷液化天然气流14。

辅助预冷原料流140被引入分离球132中。来自分离球132的蒸汽 馏分142被引入气体膨胀透平机134中，以被膨胀到一压力，该压力至 少比起始压力低5bar，和特别是基本等于40bar。

液体馏分144被引入静态膨胀阀136中，以被膨胀到一压力，该压 力基本与膨胀透平机的出口压力相同，和特别是基本等于40bar。

在各自膨胀后，馏分144、142相互合并，继而被引入第二热交换器 20中。其在第二交换器20的出口形成一辅助低压液化天然气流146，该 辅助低压液化天然气流在第三热交换器24中进行过冷，以形成一辅助过 冷液化天然气流148。辅助过冷液化天然气流148的温度基本等于主过 冷液化天然气流14的温度。

该方法因而发送相差至少5bar的压力不同的两过冷液化天然气流 14、148。

在图5的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   图5   天然气   预冷T   ℃   18   -40.00   液化T   ℃   22   -94.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60   -42.30   低压   bar   68   18.80   高压   bar   70   75.00   流量   kmol/h   70   83，141   透平机   kW   51，584   压缩机   kW   51，499   甲烷含量   mol％   70   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -34.10   膨胀后T℃   ℃   62   -96.00   低压   bar   78   23.15   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   137，986   透平机   kW   46，005   压缩机   kW   100，381   甲烷含量   mol％   80   93.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.50   氮气含量   mol％   80   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -92.85   膨胀后T℃   ℃   64   -150.10   低压   bar   88   18.50   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   69，200   透平机   kW   20，207   压缩机   kW   74，057   甲烷含量   mol％   90   3.00   氮气含量   mol％   90   97.00

该方法的能量消耗在下表中给出。相对于图4的方法而言获得超过 1MW的增益，不计算通过透平机134产生的电力600kW。

根据本发明的第六设备150在图6上示出。该第六设备用于根据本 发明的第六方法的实施。

第六设备150与第二设备100的不同之处在于，第三制冷循环30 是“间接逆布雷顿”类型的一循环，其包括一液体膨胀透平机152。

根据本发明的第六方法与根据本发明的第二方法的不同之处在于， 第三压缩制冷流90在经过第三循环交换器54之前，被分为形成第三制 冷流66的一构成流154，和用于对构成流154进行制冷的一气态流156。

构成流154形成小于压缩制冷流90的50％的一摩尔馏分。

构成流154被引入第三循环交换器54中，继而被引入第三热交换器 24中，以基本完全地进行液化，用以产生一高压制冷液态流158。

在液态流158中的液体的体积率大于99％。高压制冷液态流158被 引入液体膨胀透平机152中，液体膨胀透平机152的压力大于50bar， 基本等于73bar，以及温度基本等于过冷液化天然气的温度。

液态流158在经过液体膨胀透平机152中后，形成蒸发的馏分在质 量上不超过10％的第三制冷流。

该制冷流64被布置以在第三热交换器24中与液化天然气流22和来 自第三循环交换器54的构成流154进行热交换。

主要是液态的第三制冷流64在第三热交换器24中基本完全蒸发， 使得在第三热交换器24出口的液体体积率小于1％，以形成第三加热气 态制冷流86。

气态流156被引入第三循环交换器54中，以形成第三冷却压缩流 91，继而在第三动态膨胀透平机52中动态地膨胀，以形成气态的一冷却 膨胀制冷流92。

气态流92的温度优选地小于-100℃，和特别是等于-118℃。其压力 优选地小于20bar，和特别是等于大约14bar。

制冷流66、92在被引入交换器54之前相互混合，以对流式地冷却 用于被液化的构成流154和制冷流156。

该混合流161在第三循环交换器54的出口形成第三低压制冷流88。

因此，构成流154，和接下来第三制冷流64至少部分地从来自在第 三膨胀透平机52中动态膨胀的膨胀气态流92获得。

此外，构成流154的液化所需的负大卡大部分地通过膨胀气态流92 提供。以一气态制冷剂进行的逆布雷顿类型的一制冷循环在透平机52、 制冷流92、混合流161、制冷流88、第三压缩装置50、制冷流90、制 冷流156和冷却压缩流91之间形成。

在图6的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例6   天然气   预冷T   ℃   18   -40.00   液化T   ℃   22   -110.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60   -45.30   低压   bar   68   17.40   高压   bar   70   75.00   流量   kmol/h   70   96，500   透平机   kW   62，735   压缩机   kW   62，366   甲烷含量   mol％   70   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -40.00   膨胀后T℃   ℃   62   -113.10   低压   bar   78   17.60   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   102，000   透平机   kW   38，693   压缩机   kW   95，067   甲烷含量   mol％   80   90.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.00   氮气含量   mol％   80   10.00   制冷循环30   预冷   ℃   91   -110.00   膨胀后T℃   ℃   92   -150.20   液化后T   ℃   158   -148.1  液体膨胀后T   ℃   64   -150.2   低压   bar   88   13.50   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   52，000   透平机   kW   16，696   压缩机   kW   68，771   甲烷含量   mol％   90   60.00   氮气含量   mol％   90   40.00

该方法的能量消耗为226MW。

根据本发明的第七设备170在图7上示出。该设备170用于根据本 发明的第七方法的实施。

第七设备170与在图3上示出的第三设备110的不同之处在于，分 别地与第一动态膨胀透平机34和第二动态膨胀透平机42相联结的压缩 机36C、46C每个通过功率相同的两压缩级形成，压缩级通过一中间冷 却器172被分开，中间冷却器将气体冷却到一温度，该温度有利地低于 40℃，和例如基本等于36℃。

此外，根据本发明的第七方法与根据本发明的第三方法的不同之处 在于，在经过第三循环交换器54之后，第二辅助制冷流112与在第二循 环交换器44中经过后的被加热的第二制冷流76相混合。因此，第二辅 助制冷流112不经过第二循环交换器44。

对于交换器16、20、24出口的不同温度，在图7的方法中说明的不 同物流的温度、压力和质量流示例在下面的表格中进行总结：

  物流   例7-1   例7-2   例7-3   天然气   预冷T   ℃   18   -40.00   -35.50   -31.00   液化T   ℃   22   -90.00   -98.50   -107.00   过冷T   ℃   14   -148.10   -148.10   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60   -45.60   -42.30   -36.15   低压   bar   68   17.30   18.80   21.90   高压   bar   70   75.00   75.00   75.00   流量   kmol/h   70   111，100   81，940   98，260   透平机   kW   72，490   50，840   55，100   压缩机   kW   71，900   49，510   50，830   甲烷含量   mol％   70   87.50   87.50   87.50   C₂⁺含量   mol％   70   8.50   8.50   8.50   氮气含量   mol％   70   4.00   4.00   4.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -40.00   -31.00   -31.00   膨胀后T℃   ℃   62   -93.10   -101.00   -108.00   低压   bar   78   27.50   19.50   16.50   高压   bar   80   75.00   75.00   75.00   流量   kmol/h   80   123，700   124，400   120，200   透平机   kW   33，320   48，260   51，410   压缩机   kW   75，900   103，200   113，700   甲烷含量   mol％   80   93.00   93.00   93.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.50   0.50   0.50   氮气含量   mol％   80   6.50   6.50   6.50   制冷循环30   预冷   ℃   91   -90.00   -96.00   -100.00   膨胀后T℃   ℃   64   -150.20   -149.7   -151.60   低压   bar   88   17.40   20.00   20.50   高压   bar   90   75.00   75.00   75.00   流量   kmol/h   90   70，370   67，200   57，300   透平机   kW   22，080   17，920   14，120   压缩机   kW   76，390   67，020   57，020   甲烷含量   mol％   90   3.00   3.00   3.00   氮气含量   mol％   90   97.00   97.00   97.00

这些方法的能量消耗在下表中给出：

  例7-1   例7-2   例7-3   总压缩   kW   224，190   219，730   221，550

在一变型(例7-4)中，当二氧化碳是设备10中是可用的时，例如 通过粗天然气的脱碳在设备中产生，在第一制冷流体中引入至少10％， 有利地至少18％的二氧化碳是有利的。在例7-2的一变型中，第一制冷 流体包含大约20％的二氧化碳。CO₂的浓度需要被限制小于50％摩尔， 以避免CO₂在膨胀透平机中的结晶。

最后一种变型的第一循环26的能量消耗与上述的例7-2相比较地在 下表中给出。二氧化碳的存在极大地提高效率。

  循环26   例7-2   例7-4   制冷剂1的N2含量  mol％   4.0   3.2   制冷剂1的C1含量  mol％   87.5   70   制冷剂1的C₂⁺含量  mol％   8.5   6.8   制冷剂1的CO₂含量  mol％   0.0   20   压缩机K1和K2的功率   kW   50，840   46，610

根据本发明的第八设备180在图8上示出。该第八设备用于根据本 发明的第八方法的实施。

该设备180与第三设备110的不同之处在于，至少一第一压缩机182 是第一压缩装置32和第二压缩装置40共用的，以同时压缩在第一制冷 循环26中流动的第一制冷流体，和在第二制冷循环28中流动的第二制 冷流体，这些流体在经过共用的第一压缩机182之前相混合。

设备180此外包括布置在共用压缩机182出口的一共用冷却器184。

第一压缩装置32因此包括两压缩装置32、40共用的压缩机182和 与第一膨胀透平机34相联结的压缩机36C。

第二压缩装置40在共用压缩机182的上游包括一压缩机46A，和在 共用压缩机182的下游，包括优选地与第二膨胀透平机42相联结的压缩 机46C。

在第八方法中，来自第二循环交换器44的第二低压流78被引入第 二压缩装置40的第一压缩机46A中。

在压缩机46A的出口，该低压流78与第一低压流68相混合，以形 成中间压力大于20bar并且小于30bar的一混合流186。

中间压力的混合流186继而被引入共用压缩机182中，以在经过共 用冷却器184之后，形成中间压力的一混合流188。

该混合流188具有大于35bar并且小于50bar的一压力。

混合流188继而被分为第一中间制冷流189A，其被运送进优选地与 第一膨胀透平机34相联结的压缩机36C中，以形成第一压缩制冷流70， 和第二中间制冷流189B，其被引入优选地与第二膨胀透平机42相联结 的第二压缩装置40的压缩机46C中，以形成第二压缩制冷流82。

在图8的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例8   天然气   预冷T   ℃   18   -30.00   液化T   ℃   22   -120.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60   -35.00   低压   bar   68   24.00   高压   bar   70   76.50   流量   kmol/h   70   98，000   透平机   kW   53，726   甲烷含量   mol％   70   90.00   C₂⁺含量   mol％   70   0.00   氮气含量   mol％   70   10.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -30.50   膨胀后T℃   ℃   62   -123.20   低压   bar   78   11.00   高压   bar   80   75.00   流量   kmol/h   80   108，000   透平机   kW   57，275  压缩循环26+28   kW   183，545   甲烷含量   mol％   80   90.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.00   氮气含量   mol％   80   10.00   制冷循环30   预冷   ℃   91   -98.60   膨胀后T℃   ℃   64   -163.10   低压   bar   88   14.00   高压   bar   90   75.00   流量   kmol/h   90   42，000   透平机   kW   13，198   压缩机   kW   56，818   甲烷含量   mol％   90   0.00   氮气含量   mol％   90   100.00

该方法和对应的设备180是特别紧凑的。

根据本发明的第九设备190在图9上示出。设备190用于根据本发 明的第九方法的实施。

与第八设备180不同，第一压缩装置32和第二压缩装置40共用的 第一压缩机182也是与第三压缩装置50所共用的。

此外，第二压缩装置40的低压压缩机192与第三压缩装置50是共 用的。布置在压缩机192出口的低压冷却器194也是与第二压缩装置40 和第三压缩装置50所共用的。

因此，第三压缩装置50相继地包括：低压压缩机192，其是第二压 缩装置40和第三压缩装置50所共用的；压缩机182，其是三个压缩装 置32、40、50共用的；和压缩机56C，其优选地与第三膨胀透平机52 相联结。

在根据本发明的第九方法中，分别地来自第二循环交换器44和第三 循环交换器54的第二低压制冷流78和第三低压制冷流88相互进行混 合，以形成一低压混合流196。

低压混合流196被引入第二压缩装置40和第三压缩装置50共用的 压缩机192中，继而被引入共用的冷却器194中。

低压混合流继而与第一低压制冷流68相混合，以形成被引入第一共 用压缩机182中的混合流186。

来自共用冷却器184的中间压力混合流188继而被分为第一中间流 189A、第二中间流189B和第三中间流198，第三中间流被引入优选地 与第三膨胀透平机52相联结的压缩机56C中，以形成第三压缩制冷流 90。

在图9的方法中说明的不同物流的温度、压力和质量流示例在下面 的表格中进行总结：

  物流   例9   天然气   预冷T   ℃   18   -31.00   液化T   ℃   22   -107.00   过冷T   ℃   14   -148.10   制冷循环26   膨胀后T℃   ℃   60   -36.60   低压   bar   68   25.20   高压   bar   70   74.10   流量   kmol/h   70   96，000   透平机   kW   52，750   压缩机   kW   -   甲烷含量   mol％   70   000   C₂⁺含量   mol％   70   0.00   氮气含量   mol％   70   100.00   制冷循环28   预冷   ℃   81   -30.00   膨胀后T℃   ℃   62   -109.50   低压   bar   78   15.60   高压   bar   80   73.70   流量   kmol/h   80   155，500   透平机   kW   84，538   压缩机   kW   -   甲烷含量   mol％   80   0.00   C₂⁺含量   mol％   80   0.00   氮气含量   mol％   80   100.00   制冷循环30   预冷   ℃   91   -105.00   膨胀后T℃   ℃   64   -153.40   低压   bar   88   15.60   高压   bar   90   54.20   流量   kmol/h   90   61，500   透平机   kW   15，615   压缩循环26+28+30   kW   252，952   甲烷含量   mol％   90   0.00   氮气含量   mol％   90   100.00

相同地，在第五设备130中所描述的布置--根据该布置所述预冷 原料流18被分开以部分地被引入一分离球132中--可被布置在如前所 述的设备10、100、110、120、150、170、180、190的任意之一中。

如上所述的根据本发明的设备在地面布置，或有利地布置在一浮动 结构上，或布置在固定在一水域面积上的一结构上，如一平台或以英语 首字母缩合词“FPSO”表示的烃回收、存储和处理发热一浮式装置。

在设备10、100、110、120、130、150、170、180和190中，原料 流12、预冷原料流18、液化天然气流22和过冷液化天然气流14在之中 流动的热交换器16、20、22优选地是具有直管截面(常见类型)或卷绕 呈螺旋/形截面(卷绕类型)的管和护栅形式的热交换器。这些交换器被 天然气流经过，天然气可能包含会对交换器的运行或机械整体性有负面 影响的杂质。管和护栅形式的交换器比板式交换器更加坚固并且提高设 备的可靠性和实施这些热交换器的安全性。为了实施这些热交换器，奥 氏体不锈钢，例如ASTM 304对于铝基合金而言是优选的。

在设备10、100、110、120、170、180和190中，在其中上述的热 交换器仅包含两流体，这些热交换器是常见类型的管和护栅形式的热交 换器，以ASTM 304类型的奥氏体不锈钢制成，根据美国热交换器制造 者学会或“TEMA”发布的标准进行制造。