一种NGL(液化天然气回收)和LNG(液化天然气)的组合工艺

摘要

本发明公开了一种液化天然气和液化天然气回收的组合工艺和设备。特别地，这种改进的工艺和设备通过将一部分从液化天然气回收(NGL)单元的精馏塔得到的经冷却的塔顶蒸汽，根据组分，例如，用于液化天然气回收单元中精馏的回流和/或为液化天然气单元提供冷料，来降低液化天然气(LNG)单元的能耗，或者在液化天然气回收单元中，通过冷却源自于液化天然气回收单元的精馏塔的残余气体，并根据组分将该经冷却的残余气体用于，例如，为液化天然气回收单元中的精馏提供回流/进料和/或为液化天然气单元提供冷料，从而降低液化天然气单元的能耗，并使得整个工艺更加节能。

说明书

技术领域

本发明涉及一种液化天然气和液化天然气回收的组合工艺和设 备。特别地，这种改进的工艺和设备通过将一部分从液化天然气回收(NGL) 单元的精馏塔(例如，一个轻组分精馏塔(LEFC)或者一个脱甲烷塔/脱乙 烷塔)得到的经冷却的塔顶蒸汽，根据组分，例如，用于液化天然气回收单 元中精馏的回流和/或为液化天然气单元提供冷料，来降低液化天然气(LNG) 单元的能耗，或者在液化天然气回收单元中，通过冷却(例如，通过一个独 立的冷却系统)源自于液化天然气回收单元的精馏塔的残余气体，并根据组 分将该经冷却的残余气体用于，例如，为液化天然气回收单元中的精馏提供 回流/进料和/或为液化天然气单元提供冷料，从而降低液化天然气单元的能 耗，并使得整个工艺更加节能。

背景技术

天然气作为一种能源和原料来源，在全世界范围内都是一种重 要的商品。预计全世界天然气消耗量将会在2015年由2008年的110.7万亿 立方英尺上升至123万亿立方英尺，并在2035年上升至168.7万亿立方英尺 [美国能源信息管理，国际能源展望2011，2011年9月19日，报告编号 DOE/EIA-0484(2011)]。

从石油和煤气的开采井口获得的天然气主要包含甲烷，但也可 能含有更高分子量的烃类，包括乙烷、丙烷、丁烷、戊烷，和它们的不饱和 同系物，以及包括芳香族(例如苯)在内的重质烃。天然气中还常常含有非 烃类杂质，例如水、氢气、氮气、氦气、氩气、硫化氢、二氧化碳和/或硫醇 类。

在通过高压气体管道被输送给用户之前，天然气需要经过处理 来去除二氧化碳、硫化物等杂质。另外，天然气可能还需要经过处理来去除 一部分液化天然气(NGL)。这些液化天然气包括轻质烃类，即乙烷、丙烷 和丁烷，以及碳原子数在5以上的重质烃类。这样处理后不仅能得到满足用 户需求的洁净的天然气，同时也提供了一种有价值的原料。例如，轻质烃类 可以被用作石油化工的原料和燃料，碳原子数在5以上的烃类能用于汽油调 配。

井口位置和/或必需的基础设施的缺乏等因素常常会阻碍通过管 道运输天然气的可行性。在这些情况下，天然气可以被液化后以液体形式通 过运输工具(例如卡车、火车、轮船)运输。然而，通过深度冷冻工艺将天 然气液化的过程中，天然气中的重质烃类会凝固，进而导致冷冻设备的损坏 和液化过程的中止。因此，在这种情况下，需要从天然气中去除重质烃类。

已知的回收液化天然气的工艺有很多。例如，Buck(US4,617,039) 描述了一种天然气进料流被冷却、然后部分冷凝，并进一步利用高压分离器 分离的工艺。其中，从高压分离器分离出的液体流被加热后注入精馏塔(脱 乙烷塔)的塔底，分离出的蒸汽流膨胀后被通入分离器/吸收器。分离器/吸 收器底部的液体可以作为脱乙烷塔的液体进料。脱乙烷塔的塔顶蒸汽通过与 从分离器/吸收器的顶部移出的蒸汽流进行换热，得到冷却后，并部分冷凝。 这一部分来源于脱乙烷塔的冷凝的塔顶蒸汽随后被通入分离器/吸收器的上 段区域中。从分离器/吸收器的顶部移出的蒸汽流可通过换热过程进一步被加 热、并被压缩后，得到一种残余气体，该残余气体进一步压缩后还能再次被 通入天然气管道。

其他的碳原子数在2以上和/或3以上的烃类的回收工艺中，原 料气经过冷却和膨胀后得到一股蒸汽流和一股液体流，该股蒸汽流被通入轻 组分精馏塔的塔釜区域，该股液体流被通入重组分精馏塔。从轻组分精馏塔 的塔顶收集到残余气体，从重组分精馏塔的塔釜收集到液态产品。从轻组分 精馏塔的塔釜收集到的液体被供给重组分精馏塔的上段区域。从重组分精馏 塔收集到的塔顶蒸汽被部分冷凝，并将得到的冷凝部分用于轻组分精馏塔的 回流，得到的气态物质可与上述残余气体合并。参见，例如，Buck等人(US 4,895,584)，Key等人(US6,278,035)，Key等人(US6,311,516)以及Key等 人(US7,544,272)。

进一步地，已知的天然气液化工艺有很多。有代表性的工艺是 天然气在脱甲烷塔中被蒸馏，获得的甲烷富集气经过冷却和膨胀后，用于生 产液化天然气产品。脱甲烷塔的塔釜液体流可以被用于液化天然气回收的深 加工工艺。参见，例如，Shu等人(US6,125,653)，Wilkinson等人(US 6,742,358)，Wilkinson等人(US7,155,931)，Wilkinson等人(US7,204,100)， Cellular等人(US7,216,507)，Cellular等人(US7,631,516)，Wilkinson等人(US 2004/0079107)。在其他体系中，天然气被冷却并部分液化，然后在气体/ 液体分离器中分离。得到的气体和液体流都可以作为脱甲烷塔的供给原料。 从脱甲烷塔的塔釜获得液相产品，从其塔顶获得的蒸汽流，经冷却后，作 为残余气体移出。参见，例如，Campbell等人(US4,157,904)和Campbell 等人(US5,881,569)。

此外，对于天然气的液化工艺，有很多将液化天然气回收工 艺和液化天然气工艺结合起来的尝试。参见，例如，Houshmand等人(US 5,615,561)，Campbell等人(US6,526,777)，Wilkinson等人(US6,889,523)， Qualls等人(US2007/0012072)，Mak等人(US2007/0157663)，Mak(US 2008/0271480)和Roberts等人(US2010/0024477)。

然而，这些工艺虽然提及了一些将液化天然气回收工艺和液 化天然气生产相结合的方式，但是仍需改进得到一种简单、高效的结合方 式，特别是一种降低能耗的结合方式。

发明内容

因此，本发明的一个方面在于提供一种液化天然气回收和液 化天然气生产相结合的，节约成本的组合工艺和设备，尤其是，该组合工 艺和设备还能降低液化天然气生产的能耗。

特别地，本发明改进了液化天然气回收的工艺，例如低温附 加工艺(参见，例如，Buck(US4,617,039)，Key等人(US6,278,035)和Key 等人(US7,544,272))，例如气体过冷工艺(GSP)(参见，例如，Campbell等 人(US4,157,904))，例如裂解气回收工艺(RSV)(参见，例如，Campbellet al.(US5,881,569))，这些就是本发明将液化天然气回收工艺和液化天然气 生产工艺相结合所进行的改进之处。

本发明的说明书部分还提供了本发明的其他方面和改进。

根据本发明，这些方面是利用一液化天然气回收单元的精馏 塔，例如轻组分精馏塔或脱甲烷塔/脱乙烷塔中，经冷却的塔顶蒸汽的侧线 馏出物，根据组分，在液化天然气回收单元中为精馏提供回流和/或为该液 化天然气单元提供冷料，从而降低了所述液化天然气生产单元的能耗，并 对所述液化天然气回收单元的影响降到最低。或者，这些方面通过在该液 化天然气回收单元中冷却来源于液化天然气单元精馏塔中的残余气体(例如， 通过一个独立的制冷系统)，并将得到的冷却后的残余气体，根据组分，在 液化天然气回收过程中为精馏提供回流/供给，和/或为该液化天然气单元提 供冷料，从而降低所述液化天然气单元的能耗，并使得整个工艺更加节能。

尽管所述别出心裁的工艺和设备在此大致被描述为适用于处理 天然气，即源于石油或煤气井的气体，但是本发明也同样适用于处理其他任 意的主要成分为甲烷并混有其他轻质烃，例如乙烷、丙烷、丁烷和/或戊烷， 的进料流。

总的来说，本发明提供了一种工艺和设备，其中，含有轻质烃 的进料流(例如，天然气进料流)在液化天然气回收(NGL)单元中被加工， 该液化天然气回收单元由一主换热器、一低温分离器，和一精馏系统组成， 该精馏系统含有(a)一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔，或者(b)一脱甲 烷塔/脱乙烷塔，其中，至少一部分来源于该液化天然气回收单元的精馏系统 的塔顶蒸汽流(例如，一部分经补充制冷冷却的塔顶蒸汽或残余气体)得以 利用，根据组分，在液化天然气回收过程中为精馏提供回流/供给和/或为该 液化天然气单元提供冷料。

根据本发明的普遍工艺，其包含：

在一个或多个换热器中冷却一含有轻质烃的进料流(例如，一天然气进 料流)，其中该进料流通过间接换热被冷却并被部分冷凝；

将该部分冷凝的进料流通入一气/液低温分离器，用于生成一塔顶蒸汽 流和塔釜液体流，该塔顶蒸汽流和塔釜液体流被通入一精馏系统，该精馏系 统包含(a)一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔，或者(b)一脱甲烷塔(或 脱乙烷塔)；

将至少一部分从该气/液低温分离器中得到的塔顶蒸汽流膨胀，并将这 些膨胀后的塔顶蒸汽流通入(a)一轻组分精馏塔的下段区域或者(b)一脱 甲烷塔(或脱乙烷塔)的上段区域；

将至少一部分从该气/液低温分离器中得到的该塔釜液体流通入(a)一 重组分精馏塔的中间段或者(b)一脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的中间段；

从(a)该重组分精馏塔的塔釜或(b)该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的塔 釜移出一液态产品流；

从(a)该轻组分精馏塔的顶部或(b)该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的顶 部移出一塔顶蒸汽流；并且，

如果该精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔，那么从该轻组 分精馏塔的下段区域移出塔釜液体流，并将这些从该轻组分精馏塔得到的塔 釜液体流导入该重组分精馏塔的上段区域；

(a)当该精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔时，

(i)将该轻组分精馏塔的第一部分塔顶蒸汽流与从该重组分精馏塔 的塔顶移出的塔顶蒸汽流进行间接换热(例如，在一过冷器内)，并以此将 从该重组分精馏塔的塔顶得到的塔顶蒸汽流冷却并部分冷凝，然后再将源于 该重组分精馏塔的塔顶的该冷却和部分冷凝后的塔顶蒸汽流导入该轻组分 精馏塔中；

(ii)将该轻组分精馏塔的第二部分塔顶蒸汽流移出作为侧线馏出物， 该侧线馏出物经间接换热进一步冷却并部分液化；

(iii)将该部分液化的侧线馏出物引入一深度分离装置，并从该深 度分离装置中回收液态产品并将该回收的液态产品作为液态回流料导入该 轻组分精馏塔和/或该重组分精馏塔；

(iv)从该深度分离装置中回收塔顶蒸汽流，该塔顶蒸汽流经间接换 热进一步冷却以及部分冷凝，向一液化天然气分离器供给得到的蒸汽和冷凝 物，得到一液化天然气液态产品；以及

(v)从该深度分离装置中回收塔顶蒸汽流，压缩该塔顶蒸汽流后形 成一残余气体；或者，

(b)当该精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔时，

(i)将该轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流与从该重组分精馏塔的塔顶移 出的塔顶蒸汽流进行间接换热(例如，在一过冷器内)，并以此将该轻组分 精馏塔的塔顶蒸汽流加热同时将从该重组分精馏塔的塔顶得到的塔顶蒸汽 流冷却并部分冷凝，然后将该源于该重组分精馏塔塔顶的经冷却和部分冷凝 的塔顶蒸汽流导入该轻组分精馏塔中；

(ii)将源于该轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流进一步加热和压缩，以形 成残余气体；

(iii)将至少一部分该残余气体冷却，并使该部分残余气体部分液 化；

(iv)将一部分经膨胀的该部分液化的残余气体导入该轻组分精馏塔 中；

(vi)将该部分液化的残余气体的另一部分膨胀后导入一深度分离装 置；

(vii)从该深度分离装置中回收液态产品作为液化天然气液态产品， 以及

(viii)从该深度分离装置中回收塔顶蒸汽流，并压缩，以形成残余 气体；或者，

(c)当该精馏系统包含一脱甲烷塔(或脱乙烷塔)时，

(i)将该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的第一部分塔顶蒸汽流与一股流 体进行间接换热(例如，在一过冷器内)，该股流体结合了该气/液低温分离 器的一部分塔顶蒸汽流和一部分塔釜液体流；

(ii)将该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的第二部分塔顶蒸汽流移出作为 侧线馏出物，通过换热部分液化该侧线馏出物；

(iii)将该部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置，从该深度 分离装置中回收液态产品并将其作为液态回流料导入该脱甲烷塔(或脱乙烷 塔)，以及

(iv)从该深度分离装置中回收塔顶蒸汽流，经间接换热后进一步冷 却和部分冷凝，并将得到的冷凝物移出，作为液化天然气液态产品；或者，

(d)当该精馏系统包含一脱甲烷塔(或脱乙烷塔)时，

(i)将该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的塔顶蒸汽流与一股流体进行间 接换热(例如，在一过冷器内)，该股流体结合了该气/液低温分离器的一部 分塔顶蒸汽流和一部分塔釜液体流；

(ii)将该脱甲烷塔(或脱乙烷塔)的塔顶蒸汽流进一步加热、压缩， 形成残余气体；

(iii)将至少一部分该残余气体冷却，并使其部分液化；

(iv)将该部分被液化的残余气体导入一深度分离装置；

(v)从该深度分离装置中回收液态产品，并将其作为回流引入该脱 甲烷塔(或脱乙烷塔)；

(vi)从该深度分离装置中回收塔顶蒸汽流，冷却，并使其部分液化；

(vii)将该部分液化的塔顶蒸汽流导入另一深度分离装置，以及

(viii)从该另一深度分离装置中回收液态产品，作为液化天然气产 品。

本发明的第一种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)导入一主换热器(例如， 翅片式换热器或管壳式换热器)中，其中，该进料流通过间接换热被冷却和 部分冷凝；

将该部分冷凝的进料流导入一气/液低温分离器中，生成塔顶蒸汽流和塔 釜液体流；

将从该气/液低温分离器中得到的该塔顶蒸汽流膨胀，然后导入该一轻组 分精馏塔的下段区域；

将从该气/液低温分离器中得到的塔釜液体流导入一重组分精馏塔的中 间段；

从该重组分精馏塔的塔釜移出一液态产品流，并将其导入该主换热器， 在其中与该进料流进行间接换热；

从该轻组分精馏塔的下段区域移出一塔釜液体流，并将其导入该重组分 精馏塔的上段区域；

从该轻组分精馏塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，并将该塔顶蒸汽流的第一 部分与从该重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流进行间接换热，以使从该 重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流被冷却并部分冷凝，并将该轻组分精 馏塔的第二部分塔顶蒸汽流中的第一部分作为残余气体排出；

从该重组分精馏塔的下段区域移出塔釜液体流，通过间接换热将其加热， 再将其作为再沸液返还至该重组分精馏塔的下段区域中；

将该经冷却和部分冷凝的从该重组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流 导入该轻组分精馏塔中；

移出该轻组分精馏塔的塔顶蒸汽的第二部分作为一侧线馏出物，部分液 化该侧线馏出物并流经一流量控制阀，将该部分液化的侧线馏出物与冷冻液 经间接换热进一步冷却；

将该部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置(例如，一下级气/液分 离器或一下级精馏塔)，回收液态产品(在该部分液化的侧线馏出物中主要 含有乙烷，还有一些重质烃组分)，并将其作为液态回流料导入该轻组分精 馏塔和/或该重组分精馏塔，以及

从该深度分离装置中回收一股富含甲烷的塔顶蒸汽流，并将其与冷冻液 通过间接换热进行进一步冷却和部分冷凝，向一液化天然气交换器供给该部 分冷凝物，在该液化天然气交换器中进行液化。

该液化天然气工艺可能属于工业上标准的混合制冷工艺或氮气 制冷工艺。因此，本发明的工艺中，一股单独的制冷流可被用于提供必要的 冷量，使天然气液化为液化天然气。在一个典型的液化天然气工艺中，制冷 剂循环压缩机增加了循环制冷剂的压力。该高压制冷剂通过与空气、水或其 他冷介质换热被冷却。得到的冷的高压制冷剂一般同时具有气、液两相，经 过该液化天然气交换器后，该制冷剂在高压下被充分液化或变成冷却的蒸汽。 该冷的制冷剂随后通过一焦耳-汤姆孙阀降压(等焓过程，即，该过程在进 行中基本上没有焓值的变化)或通过一涡轮冷却器降到较低的压力(等熵过 程，即，该过程在进行中基本上没有熵值的变化)，使得该冷的、高压制冷 剂转变为气液两相混合物或者转变为温度低于之前流体并低于该液化天然 气进料流的液化点(起泡点)的蒸汽相。该低压、冷的气液两相混合物或者 单相的制冷剂蒸汽流，返回到该液化天然气交换器中，为制冷剂和将被液化 的天然气进料流的液化提供充足的冷量。在流经该液化天然气交换器的过程 中，制冷剂被充分气化。这些蒸汽流向该制冷剂循环压缩机开始新的冷却循 环。

因此，在本发明中，当一制冷系统被用于冷却残余气体流，或 冷却轻组分精馏塔或脱甲烷塔的塔顶蒸汽的侧线馏出物时，该制冷系统可以 使用单一的制冷系统或混合制冷系统或者基于膨胀的制冷系统，或者一混合 制冷系统与一基于膨胀的制冷系统的组合。

此外，该制冷系统可使用一种制冷剂组合物，其可以是一单一 的纯的制冷剂(体积浓度大于95％)，也可以是体积浓度均大于5％的两种或 多种组分的混合物。合适的制冷剂组分包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、 丁烷、戊烷等轻质链烷烃或烯烃，以及无机组分，例如氮气、氩气，还可能 使用一氧化碳、二氧化碳、硫化氢和氨气。进一步地，该制冷系统可以包含 (a)一封闭的或开回路的制冷循环，(b)在整个制冷循环中存在两个或多 个压力级，(c)通过膨胀操作(涡轮膨胀机)和/或等焓节流(控制阀，节流 孔板)从高压将至低压的降压操作，或者(d)该制冷剂的相位条件，全蒸 汽相或从蒸汽到液相再回到蒸汽的转变。例如，该制冷系统可以利用(a) 无需高压气体部分的膨胀操作的相变混合制冷循环，(b)含有高压气体部分 的膨胀操作的相变混合制冷循环，(c)在一个或多个阶段含有高压气体部分 的膨胀操作的气相混合制冷循环，或者(d)在一个或多个阶段含有高压气 体部分的膨胀操作的气相纯净制冷循环。

说明书中以及附图中，流体的膨胀操作一般通过一膨胀阀或“经 阀门膨胀”来表现。本领域的技术人员都知道，这些膨胀可以通过各种各样 的膨胀装置来实现，例如膨胀机、控制阀、节流孔板或其他能降低循环流体 压力的装置。用这些膨胀装置以实现此处描述的膨胀均在本发明保护的范围 内。

通过移出轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流中的侧线馏出物，冷却、 部分冷凝后，将至少一部分得到的冷凝物导入液化天然气交换器中，得到了 一种液化天然气回收和液化天然气的组合工艺，该组合工艺并不亚于单独的 液化天然气回收工艺。液化天然气回收工艺中，部分冷的轻组分精馏塔的塔 顶蒸汽流的使用，降低了液化天然气工艺的制冷要求，从而节约了整体的能 耗，并同时提高了这两个工艺的回收率。

在本发明的一个具体实施例中，从深度分离装置(例如，下级 的精馏塔)中回收的液态产品作为液态回流料导入轻组分精馏塔中。在本发 明的另一个具体实施例中，从深度分离装置(例如，下级的精馏塔)中回收 的液态产品作为液态回流料导入重组分精馏塔中。

本发明的第二种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)导入一主换热器(例如， 一翅片式换热器或一管壳式换热器)中，其中，该进料流通过间接换热被冷 却和部分冷凝；

将该部分冷凝的进料流导入一气/液低温分离器中，生成塔顶蒸汽流和塔 釜液体流；

将从该气/液冷却低温器中得到的塔顶蒸汽流作膨胀处理，随后导入一轻 组分精馏塔的下段区域；

将从该气/液低温分离器中得到的塔釜液体流导入一重组分精馏塔的中 间段；

从该重组分精馏塔的塔釜移出一液态产品流，并导入该主换热器，使其 与该进料流进行间接换热；

从该轻组分精馏塔的下段区域移出一塔釜液体流，并导入该重组分精馏 塔的上段区域；

从该轻组分精馏塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，并将该塔顶蒸汽流与从该 重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流进行间接换热(例如，在一深度冷却 器中)，以使该重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流冷却并部分冷凝，然 后将该轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流作为残余气体排出；

从该重组分精馏塔的下段区域移出一塔釜液体流，通过间接换热使其加 热，并作为再沸液将其返回至该重组分精馏塔的下段区域中；

将该经冷却并部分冷凝的从该重组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流 导入该轻组分精馏塔中；

将一残余气体流导入该主换热器中，使其在间接换热过程中被冷却，随 后将该经冷却的残余气体流与从该重组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流 进行进一步间接换热(例如，在一深度冷却器中)，使该残余气体流被进一 步冷却；

对该进一步冷却后的残余气体流作膨胀处理，并将得到的部分液化的残 余气体流导入一深度分离装置(例如，一下级气/液分离器或一下级精馏塔) 中，从该深度分离装置中回收一塔顶残余气体流以及一液体流，并将该液体 流作为一液化天然气交换器的进料，在其中进行液化。

本发明的第三种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)导入一主换热器(例如， 翅片式换热器或管壳式换热器)中，通过间接换热使其冷却并部分冷凝；

将该部分冷凝的进料流导入一气/液低温分离器中，生成塔顶蒸汽流和塔 釜液体流；

将从该气/液低温分离器中得到的塔顶蒸汽流作膨胀处理，随后导入一轻 组分精馏塔的下段区域；

将从该气/液低温分离器中得到的塔釜液体流导入一重组分精馏塔的中 间段；

从该重组分精馏塔的塔釜移出一液态产品流，并将其导入该主换热器， 使其与该进料流进行间接换热；

从该轻组分精馏塔的下段区域移出一塔釜液体流，并将其导入该重组分 精馏塔的上段区域；

从该轻组分精馏塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，并将该塔顶蒸汽流与从该 重组分精馏塔的顶部移出的一塔顶蒸汽流进行间接换热，以使从该重组分精 馏塔的顶部移出的该塔顶蒸汽流冷却并部分冷凝；

从该重组分精馏塔的下段区域移出一塔釜液体流，通过间接换热使其加 热，并作为再沸液将其返回至该重组分精馏塔的下段区域中；

将该经冷却和部分冷凝的从该重组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流 导入该轻组分精馏塔中；

将该轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流经换热过程加热和压缩后，作为残余气 体导入一换热器，该残余气体在该换热器中通过间接换热被冷却和部分液化； 以及

将得到的该部分液化的残余气体流导入一深度分离装置(例如，一下级 气/液分离器或一下级精馏塔)，从该深度分离装置中回收一作为回流被引入 该轻组分精馏塔的液体流和塔顶残余气体流，并将从该深度分离装置中得到 的该塔顶残余气体流中的至少一部分作为一液化天然气交换器的进料，在其 中进行液化。

根据上述工艺的进一步具体实施例，从该重组分精馏塔的下段 区域移出的作为再沸液循环的该塔釜液体流，在返回至该重组分精馏塔的下 段区域前，先在该主换热器中通过与该进料流(例如，天然气)进行间接换 热而被加热。

此外，从该重组分精馏塔的中间段可进一步移出一液体流，并 同样用于主换热器中天然气进料流的冷却。该进一步移出的液体流是从该重 组分精馏塔的第一中间段移出的，在主换热器中通过与天然气进料流的间接 换热被加热，随后重新引入该重组分精馏塔中间段的其他低于该第一中间段 的位置。

在本发明的另一个具体实施例中，还需要为轻组分精馏塔提供 额外的回流料。从低温分离器的顶部移出的一部分塔顶蒸汽流，在膨胀之前， 作为进料引入一过冷器中，并在其中与轻组分精馏塔的塔顶蒸汽进行间接换 热。这部分塔顶蒸汽流在过冷器中被冷却并部分液化，随后导入轻组分精馏 塔的顶部区域以提供额外的回流。

和/或，气/液低温分离器的一部分塔釜液体流被导入一液/液换 热器，在其中与轻组分精馏塔的塔釜液体流进行间接换热。之后，该流体作 为液态回流料导入轻组分精馏塔的中间段。这两个额外的回流料都能提高乙 烷和重质烃组分的回收率。

根据进一步具体实施例，轻组分精馏塔的额外回流料是通过从 低温分离器的顶部移出的一部分塔顶蒸汽流和一部分低温分离器的塔釜液 体流共同提供的。在该实施例中，膨胀之前，一部分从低温分离器的顶部移 出的塔顶蒸汽流和一部分低温分离器的塔釜液体流被合并，并将合并后的流 体作为进料引入过冷器。在过冷器中，该合并流体与源自轻组分精馏塔的塔 顶蒸汽进行间接换热，该合并流体被冷却并部分液化，然后再导入轻组分精 馏塔的顶部区域，以提供额外回流料。轻组分精馏塔的该额外回流料提高了 乙烷和重质烃组分的回收率。

在上述提及的具体实施例的一个版本中，源自轻组分精馏塔的 塔顶蒸汽流的侧线馏出物最终被导入该轻组分精馏塔。经改变后，该源自轻 组分精馏塔的塔顶蒸汽流的侧线馏出物最终被导入重组分精馏塔而不是轻 组分精馏塔中。根据前述记载，该侧线馏出物通过一流量控制阀被部分液化。 该部分液化的蒸汽与制冷剂进行间接换热，得到进一步冷却，随后作为进料 引入下级精馏塔。从深度分离装置(例如，下级精馏塔)得到的富含甲烷的 塔顶蒸汽流与制冷液进行间接换热，以进一步冷却，然后作为进料导入液化 天然气交换器，进行液化。大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品从深度 分离装置(例如，下级精馏塔)的塔釜被回收。这些液态产品作为液态回流 料被引入重组分精馏塔的顶部。

根据本发明进一步的具体实施例，该系统可以包含一贯穿液化 天然气回收工艺的制冷回路，以此来降低能耗。例如，制冷系统的一股制冷 剂流体被导入主换热器中与天然气进料流，也可能是其他流体(例如，从重 组分精馏塔的塔釜得到的液态产品流，从重组分精馏塔的中间段得到的进一 步移出的液体流，从重组分精馏塔的塔釜区域得到的再沸液，和/或从轻组分 精馏塔的顶部得到的塔顶蒸汽流)进行间接换热。在主换热器中，该制冷剂 流体被冷却并部分液化，然后被导入过冷器进行进一步冷却和液化。随后该 制冷剂流体闪过一阀，使该流体达到更低的温度，然后将其重新导入过冷器 中，以冷却轻组分精馏塔的额外回流料。然后，该制冷剂流体返回至主换热 器中，作为液化天然气回收工艺物料流的冷却剂。随后，该制冷剂流体再返 回至制冷系统中被压缩。

根据进一步的具体实施例，使用了一种改进的制冷回路。制冷 系统的一股制冷剂流体被导入主换热器中与天然气进料流，也可能是其他流 体(例如，从重组分精馏塔的塔釜得到的液态产品流，从重组分精馏塔的中 间段进一步移出的液体流，从重组分精馏塔的塔釜区域得到的再沸液，和/ 或轻组分精馏塔的顶部得到的塔顶蒸汽流)进行间接换热。在主换热器中， 该制冷剂流体被冷却并部分液化，然后被导入过冷器进行进一步冷却和液化。 该流体然后被导入换热器中，用于冷却轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流的侧线馏 出物。该制冷剂流体存在于换热器并闪过一阀，以使该流体达到更低的温度。 然后，将得到的流体返回至同一换热器，用于提供进一步冷却。然后，该制 冷剂流经过冷器，再流入主换热器，作为液化天然气回收工艺物料流的冷却 剂。随后，该制冷剂再返回至制冷系统中被压缩。

根据进一步具体实施例，一残余气体流从深度分离装置的部分 冷凝的塔顶蒸汽流中被回收，该残余气体流通过间接换热被用于冷却深度分 离装置的塔顶蒸汽流和/或轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流的侧线馏出物。随后， 该残余气体流可被压缩至所需压强。根据进一步的修改，该残余气体流可被 压缩后任选地用于与深度分离装置的塔顶蒸汽流和/或轻组分精馏塔的塔顶 蒸汽流的侧线馏出物进行间接换热。

本发明的第四种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，该第一进料流被冷却并部分冷凝；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，该第二进料流被冷却 并部分冷凝；

将该第一和第二进料流进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任 选地与一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后将其导入 一脱甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后导入该脱 甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽进行间接换热(例如， 在一过冷器内)冷却合并后的低温分离器流体，膨胀该经冷却的合并后的低 温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流并导入该主换热器中，与该第一 进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，将该塔顶蒸汽流与该合并的低 温分离器流体进行间接换热(例如，在一过冷器中)，以使该合并的低温分 离器流体冷却和部分冷凝，而该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流被加热，将该脱甲烷 塔的塔顶蒸汽流通过与该第二进料流间接换热进行进一步加热，随后压缩并 移出至少一部分该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流作为残余气体(另一部分可任选地 被移出作为燃料气)；

将从该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流中获得的至少一部分残余气体流导入该 主换热器中，通过间接换热冷却残余气体流，然后将其与该脱甲烷塔顶部的 塔顶蒸汽流进行进一步间接换热(例如，在一过冷器内)以使该残余气体流 进一步冷却；

对该进一步冷却后的残余气体流的第一部分作膨胀处理，然后将得到的 部分液化的残余气体流的第一部分导入该脱甲烷塔的上段区域，以及

将该进一步冷却后的残余气体流的第二部分导入一深度分离装置(例如， 一下级气/液分离器(LNGL分离器，即一组合了液化天然气回收单元和液化 天然气单元的分离器))，或者一下级精馏塔)，从上述深度分离装置中回收 一塔顶残余气体流和一液体流，将该从深度分离装置中得到的液体流作为进 料导入一液化天然气交换器中，进行液化。

本发明的第五种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，将该第一进料流冷却并部分液化；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，将该第二进料流冷却 并部分液化；

将该第一和第二进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任选地与 一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后导入一脱 甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后导入该脱 甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽进行间接换热(例如， 在一过冷器内)冷却合并后的低温分离器流体，膨胀该经冷却的合并后的低 温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流并将其导入该主换热器中，与该 第一进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔顶部移出塔顶蒸汽流的第一部分，将其与该合并的低温分 离器流体进行间接换热(例如，在一过冷器内)，以使该合并的低温分离器 流体冷却并部分冷凝，而该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流被加热，该脱甲烷塔 顶部的塔顶蒸汽流通过与第二进料流的间接换热被进一步加热，随后压缩， 并移出至少一部分该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流作为残余气体(另一部分可任选 地被移出作为燃料气)；

移出该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流的第二部分作为一侧线馏出物，并将其与 一制冷剂流体进行间接换热，以使该侧线馏出物被进一步冷却和部分液化；

将该部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置(例如，一下级气/液分 离器或者一下级精馏塔)中，回收一液体流(含有侧线馏出物中的乙烷和重 质烃组分)并将该回收的液体流作为液态回流料导入该脱甲烷塔中；以及

从该深度分离装置中回收一富含甲烷的塔顶蒸汽流，将其与一制冷剂流 体进行间接换热以进一步冷却和部分冷凝，并将该得到的冷凝物作为进料导 入一液化天然气交换器，进行液化。

本发明的第六种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，将该第一进料流冷却并部分冷凝；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，将该第二进料流冷却 并部分冷凝；

将该第一和第二进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任选地与 一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后将其导入 一脱甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后将其导入 该脱甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽进行间接换热(例如， 在一过冷器内)冷却合并后的低温分离器流体，膨胀该经冷却的合并后的低 温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流体并将其导入该主换热器中，与 该第一进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，将其与该合并的低温分离器流 体进行间接换热(例如，在一过冷器内)，以使该合并的低温分离器流体冷 却并部分冷凝，而该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流被加热，该脱甲烷塔顶部的 塔顶蒸汽流通过与第二进料流的间接换热被进一步加热；

在与第二进料流进行间接换热后，将该脱甲烷塔顶部的至少一部分塔顶 蒸汽流作为残余气体流循环至一换热器中，通过间接换热(例如，与一制冷 剂)将该残余气体流冷却并部分冷凝，然后将其导入一深度分离装置(例如， 一下级气/液分离器或一下级精馏塔)，从该深度分离装置中回收一剩余液体 流并将其作为回流导入该脱甲烷塔的顶部区域，以及

从该深度分离装置中回收一塔顶蒸汽流，通过间接换热(例如，与一制 冷剂)冷却后，作膨胀处理，然后将其导入一第二深度分离装置(例如，一 下级气/液分离器(LNGL分离器)或一下级精馏塔)，从该第二深度分离装 置中回收一塔顶蒸汽流作为进一步的残余气体(汽化气体)，从该第二深度 分离装置中回收一液体流，并将其作为进料导入一液化天然气交换器，进行 液化。

本发明的第七种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，将该第一进料流冷却并部分冷凝；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，将该第二进料流冷却 并部分冷凝；

将该第一和第二进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任选地与 一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后将其导入 一脱甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后将其导入 该脱甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽在一换热器中(例如， 在一过冷器内)进行间接换热冷却该合并后的低温分离器流体，，膨胀该经 冷却的合并后的低温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流体并将其导入该主换热器中，与 该第一进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，将其与该合并的低温分离器流 体进行间接换热(例如，在一过冷器内)，以使该合并的低温分离器流体冷 却并部分冷凝，而该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流被加热，将该脱甲烷塔顶部 的塔顶蒸汽流通过与该第二进料流间接换热被进一步加热，随后压缩，并移 出至少一部分该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流作为残余气体(另一部分可任选地被 移出作为燃料气)；

将从该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流得到的至少一部分残余气体流进行换热， (例如，在一过冷器内)，通过与该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流进行间接换 热将该残余气体流冷却；

将该经冷却的残余气体流的作膨胀处理后，并将其导入该脱甲烷塔的上 段区域，将该残余气体流的另一部分作膨胀处理，并将其导入一深度分离装 置(例如，一下级气/液分离器(LNGL分离器)或一下级精馏塔)中，从该 深度分离装置中回收一塔顶残余气体流作为进一步的残余气体(汽化气体)， 从该深度分离装置中回收一液体流，并将该从深度分离装置中回收的液体流 作为进料导入一液化天然气交换器，进行液化。

本发明的第八种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，该第一进料流被冷却并部分冷凝；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，该第二进料流被冷却 并可能部分冷凝(取决于该进料气体流的组成)；

将该第一和第二进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任选地与 一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后导入一脱 甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后导入该脱 甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽在一换热器中(例如， 在一过冷器内)进行间接换热冷却合并后的低温分离器流体，膨胀该经冷却 的合并后的低温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流并将其导入该主换热器中，与该 第一进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，并将其与该合并的低温分离器 流体进行间接换热，膨胀该经冷却的合并后的低温分离器流体，以使其冷却 并部分冷凝(取决于该流体的组分)，而同时该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流 被加热，该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流通过与该第二进料流进行间接换热得 以进一步加热，随后压缩，并移出该脱甲烷塔的至少一部分塔顶蒸汽流作为 残余气体(另一部分可任选地被移出作为燃料气)；

将从该脱甲烷塔的塔顶蒸汽中获得的至少一部分残余气体流进行换热 (例如，在一过冷器内)，该残余气体流通过与该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽 流进行间接换热而被冷却；

将该冷却后的残余气体流分为第一部分和第二部分，将该第一部分膨胀 后导入该脱甲烷塔的上段区域；

将该第二部分在一换热器中(例如，与一制冷剂换热)通过间接换热进 行冷却和部分冷凝，然后将该经冷却和部分冷凝的第二部分残余气体流导入 一深度分离装置(例如，一下级气/液分离器或者一下级精馏塔)，从该深度 分离装置中回收一剩余液体流并将其作为回流导入该脱甲烷塔的顶部区域； 以及，

从该深度分离装置中回收一塔顶蒸汽流，通过间接换热(例如，与一制 冷剂)冷却该塔顶蒸汽流后，作膨胀处理，然后将其导入一第二深度分离装 置(例如，一下级气/液分离器(LNGL分离器)或一下级精馏塔)，从该第 二深度分离装置中回收一塔顶蒸汽流作为进一步残余气体(汽化气体)，从 该第二深度分离装置中回收一液体流，并将其作为进料导入一液化天然气交 换器，进行液化。

本发明的第九种工艺过程，其包括：

将含有轻质烃的进料流(例如，天然气进料流)至少拆分为第一进料流 和第二进料流两部分；

将该第一进料流导入一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器) 中，通过间接换热，该第一进料流被冷却并部分冷凝；

将该第二进料流导入一换热器中，通过间接换热，该第二进料流被冷却 并部分冷凝；

将该第一和第二进料流重新合并，并将得到的合并后的进料流任选地与 一制冷剂(例如，一丙烷制冷剂)进行换热；

将该冷却后的合并得到的进料流导入一气/液低温分离器，产生塔顶蒸汽 流和塔釜液体流；

将该气/液低温分离器的一部分塔顶蒸汽流进行膨胀处理，然后将其导入 一脱甲烷塔的上段区域；

将该气/液低温分离器的一部分塔釜液体流进行膨胀处理，然后将其导入 该脱甲烷塔的中间段；

将该气/液低温分离器的另一部分塔釜液体流与该气/液低温分离器的另 一部分塔顶蒸汽流合并，通过与该脱甲烷塔的塔顶蒸汽在一换热器中(例如， 在一过冷器内)进行间接换热冷却该合并后的低温分离器流体，膨胀该经冷 却的合并后的低温分离器流体，然后将其导入该脱甲烷塔的顶部；

从该脱甲烷塔的塔釜移出一液态产品流并将其导入该主换热器中，与该 第一进料流进行间接换热；

从该脱甲烷塔的顶部移出一塔顶蒸汽流，并将其与该合并的低温分离器 流体进行间接换热(例如，在一过冷器内)，以使该合并的低温分离器流体 冷却并部分冷凝(取决于该流体的组分)而同时该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽 流被加热，该脱甲烷塔顶部的塔顶蒸汽流通过与该第二进料流的间接换热被 进一步加热，随后压缩，并移出至少一部分该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流作为残 余气体(另一部分可任选地被移出作为燃料气)；

在一换热器中(例如，与一制冷剂换热)通过间接换热冷却一部分残余 气体流，然后将其导入一深度分离装置(例如，一下级气/液分离器或者一下 级精馏塔)，从该深度分离装置中回收一剩余液体流并将其作为回流导入该 脱甲烷塔的顶部区域；以及，

从该深度分离装置中回收一塔顶蒸汽流，通过间接换热(例如，与一制 冷剂)冷却后，作膨胀处理，然后将其导入一第二深度分离装置(例如，一 下级气/液分离器(LNGL分离器)或一下级精馏塔)，从该第二深度分离装 置中回收一塔顶蒸汽流作为进一步残余气体(汽化气体)，从该第二深度分 离装置中回收一液体流，并将该从第二深度分离装置中得到的液体流作为进 料导入一液化天然气交换器，进行液化。

根据本发明一普遍设备，其包括：

一个或多个换热器，用于通过间接换热冷却和部分冷凝含有轻质烃的进 料流(例如，天然气进料流)；

气/液低温分离器和装置(例如，管道系统)，用于将部分冷凝的进料流 从所述一个或多个换热器输送到气/液低温分离器中，该气/液低温分离器具 有用于移出塔顶蒸汽流的上部输出口(例如，管道)和用于移出塔釜液体流 的下部输出口(例如，管道)；

包含(a)一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔，或(b)一脱甲烷塔(或 脱乙烷塔)的装置，用于将塔顶蒸汽流和塔釜液体流从所述气/液低温分离器 输送到一精馏系统，所述装置还包括一膨胀设备，用于对来自于所述气/液低 温分离器和装置(例如，管道系统)的至少一部分塔顶蒸汽流作膨胀处理， 所述气/液低温分离器和装置(例如管道系统)用于将膨胀后的塔顶蒸汽流输 送至(a)一轻组分精馏塔的下部区域或(b)一脱甲烷(或脱乙烷)塔的上 部区域，以及装置(例如，管道系统)，用于将来自于所述气/液低温分离器 的至少一部分塔釜液体流输送至(a)一重组分精馏塔的中间段或者(b)一 脱甲烷(或脱乙烷)塔的中间段；

用于从(a)所述重组分精馏塔或(b)所述脱甲烷(或脱乙烷)塔的塔 釜移出一液态产品流的装置(例如，管道系统)；

用于从(a)所述轻组分精馏塔或(b)所述脱甲烷(或脱乙烷)塔的塔 顶移出一塔顶蒸汽流的装置(例如，管道系统)；并且，

如果所述精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔，本发明的装 置还进一步包括用于从该轻组分精馏塔的下部区域移出一塔釜液体流，以及 将所述塔釜液体流输送至该重组分精馏塔的上段区域的装置(例如，管道系 统)。

本发明所述的设备进一步包括：

(a)当该精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔时，

(i)一换热器，用于将轻组分精馏塔的第一部分塔顶蒸汽流与从重 组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流进行间接换热(例如，一过冷器)，使 从重组分精馏塔的塔顶得到的塔顶蒸汽流冷却并部分冷凝，以及用于将该经 冷却并部分冷凝的塔顶蒸汽流导入所述轻组分精馏塔的装置(例如，管道系 统)；

(ii)用于将轻组分精馏塔的第二部分塔顶蒸汽流移出作为侧线馏出 物的装置(例如，管道系统)，以及一下级换热器，用于将该侧线馏出物通 过间接换热进一步冷却并部分液化；

(iii)用于将所述部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置的装 置(例如，管道系统)，用于从所述深度分离装置中回收液态产品的装置(例 如，管道系统)，以及用于将该回收得到的液态产品作为液态回流料导入所 述轻组分精馏塔和/或重组分精馏塔的装置(例如，管道系统)；

(iv)用于从所述深度分离装置中回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管 道系统)，一下级换热器，用于将所述塔顶蒸汽流通过间接换热进一步冷却 和部分冷凝，用于将得到的蒸汽和冷凝物作为进料导入一液化天然气分离器 的装置(例如，管道系统)，以及用于从所述液化天然气分离器中回收液化 天然气的液态产品的装置(例如，管道系统)；以及

(v)用于从所述深度分离装置中回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管 道系统)，用于压缩所述塔顶蒸汽流以形成残余气体的一压缩机；或者，

(b)当该精馏系统包含一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔时，

(i)一换热器，用于将所述轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流与从所述重 组分精馏塔的塔顶移出的塔顶蒸汽流进行间接换热(例如，在一过冷器内)， 以使该从轻组分精馏塔得到的塔顶蒸汽流被加热而同时使该从重组分精馏 塔顶部得到的塔顶蒸汽流冷却并部分冷凝，以及用于将该重组分精馏塔顶部 的经冷却并部分冷凝的塔顶蒸汽流导入所述轻组分精馏塔的装置(例如，管 道系统)；

(ii)用于将所述轻组分精馏塔的塔顶蒸汽流导入一换热器进行进一 步加热的装置(例如，管道系统)，以及一压缩机，用于压缩所述轻组分精 馏塔的塔顶蒸汽流以形成残余气体；

(iii)一下级换热器，用于进一步冷却至少一部分残余气体，以使 该部分残余气体被部分液化；

(iv)用于将所述部分液化的残余气体的一部分导入所述轻组分精馏 塔的装置(例如，管道系统)；

(v)一膨胀装置，用于对所述部分液化的残余气体的另一部分作膨 胀处理，以及用于将该膨胀后的部分导入一深度分离装置的装置(例如，管 道系统)；

(vi)用于从所述深度分离装置中回收液态产品的装置(例如，管道 系统)，以及

(vii)用于从所述深度分离装置回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管 道系统)，一压缩机，用于压缩该塔顶蒸汽流以形成残余气体；或者，

(c)当所述精馏系统包含一脱甲烷(或脱乙烷)塔时，

(i)一换热器，用于将所述脱甲烷(或脱乙烷)塔的第一部分塔顶 蒸汽流与一股流体进行间接换热(例如，在一过冷器内)以获得残余气体， 该股流体结合了从气/液低温分离器获得的一部分塔顶蒸汽流和一部分塔釜 液体流；

(ii)用于从所述脱甲烷(或脱乙烷)塔移出第二部分塔顶蒸汽流作 为侧线馏出物的装置(例如，管道系统)，以及一下级换热器，用于通过换 热将所述侧线馏出物部分液化；

(iii)用于将所述部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置的装 置(例如，管道系统)，用于从所述深度分离装置中回收液态产品并将回收 的液态产品作为液态回流料导入所述脱甲烷(或脱乙烷)塔的装置(例如， 管道系统)，以及

(iv)用于从所述深度分离装置中回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管道 系统)，一下级换热器装置，用于对该塔顶蒸汽流进行间接换热使其进一步 冷却和部分冷凝，以及用于移出作为最终液化天然气液态产品的冷凝物的装 置(例如，管道系统)；

或者，

(d)当该精馏系统包含一脱甲烷(或脱乙烷)塔时，

(i)一换热器，用于将该脱甲烷(或脱乙烷)塔的塔顶蒸汽流与一 股流体进行间接换热(例如，在一过深冷内)，该股流体结合了从气/液低温 分离器获得的一部分塔顶蒸汽流和一部分塔釜液体流；

(ii)用于将从所述脱甲烷(或脱乙烷)塔得到的塔顶蒸汽流进一步 加热的装置，以及一压缩机，用于压缩从所述脱甲烷(或脱乙烷)塔得到的 塔顶蒸汽流以生成残余气体；

(iii)一下级换热器，用于将至少一部分残余气体冷却，以使该部 分残余气体被部分液化；

(iv)用于将该部分液化的残余气体导入一深度分离装置的装置(例 如，管道系统)；

(v)用于从所述深度分离装置中回收液态产品，并将回收的液态产 品作为回流导入所述脱甲烷(或脱乙烷)塔的装置(例如，管道系统)；

(vi)用于从所述深度分离装置中回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管 道系统)，用于将该塔顶蒸汽流进行换热，以使其被部分液化的装置；

(vii)用于将该部分液化的塔顶蒸汽流导入另一深度分离装置的装 置(例如，管道系统)，以及

(viii)用于从所述另一深度分离装置中回收液化天然气液态产品的 装置(例如，管道系统)。

根据本发明的设备的第一方面，提供了一用于本发明的第一种 工艺过程的设备，其包括：

一轻组分精馏塔和一重组分精馏塔；

一主换热器(例如，翅片式换热器或管壳式换热器)，用于通过间接换 热将天然气进料流冷却并部分冷凝；

一气/液低温分离器，用于分离部分冷凝的进料流形成塔顶蒸汽流和塔釜 液体流；

一膨胀装置(例如，膨胀阀，涡轮膨胀器)，用于对从所述气/液低温分 离器中得到的塔顶蒸汽流作膨胀处理，以及用于将膨胀后的塔顶蒸汽流导入 所述轻组分精馏塔的下段区域的装置(例如，管道，管线)；

用于将从所述气/液低温分离器中得到的塔釜液体流导入所述重组分精 馏塔的中间段的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述重组分精馏塔的塔釜移出液态产品流的装置(例如，管道， 管线)，以及用于将该液态产品流导入所述主换热器，使其与天然气进料流 进行间接换热的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述轻组分精馏塔的下部区域移出塔釜液体流，并将其导入所述 重组分精馏塔的上段区域的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述轻组分精馏塔的顶部移出塔顶蒸汽流，并将该塔顶蒸汽流导 入一过冷器中，以与从所述重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流进行间接 换热的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述重组分精馏塔的下段区域移出塔釜液体流的装置(例如，管 道，管线)，一换热器，用于通过间接换热加热从所述重组分精馏塔的下段 区域移出的塔釜液体流，以及用于将塔釜液体流作为再沸液送返至所述重组 分精馏塔的下段区域的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述重组分精馏塔的顶部移出塔顶蒸汽流，并将其导入所述过冷 器中，以与从所述轻组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽流进行间接换热的装 置(例如，管道，管线)；

用于从所述过冷器中移出经冷却并部分冷凝的塔顶蒸汽流，并将其导入 所述轻组分精馏塔的装置(例如，管道，管线)；

用于从所述轻组分精馏塔移出一部分塔顶蒸汽流作为侧线馏出物的装 置(例如，管道，管线)，一流量控制阀，用于将该侧线馏出物部分液化， 以及一制冷剂换热器，用于通过与制冷剂流体进行间接换热进一步冷却该部 分液化的侧线馏出物；

用于将部分液化的侧线馏出物导入一深度分离装置(例如，一下级气/ 液分离器或一下级精馏塔)的装置(例如，管道，管线)，

用于从所述深度分离装置中回收液态产品，并将其作为液态回流料导入 所述轻组分精馏塔和/或所述重组分精馏塔的装置(例如，管道，管线)，以 及

用于从所述深度分离装置中回收塔顶蒸汽流的装置(例如，管道，管线)，

一换热器，用于通过将所述深度分离装置的塔顶蒸汽流与制冷剂流体进 行间接换热，进一步冷却并部分冷凝所述深度分离装置的塔顶蒸汽流，以及

用于将得到的冷凝物作为进料导入一液化天然气交换器中，进行液化的 装置(例如，管道，管线)。

本发明的设备的第二至第九方面，分别能够对应实施前述的第 二种至第九种工艺过程，在附图中对其举例说明。

附图说明

下面结合具体实施例和其附图对本发明、及其进一步的有益效 果、特征和示例作更详细地描述，其中：

图1-27均为本发明典型的具体实施例的示意图。

图1-16的具体实施例是对低温附加工艺的改进。此外，图17-21 是所谓的气体过冷工艺(GSP)的改进，图22-26是所谓的裂解气回收工艺 (RSV)的改进。

具体实施方式

图1中，包含例如氦气、氮气、甲烷、乙烷、乙烯和碳原子数 在3以上的烃类的气体进料流(1)(例如，一天然气进料流)在例如10-50℃ 的温度、例如250-1400psig的压力下被导入系统中。气体进料流(1)在主 换热器(2)中通过与工艺流(15,16,18)的间接换热被冷却并部分冷凝，然 后被导入气/液低温分离器(3)。对气/液低温分离器(3)的顶部移出的塔顶 蒸汽流(4)进行膨胀处理，例如，在一涡轮膨胀器(5)中，然后将膨胀后 的塔顶蒸汽流导入轻组分精馏塔(LEFC)(7)的下段区域。从气/液低温分 离器(3)中移出的塔釜液体流(8)被导入重组分精馏塔(HEFC)(9)的 中间段。优选的，轻组分精馏塔的操作温度为-70～-135℃，操作压力为 60～500psig。优选的，重组分精馏塔的操作温度为-135～70℃，操作压力为 60～500psig。

从轻组分精馏塔(7)的塔釜移出液体流(10)，然后通过泵(11) 输送到重组分精馏塔(9)的顶部。一塔顶蒸汽产品(12)，也称为残余气体， 从轻组分精馏塔(7)的顶部被移出，并在过冷器(13)中与从重组分精馏 塔(9)的顶部排出的气体流(14)进行间接换热，然后在主换热器(2)中 被加热随后从系统中排出。一部分该塔顶蒸汽产品可被用作燃料气。另一部 分该塔顶蒸汽产品可被进一步压缩，然后输入气体管道。

在一典型的系统中，从轻组分精馏塔获得的热的塔顶产品可以 经由气体管道输送给用户，或者可以在液化天然气单元中被百分之百液化， 或者一部分可输送至气体管道，剩余部分可通过液化天然气单元被液化。对 塔顶蒸汽产品加热后再行液化需要消耗能量。然而，下面会进一步介绍到， 本发明的工艺将从轻组分精馏塔的顶部获得的塔顶气体产品用作液化天然 气单元的进料，从而省去了塔顶气体产品的冷却，节约了能耗。

从重组分精馏塔(9)的塔釜移出液态产品流(15)，并使其流 经主换热器(2)，在其中与气体进料流(1)进行间接换热。另外，从重组 分精馏塔(9)的第一中间段进一步移出一液体流(16)。该进一步移出的液 体流(16)通过与气体进料流(1)间接换热被加热(例如，在主换热器(2) 中)，然后被重新导入(17)重组分精馏塔(9)的第二中间段，第二中间段 的位置低于第一中间段。从重组分精馏塔(9)的下段区域另行取出一液体 流(18)，使其在间接换热器中被加热(例如，在主换热器(2)中)，然后 作为重组分精馏塔(9)的再沸液返回(19)至重组分精馏塔(9)的下段区 域。进一步地，如前述，从重组分精馏塔(9)的顶部移出一气体流(14)。

图1中显示的其他结构部件为一产品缓冲槽(20)，该产品缓 冲槽(20)允许一部分液态产品流(15)循环回至重组分精馏塔(9)的底 部。还可以是一重组分精馏塔(9)的再沸系统中的再沸器(21)，以补充重 组分精馏塔的再沸器提供的热量。同时，除了主换热器提供的冷却之外，冷 却以及部分冷凝气体进料流(1)所需的部分制冷可以由使气体进料流(1) 通过一冷却装置(22)提供，在冷却装置(22)中，该气体进料流(1)与 外部制冷剂流体进行间接换热。

在本发明中，侧线馏出物(23)从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产 品中被取得，并通过焦耳-汤姆森效应冷却，使之流经一流量控制阀(24) 后部分液化。该部分液化的蒸汽流随后被导入一制冷系统，在该制冷系统中 使其与制冷剂流体进行间接换热，以便进一步冷却。得到的流体(25)随后 作为进料导入深度分离装置(26)，例如一下级气/液分离器或一下级精馏塔， 在该深度分离装置中，大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品(27)被回 收，并作为液态回流料返回至轻组分精馏塔中。如果需要一下级精馏塔作为 分离装置，该下级精馏塔可以被包含到液化天然气单元中。如果该下级精馏 塔需要一再沸器，该再沸器可被包含到液化天然气交换器中。

从深度分离装置获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流(28)，与制冷 系统的制冷剂流体进行间接换热以被进一步冷却。得到的经冷却的流体(29) 随后作为进料导入液化天然气交换器，在该液化天然气交换器中被液化以形 成液化天然气产品。该经冷却的流体(29)随后可以被输送至气/液分离器中， 以分离轻组分，例如氮气，然后被输送至液化天然气单元中。

在液化天然气交换器的中间段，可以获得一气液两相流体，然 后将其导入一中间分离器，用于分离较重质的烃(碳原子数在2以上的烃类)， 然后将得到的较轻质流体(主要是氮气，甲烷和乙烷)返回至液化天然气交 换器中，完成最后的液化，以使液化天然气产品满足所需的品质。得到的液 体通过一泵加压，并作为额外的回流料导入轻组分精馏塔中，用以进一步提 高碳原子数在2以上的烃的回收率。从中间分离器得到的蒸汽流重新进入液 化天然气交换器中，通过额外的冷却进行液化。

本发明的液化天然气回收工艺和液化天然气工艺的组合无需液 化天然气回收工艺的让步，大大降低了液化天然气单元的能耗。液化天然气 回收工艺中轻组分精馏塔的一部分低温塔顶蒸汽的利用降低了制冷需求，并 使整个工艺以一种更高效的方式运行，不仅降低了总体能耗，而且提高了两 个工艺的回收率。

图2例举了本发明另外一个可以选择的实施例。如图1所示， 从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物(23)，经过一 流量控制阀(24)部分液化。该部分液化的蒸汽与制冷剂流体经过间接换热 以实现进一步的冷却，然后被导入深度分离装置(例如，一下级气/液分离器 或一下级精馏塔)，在该深度分离装置中大部分的乙烷和重质烃组分作为液 态产品(27)被回收，然后作为液态回流料返回至轻组分精馏塔(7)中。 从深度分离装置获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流(28)与该制冷剂流体进行间 接换热以进一步冷却，然后被导入液化天然气交换器，进行液化。

然而，在图2中，需要向轻组分精馏塔(7)提供额外的回流 料。在采用一涡轮膨胀器(5)对从低温分离器(3)获得的塔顶蒸汽流(4) 作膨胀处理之前，将一部分(30)塔顶蒸汽流(4)导入过冷器(13)中， 在过冷器(13)中使其与源自轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽进行间接换热。 在过冷器(13)中，部分(30)塔顶蒸汽流(4)被进一步冷却并部分液化， 然后被导入轻组分精馏塔(7)的顶部区域，为其提供额外的回流(31)。

另外，从低温分离器(3)获得的塔釜液体流(8)的一部分(32) 被导入液/液换热器(33)，在液/液换热器(33)中与从轻组分精馏塔(7) 获得的塔釜液体流(10)进行间接换热。得到的流体(34)随后作为液态回 流进料被导入轻组分精馏塔(7)的中间段。轻组分精馏塔(7)的这两股额 外的回流料提高了乙烷和重质烃组分的回收率。

图3例举了一个进一步的实施例。如图1和2所示，从轻组分 精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物(23)经过一流量控制阀 (24)被部分液化。该部分液化的蒸汽与制冷剂流体经过间接换热以实现进 一步的冷却，然后被导入深度分离装置(例如，一下级气/液分离器或一下级 精馏塔)，在该深度分离装置中大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品(27) 被回收，然后作为液态回流料返回至轻组分精馏塔(7)中。从深度分离装 置获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流(28)与该制冷剂流体进行间接换热以进一 步冷却，然后被导入液化天然气交换器，进行液化。

同图2，图3显示为轻组分精馏塔(7)提供了额外的回流料。 同样地，从低温分离器(3)(4)顶部移出的塔顶蒸汽流(4)被分出一部分 (30)，然后采用一涡轮膨胀器(5)对其作膨胀处理。然而，在本实施例中， 还将该部分的塔顶蒸汽流(30)与从低温分离器(3)的塔釜移出的塔釜液 体流(8)的一部分(32)进行合并。该液体和蒸汽移出的相对比例为接下 来的间接换热器(过冷器)中允许额外的回流的产生提供了路径。例如，在 合并的流体中塔顶蒸汽流的比例高达80％，塔釜液体流的比例高达99％。

该合并流体(35)被导入过冷器(13)，在该过冷器(13)中 使其与源自轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽进行间接换热。合并流体(35) 在过冷器(13)中被冷却并部分液化，然后被导入轻组分精馏塔(7)的顶 部区域，为其提供额外的回流。轻组分精馏塔(7)的这一额外的回流料提 高了乙烷和重质烃组分的回收率。

图4例举了图3实施例的一种变型形式。如图1-3所示，从轻 组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物(23)经过一流量控 制阀(24)被部分液化。在图4中，对该部分液化的流体的处理方式与图3 相同，将从低温分离器(3)顶部移出的塔顶蒸汽流(4)的一部分(30)与 从低温分离器(3)的塔釜得到的塔釜液体流(8)的一部分(32)进行合并。 合并后的流体(35)被导入过冷器(13)，在过冷器(13)中使其与源自轻 组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽进行间接换热。该经冷却并部分液化的合并后 的流体(35)随后被导入轻组分精馏塔(7)的顶部区域，为其提供额外的 回流。

如图1-3所示，从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得 的侧线馏出物(23)经过一流量控制阀(24)被部分液化。然而，在图4中， 对于从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物(23)的处 理方式有所不同。该部分液化的蒸汽与制冷剂流体进行间接换热以实现进一 步冷却，然后被导入深度分离装置(例如，一下级气/液分离器或一下级精馏 塔)中。从深度分离装置获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流(28)与该制冷剂流 体进行间接换热以得到进一步冷却，然后被导入液化天然气交换器，进行液 化。从深度分离装置的塔釜回收大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品 (27)。但是，与将其导入轻组分精馏塔(7)不同的是，该液态产品(27) 被作为液态回流料导入重组分精馏塔(9)的顶部。

图5例举了图2实施例的一种变型形式。如图2所示，从轻组 分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物(23)经过一流量控制 阀(24)被部分液化。该部分液化的蒸汽与制冷剂流体经过间接换热以实现 进一步的冷却，然后被导入深度分离装置(26)，在深度分离装置(26)中 大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品(27)被回收，然后作为液态回流 料返回至轻组分精馏塔(7)中。从深度分离装置(26)获得的富含甲烷的 塔顶蒸汽流(28)与该制冷剂流体进行间接换热以得到进一步冷却，然后被 导入液化天然气交换器，进行液化。

进一步地，如图2所示，需要向轻组分精馏塔(7)提供额外 的回流料。在采用一涡轮膨胀器(5)对从低温分离器获得的塔顶蒸汽流(4) 作膨胀处理之前，还将从低温分离器(3)的顶部获得的塔顶蒸汽流(4)的 一部分(30)导入过冷器(13)，在过冷器(13)中使其与源自轻组分精馏 塔(7)的塔顶蒸汽(12)进行间接换热。在过冷器(13)中，塔顶蒸汽流 (4)的该部分(30)被进一步冷却并部分液化，然后被导入轻组分精馏塔 (7)的顶部区域，为其提供额外的回流。另外，从低温分离器(3)的塔釜 获得的塔釜液体流(8)的一部分(32)被导入液/液换热器(33)，在液/液 换热器(33)中与从轻组分精馏塔(7)的塔釜获得的塔釜液体流(10)进 行间接换热。得到的流体(34)作为液态回流料被导入轻组分精馏塔(7) 的中间段。

然而，在图5中，还包含一贯穿液化天然气回收工艺的制冷回 路，该制冷回路可以实现能耗的降低。特别地，一股源自制冷系统的制冷剂 流体(36)被导入主换热器(2)(例如，一翅片式换热器)，在主换热器(2) 中使其与气体进料流(1)、从重组分精馏塔(9)的塔釜获得的液态产品流 (15)、从重组分精馏塔(9)的中间段进一步获得的液体流(16)、从重组 分精馏塔(9)的塔釜区域获得的再沸液(18)、以及从轻组分精馏塔(7) 的顶部获得的塔顶蒸汽产品流(12)进行间接换热。该制冷剂流体被冷却并 部分液化，并以流体(37)的形式排出主换热器。然后，该制冷剂流体被导 入过冷器(13)中以进一步冷却和液化。然后，该流体快速流经一阀(38)， 使其达到更低的温度，再返回至过冷器(13)中，为轻组分精馏塔(7)的 回流料提供冷却。制冷剂流体(39)然后返回至主换热器(2)中，在主换 热器(2)中作为液化天然气回收工艺的流体的冷却剂。随后该制冷剂流体 被返回至制冷系统中被压缩。

图6例举了与图5实施例相类似的工艺，不同的是具有一调整 后的制冷回路。将源自制冷系统的一股制冷剂流体(36)导入主换热器(2)， 在主换热器(2)中使其与气体进料流(1)、从重组分精馏塔(9)的塔釜获 得的液态产品流(15)、从重组分精馏塔(9)的中间段进一步获得的液体流 (16)、从重组分精馏塔(9)的塔釜区域获得的再沸液(18)、以及从轻组 分精馏塔(7)的顶部获得的塔顶蒸汽产品流(12)进行间接换热。该制冷 剂流体被冷却并部分液化，并以流体(37)的形式排出主换热器(2)。然后， 该制冷剂流体被导入过冷器(13)中以进一步冷却和液化。然后，该流体被 导入一换热器(40)用于冷却从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品流(12)中获 得的侧线馏出物(23)。该制冷剂流体存在于换热器(40)中并随后快速流 经一阀(41)，使其达到更低的温度，然后得到的流体再返回至同一换热器 (40)中，以提供进一步冷却。然后，该制冷剂再流经过冷器(13)和主换 热器(2)，随后流至制冷系统中被压缩。

图7显示的是本发明的进一步实施例。在该实施例中，未从轻 组分精馏塔的塔顶蒸汽产品中分离出侧线馏出物。而且，残余气体被用于主 换热器(2)(和过冷器(13)中，并在深度分离装置(26)中被处理。这一 实施例相比于单独的液化天然气单元，降低了能耗，从而使得工艺更加节能。

因此，在图7中，一部分高压残余气体(42)被导入深冷工艺， 并流经主换热器(2)。在主换热器(2)中，该高压残余气体通过与各种工 艺流体(例如，从轻组分精馏塔的塔顶得到的残余气体、进料流、从重组分 精馏塔的塔釜得到的产品流以及重组分精馏塔的侧线馏出物)换热而被冷却。 然后，该被冷却的高压残余气体(43)在过冷器(13)中通过与从轻组分精 馏塔(7)的顶部获得的塔顶蒸汽产品(12)，也称为残余气体，以及与从重 组分精馏塔(9)的顶部获得的塔顶蒸汽产品(12)，进行换热，以实现该被 冷却的高压残余气体(43)的进一步冷却。

然后将该经冷却的高压残余气体流的一部分(44)快速膨胀(例 如，通过一膨胀阀)至轻组分精馏塔(7)的操作压力，并与在过冷器(13) 中过冷处理后的从重组分精馏塔的顶部移出的塔顶蒸汽产品(14)进行合并。 该合并后的流体用作轻组分精馏塔的回流并从精馏塔的顶部进料。该经冷却 的高压残余气体流的剩余部分(45)经快速降压(例如，通过一膨胀阀)后， 被导入深度分离装置(26)(22-D1200)(例如，一LNGL分离器)。从深度 分离装置的塔釜得到的液体(27)为一富含甲烷的液体，该液体(27)在被 导入液化天然气生产单元之前，还被输送到液化天然气储存罐(46)。从深 度分离装置(26)的顶部移出的蒸汽流在一汽化气体(BOG)压缩机(47) 中被压缩，然后作为残余气体被移出。

该汽化气体(BOG)压缩机，将可能富含氮气的流体从与液化 温度对应的低压压缩至残余气体压缩机的最终排放压力。该汽化气体与其他 残余气体在系统中被使用的任何部分残余气体被移出后进行合并。该汽化气 体中可能存在的高氮气浓度使其不太适用于系统的冷却目的。

图8展示了本发明进一步的具体实施例。在该实施例中，从轻 组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽产品(12)中获得的侧线馏出物被用作液化天 然气生产单元的进料。该侧线馏出物，在被用作液化天然气生产单元的进料 之前，还被冷却并通过一独立的制冷源(REF)被液化。通过将轻组分精馏 塔塔顶蒸汽的冷却部分用作液化天然气单元的进料，使得该制冷单元的能耗 降低，从而使该工艺相比于单独的液化天然气生产单元更加节能。另外，使 用液化天然气生产单元的一部分低温液体作为轻组分精馏塔的回流，提升了 该工艺的效率和产品回收率。

如图8所示，从轻组分精馏塔中移出一部分塔顶蒸汽并作为进 料导入液化天然气产品生产单元，然后再导入过冷器(13)。特别地，这部 分轻组分精馏塔的塔顶蒸汽在一LNGL换热器(48)(例如，一合并了液化 天然气回收单元和液化天然气单元的功能的换热器)中与制冷剂以及源自液 化天然气生产单元的残余气体进行换热后被部分液化。得到的部分液化的流 体作为进料被导入深度分离装置中，例如回流分离器(26)，在其中大部分 的乙烷和重质烃组分作为液体被分离，并作为塔釜液体流从回流分离器(26) 中被移出，作为回流(27)返回至轻组分精馏塔中。

从回流分离器(26)的顶部得到的富含甲烷的蒸汽(28)在 LNGL换热器(48)中通过与制冷剂以及源自液化天然气生产单元的汽化气 体进行换热被进一步冷却。得到的部分液化的富含甲烷的流体(29)然后被 快速膨胀(例如，通过一膨胀阀膨胀)至较低压力，得到的流体(41)被导 入深度分离器(50)，即LNGL分离器。从深度分离器(50)的塔釜移出的 富含甲烷的液体，在被深加工之前，如果有需要可以将其选择性地导入液化 天然气储存罐(46)。从深度分离器(50)的顶部移出的蒸汽(51)(即，汽 化气体)被导入LNGL换热器(48)中进行换热，以便为一部分轻组分精馏 塔塔顶蒸汽(23)提供进一步的冷却，然后在BOG压缩机(47)中被压缩， 并与源自液化天然气回收单元的残余气体合并。

图9为图8实施例的变型形式。在图8中，从深度分离器(50) 的顶部获得的蒸汽(51)，即汽化气体，被导入LNGL换热器(48)中进行 换热，以便为轻组分精馏塔塔顶蒸汽的部分(23)提供进一步冷却，然后在 BOG压缩机(47)中被压缩，并与液化天然气回收单元的残余气体合并。 然而，在图9中，从深度分离器(50)的顶部获得的蒸汽(51)在BOG压 缩机(47)中被压缩之前，没有被导入LNGL换热器(48)用于为轻组分精 馏塔塔顶蒸汽的部分(23)提供进一步冷却。另外，残余气体(52)被导入 LNGL换热器(48)中，被冷却和液化。在经过LNGL换热器(48)后，得 到的液化后的残余气体快速流经一阀，使流体达到更低的温度，然后返回至 LNGL换热器(48)中，为液化天然气生产单元提供进一步冷却。

图10例举了与图1实施例非常相似的实施例，除了对于从深 度分离装置(26)排出的塔顶蒸汽流(28)的处理方式不同。因此，如图1 所示，图10的实施例中从轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽产品中获得侧线馏 出物(23)。该部分液化的蒸汽流被输送至制冷系统，在该制冷系统中与制 冷剂流体(REF)进行间接换热。得到的流体(25)然后被导入深度分离装 置(26)，例如一下级气/液分离器或一下级精馏塔。从深度分离装置(26) 的塔釜将大部分的乙烷和重质烃组分作为液态产品流(27)被回收，然后作 为液态回流返回至轻组分精馏塔中。

从深度分离装置(26)获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流(28)， 在LNGL换热器中与制冷系统的制冷剂流体进行间接换热，以得到进一步冷 却。该富含甲烷的流体作为经冷却并部分液化的流体(29)离开LNGL换热 器，然后快速膨胀(例如，通过一膨胀阀膨胀)至较低压力。得到的流体(41) 被导入深度分离器(50)，即LNGL分离器。从深度分离器(50)的塔釜移 出的富含甲烷的液体被选择性地导入液化天然气储存罐(46)，然后再被导 入液化天然气生产单元。从深度分离器(50)的顶部移出的蒸汽在BOG压 缩机(47)中被压缩，然后被导入残余气体中，例如与来自液化天然气回收 单元的其他残余气体合并。

图11例举了一结合图2和图10实施例的具体实施方式。通过 将轻组分精馏塔的一部分经冷却的塔顶蒸汽(23)用作液化天然气生产单元 的进料，制冷单元的实际能耗被降低，并使得该工艺相比于单独的液化天然 气生产单元更加节能。另外，将一部分从液化天然气单元获得的低温液体以 及从低温分离器获得的流体，作为回流料返回至轻组分精馏塔，提高了液化 天然气回收单元的效率和产品回收率。

因此，如图2所示，图11的实施例也需要向轻组分精馏塔 (22-T2000)提供额外的回流料。在膨胀处理之前，将一部分从低温分离器 (3)获得的塔顶蒸汽流(4)的一部分(30)导入过冷器(13)中，在过冷 器(13)中使之与来自于轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽进行间接换热。在 过冷器(13)中，该部分塔顶蒸汽流(30)被进一步冷却并部分液化，然后 被膨胀，并导入轻组分精馏塔(7)的顶部区域，为其提供额外的回流(31)。

另外，从低温分离器(3)获得的塔釜液体流(8)的一部分(32) 被导入液/液换热器(33)，在液/液换热器(33)中与从轻组分精馏塔(7) 的塔釜获得的塔釜液体流(10)进行间接换热。然后，得到的流体(34)被 膨胀并作为液态回流被导入轻组分精馏塔(7)的中间段。

与图10一样，在图11的实施例中，富含甲烷的蒸汽流作为部 分液化的流体(29)离开LNGL换热器，被快速膨胀(例如，通过一膨胀阀 膨胀)至较低压力。得到的流体(41)被导入深度分离器(50)，即LNGL 分离器。从深度分离器(50)的塔釜移出的富含甲烷的液体被选择性地导入 液化天然气储存罐(46)，然后再被导入液化天然气生产单元。从深度分离 器(50)的顶部移出的蒸汽(汽化气体)(51)在BOG压缩机(47)中被压 缩，并被导入残余气体中，例如与来自液化天然气回收单元的其它残余气体 合并。

图12例举了一结合了图3和图10具体实施方式的系统。在图 10的实施例中，通过使用经冷却的轻组分精馏塔的塔顶蒸汽的一部分(23) 作为液化天然气生产单元的进料，降低了制冷单元的能耗，并使得该工艺更 加节能。另外，将从液化天然气单元获得的低温液体的一部分以及从低温分 离器获得的流体，作为回流料返回至轻组分精馏塔，提高了液化天然气回收 单元的效率和产品回收率。

在图12中，与图10和图11一样，富含甲烷的流体作为经冷 却并部分液化的流体(29)离开LNGL换热器(48)，被快速膨胀(例如， 通过一膨胀阀膨胀)至较低压力。得到的流体(41)被导入深度分离器(50)， 即LNGL分离器。从深度分离器(50)的塔釜移出的富含甲烷的液体被选择 性地导入液化天然气储存罐(46)，然后再被导入液化天然气生产单元。从 深度分离器(50)的顶部移出的蒸汽(汽化气体)(51)在BOG压缩机(47) 中被压缩，并被导入残余气体，例如与来自液化天然气回收单元的其它残余 气体合并。

与图3一样，图12的系统也为轻组分精馏塔(7)提供了额外 的回流料。从低温分离器(3)顶部移出的塔顶蒸汽流(4)的一部分(30) 被分出，然后在一涡轮膨胀器(5)中对其作膨胀处理。将该部分塔顶蒸汽 流(30)与从低温分离器(3)的塔釜得到的塔釜液体流的一部分(32)进 行合并。该合并流体(35)被导入过冷器(13)中，在过冷器(13)中使其 与源自轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽进行间接换热。合并流体(35)在过 冷器(13)中被冷却并部分液化，膨胀后被导入轻组分精馏塔(7)的顶部 区域，为其提供额外的回流。轻组分精馏塔(7)的这一额外的回流料提高 了乙烷和重质烃组分的回收率。

图13例举了一结合了图4和图10实施例的系统。在图10的 实施例中，通过将经冷却的轻组分精馏塔的塔顶蒸汽的一部分(23)用作液 化天然气生产单元的进料，降低了制冷单元的能耗，并使得该工艺更加节能。 另外，将从液化天然气单元获得的低温液体的一部分作为回流料返回至重组 分精馏塔(参见，例如，图4)，以及将从低温分离器获得的流体用作轻组分 精馏塔的回流料，提高了液化天然气回收单元的效率和产品回收率。

与图4一样，图13的系统中，从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产 品(12)中获得的侧线馏出物(23)在LNGL换热器(48)中，与制冷剂流 体进行间接换热以得到进一步冷却后，被导入深度分离装置(26)(例如， 一下级气/液分离器或一下级精馏塔)中。从深度分离装置(26)获得的富含 甲烷的塔顶蒸汽流(28)与该制冷剂流体在LNGL换热器(48)中进行间接 换热被进一步冷却。与图10和图11一样，富含甲烷的流体作为经冷却并部 分液化的流体(29)离开LNGL换热器，被快速膨胀(例如，通过一膨胀阀 膨胀)至较低压力。得到的流体(41)被导入深度分离器(50)，即LNGL 分离器。从深度分离器(22-D1200)的塔釜移出的富含甲烷的液体被选择性 地导入液化天然气储存罐(46)，然后再被导入液化天然气生产单元。从深 度分离器(50)的顶部移出的蒸汽(汽化气体)(51)在BOG压缩机(47) 中被压缩并被导入残余气体，例如与来自液化天然气回收单元的其它残余气 体合并。

与图4一样，图13的系统为轻组分精馏塔(7)和重组分精馏 塔(9)都提供了额外的回流料。从深度分离装置(26)的塔釜中回收的乙 烷和重质烃组分作为液态产品(27)，作为液态回流料被导入重组分精馏塔 (9)的顶部，而不是被导入轻组分精馏塔(7)中。同样地，从低温分离器 (3)的顶部移出的塔顶蒸汽流(4)的一部分(30)被分出，然后在涡轮膨 胀机(5)中对其作膨胀处理。将该部分的塔顶蒸汽流(30)与从低温分离 器(3)的塔釜得到的塔釜液体流的一部分(32)进行合并。该合并流体(35) 被导入过冷器(13)中，在过冷器(13)中使其与源自轻组分精馏塔(7) 的塔顶蒸汽(12)进行间接换热。合并流体(35)在过冷器(22-E3200)中 被冷却并部分液化，膨胀后被导入轻组分精馏塔(7)的顶部区域，为其提 供额外的回流。

图14例举了一结合了图5和图10实施例的系统。在图10的 实施例中，通过将经冷却的轻组分精馏塔的塔顶蒸汽的一部分(13)用作液 化天然气生产单元的进料，降低制冷单元的能耗，并使得该工艺更加节能。 另外，将从液化天然气单元获得的低温液体的一部分作为回流料返回至轻组 分精馏塔(参见，例如，图5)，以及将从低温分离器获得的流体用作轻组分 精馏塔的回流料，提高了液化天然气回收单元的效率和产品回收率。进一步 地，包含贯穿于液化天然气回收工艺的制冷回路进一步降低了能耗。

与图2和图5一样，图14中从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品 (12)中获得的侧线馏出物(23)与制冷剂流体进行间接换热(48)以被进 一步冷却。然后，该流体被导入深度分离装置(26)中，在其中大部分的乙 烷和重质烃组分作为液态产品(27)被回收，并作为液态回流料被返回至轻 组分精馏塔(7)中。从深度分离装置(26)获得的富含甲烷的塔顶蒸汽流 (28)与制冷剂流体在LNGL换热器(48)中进行间接换热以得到进一步冷 却。

与图10-12一样，富含甲烷的流体作为经冷却并部分液化的流 体(29)离开LNGL换热器，被快速膨胀(例如，通过一膨胀阀膨胀)至较 低压力。得到的流体(41)被导入深度分离器(50)，即LNGL分离器。从 深度分离器(50)的塔釜移出的富含甲烷的液体被选择性地导入液化天然气 储存罐(46)，然后再被导入液化天然气生产单元。从深度分离器(50)的 顶部移出的蒸汽(汽化气体)(51)在BOG压缩机(47)中被压缩并被导入 残余气体，例如与来自液化天然回收单元的其它残余气体合并。

进一步地，与图2和5一样，向轻组分精馏塔(7)提供额外 的回流料。在涡轮膨胀器(5)中对从低温分离器(3)获得的塔顶蒸汽流(4) 作膨胀处理之前，塔顶蒸汽流(4)的一部分(30)被导入过冷器(13)中， 在过冷器(13)中使之与来自于轻组分精馏塔(7)的塔顶蒸汽(12)进行 间接换热。在过冷器(13)中，该部分塔顶蒸汽流(30)被进一步冷却并部 分液化，膨胀处理后被导入轻组分精馏塔(7)的顶部区域，为其提供额外 的回流。另外，从低温分离器(3)的塔釜获得的塔釜液体流的一部分(32) 被导入液/液换热器(33)，在液/液换热器(33)中与从轻组分精馏塔(7) 的塔釜获得的塔釜液体流(10)进行间接换热。得到的流体(34)作为液态 回流料被导入轻组分精馏塔(7)的中间段。

然而，在图14中，进一步包含一贯穿液化天然气回收工艺的 制冷回路，以降低能耗。特别地，一股来自于制冷系统的制冷剂流体(52) 被导入主换热器(2)(例如，一翅片式换热器)，在主换热器(2)中与重组 分精馏塔(9)的塔釜获得的液态产品流(15)、重组分精馏塔(9)的中间 段进一步移出的液体流(16)、从重组分精馏塔(22-T2100)的塔釜获得的 再沸液(18)以及从轻组分精馏塔(7)的顶部获得的塔顶蒸汽产品流(12) 进行间接换热。该制冷剂流体被冷却并部分液化后，以流体(53)离开主换 热器。随后，该制冷剂流体被导入过冷器(13)中被进一步冷却和液化。然 后，该流体快速流经一阀，使其达到更低的温度，再被作为进料(54)返回 至过冷器(13)中，冷却轻组分精馏塔(7)的回流料。该制冷剂流体(55) 然后返回至主换热器(22-E3000)中，在主换热器中作为液化天然气回收工 艺流体的冷却剂。该制冷剂流体(56)然后再返回至制冷系统中被压缩。包 含这贯穿液化天然气回收工艺的制冷回路使得能耗得以降低。

图15例举了图14系统的变型后的系统，其结合了图6和10 中实施例的特征。因此，图15例举了一与图14相类似的具体实施例，但是 具有一调整后的制冷回路。一股来自于制冷系统的制冷剂流体(52)被导入 主换热器(2)，在主换热器(2)中与重组分精馏塔(9)的塔釜获得的液态 产品流(15)、重组分精馏塔(9)的中间段进一步移出的液体流(16)、从 重组分精馏塔(9)的塔釜获得的再沸液(18)以及从轻组分精馏塔(7)的 顶部获得的塔顶蒸汽产品流(12)进行间接换热。该制冷剂流体被冷却并部 分液化后，以流体(53)的形式离开主换热器(2)。随后，该制冷剂流体被 导入过冷器(13)中被进一步冷却和液化。然后，这一流体被导入换热器(48) 中用于冷却从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品流(12)中获得的侧线馏出物 (23)。该制冷剂流体存在于换热器(48)中并快速流经一阀，使其达到更 低的温度。该得到的流体(54)然后被返回至同一换热器(48)中，用以提 供进一步的冷却。随后，该制冷剂流经过冷器(13)和主换热器(2)，然后 流至制冷系统中被压缩。同样地，包含这贯穿液化天然气回收工艺的制冷回 路使得能耗得以降低。

图16例举了本发明的进一步具体实施例。在该实施例中，与 图7的实施例相似，在将轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)导入过冷器(13) 之前，未从轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品(12)中分离出侧线馏出物。而是， 将轻组分精馏塔的塔顶蒸汽产品流经过冷器(13)之后，再将其导入主换热 器中，然后将其的至少一部分被压缩。至少一部分压缩后的残余气体被用作 液化天然气生产单元的进料，为轻组分精馏塔提供回流料。将该残余气体用 于液化天然气单元的进料降低了制冷单元的能耗，使得工艺相比于单独的液 化天然气单元更加节能。同样地，将从液化天然气生产单元得到的一部分低 温液体作为回流返回至轻组分精馏塔，提高了液化天然气回收单元的效率和 产品回收率。

如图16所示，从轻组分精馏塔的顶部获得的塔顶蒸汽(12) 流经过冷器(13)和主换热器(2)。得到的流体(57)在压缩机(58)中被 压缩，然后循环(59)至LNGL换热器(48)中，在其中经与制冷剂换热而 被冷却和部分液化。得到的流体被导入深度分离装置例如一回流分离器(26)。 从回流分离器(26)的塔釜将大部分的乙烷和重质烃组分作为液体流(27) 移出，然后作为回流返回至轻组分精馏塔中。将从回流分离器(26)的顶部 移出的富含甲烷的蒸汽流(28)输送到LNGL换热器(48)中，在换热器(48) 中与制冷剂进行换热以被进一步冷却。得到的部分液化的流体(29)存在于 LNGL换热器(48)，被快速膨胀至(例如，通过一膨胀阀膨胀)较低压力， 然后以流体(41)的形式被导入LNGL分离器(50)。从LNGL分离器(50) 中回收得到的富含甲烷的液体选择性地被导入液化天然气储存罐(46)。从 LNGL分离器中得到的蒸汽(汽化气体)(51)在BOG压缩机(47)中被压 缩，然后被导入残余气体，例如与来自液化天然气回收单元的其它残余气体 合并。

如前述，图17-21是气体过冷工艺的调整工艺。在图17中， 包含例如氦气、氮气、甲烷、乙烷、乙烯和碳原子数在3以上的烃类的气体 进料流(1)(例如，一天然气进料流)在例如4-60℃的温度、例如300-1500psig 的压力下被导入体系中。气体进料流(1)被拆分为两部分进料流，第一进 料流(1A)和第二进料流(1B)。第一进料流(1A)在主换热器(2)中与 工艺流体(16，18，15)，例如源自脱甲烷塔的流体，经间接换热被冷却并 部分冷凝。第二进料流(1B)在另一换热器(60)中与工艺流体(12)，例 如从脱甲烷塔得到的塔顶蒸汽流，经间接换热被冷却并部分冷凝(该换热器 (60)可以与另一换热器共享同一个核心，例如下面介绍的过冷器)。这两 部分进料流然后得到合并(1C)，可以选择性地被进一步冷却(61)(例如通 过与制冷剂经间接换热)，然后被导入一气/液低温分离器(3)中。

从低温分离器(3)的顶部移出的塔顶蒸汽流(4)被拆分为两 部分(30,30A)。类似的，从低温分离器(22-D1000)得到的塔釜液体流(8) 也被拆分为两部分(32,32A)。

第一部分塔顶蒸汽流(30A)被膨胀，例如在一涡轮膨胀器(5) 中，该涡轮膨胀器(5)可选择性地被结合到压缩机(63)中，然后被导入 脱甲烷塔(62)的中间段的第一中间位置处。从低温分离器(3)得到的第 一部分塔釜液体流(32A)也被膨胀和导入脱甲烷塔(62)中间段的第二中 间位置处，该第二中间位置处低于第一中间位置处，即第一部分的塔顶蒸汽 流(6)的导入的位置。第二部分塔顶蒸汽流(30)与第二部分塔釜液体流 (32)相结合，以形成一股合并的低温分离器流体(35)，然后在过冷器(13) 中与从脱甲烷塔(62)的顶部得到的塔顶蒸汽流(12)经间接换热被冷却。 流体(35)然后被导入并扩张至脱甲烷塔的上段区域。脱甲烷塔(62)的典 型工作温度为-70～-115℃，典型工作压力为100～500psig。

从脱甲烷塔(62)的塔釜获得的液态产品流被导入产品缓冲罐 (20)。产品缓冲罐中的液体可以被循环至脱甲烷塔(62)的塔釜区域。产 品缓冲罐(20)中的液态产品流(15)经换热被加热，例如，通过流经主换 热器(2)，在主换热器(2)中使其与第一进料流(1A)进行间接换热。另 外，还从脱甲烷塔的第三中间位置处进一步移出液体流(16)，即，低于第 二中间位置处。该进一步移出的液体流(16)经间接换热被加热，例如在主 换热器(2)中与第一进料流(1A)进行换热，然后被重新(17)导入脱甲 烷塔的第四中间位置处，即，低于第三中间位置处。从脱甲烷塔的下部区域 移出一额外的液体流(18)，即，低于第四中间位置处。该进一步移出的液 体流(18)经间接换热被加热，例如在主换热器(2)中，作为再沸液，与 第一进料流(1A)进行间接换热，然后被重新(19)导入脱甲烷塔的下段区 域。进一步地，如前述，从脱甲烷塔(62)的顶部移出一塔顶蒸汽流(12)。

一股高压(例如300～1500psig)残余气体被导入系统中，然 后在换热器(60)中与工艺流体(12)，例如从脱甲烷塔得到的塔顶蒸汽流， 经间接换热被冷却，然后在过冷器(13)中被进一步冷却，并选择性地在一 下级换热器(例如，一LNGL换热器)中进行进一步冷却。该经冷却的高压 残余气体的一部分(65)被膨胀(例如，通过一膨胀阀)至脱甲烷塔(62) 的操作压力，然后与合并的低温分离器流体(35)相结合，再作为顶部进料 被导入脱甲烷塔(62)的上段区域。剩余的经冷却的高压残余气体被膨胀(例 如，通过一膨胀阀)至低于脱甲烷塔操作压力的压力，然后被导入深度分离 装置中，例如一LNGL分离器(50)。从深度分离装置(50)中移出的富含 甲烷的液体流可以选择性地存放于一液化天然气储存罐(46)中，然后被输 送到液化天然气生产单元。从深度分离装置获得的塔顶蒸汽(汽化气体)(51) 在BOG压缩机(47)中被压缩，并被导入残余气体，例如与来自液化天然 气回收单元的其它残余气体合并。

图18的实施例涉及从脱甲烷塔的塔顶蒸汽流得到的侧线馏出 物的使用，而不是图17实施例的高压残余气体。因此，图18中，从脱甲烷 塔(62)得到的一部分经冷却的塔顶蒸汽(12)被用作液化天然气生产单元 的进料。

从脱甲烷塔的塔顶蒸汽流(12)分出一侧线馏出物(23)，并 在LNGL换热器(48)中，与制冷剂通过换热被部分液化，然后再在过冷器 (13)中被冷却。得到的流体被导入深度分离装置例如一回流分离器(26)。 在该回流分离器中，大部分乙烷和重质烃组分作为塔釜液体流(27)被移出， 并作为回流返回至脱甲烷塔中。从回流分离器(26)的顶部获取的富含甲烷 的蒸汽流(28)，在LNGL换热器(48)中，经与制冷剂换热被冷却，并至 少被部分液化。该至少部分液化的流体(29)存在于LNGL换热器，通过一 膨胀阀被迅速膨胀至较低压力，然后被导入深度分离装置(50)(例如，一 LNGL分离器)中。从深度分离装置(50)的塔釜回收的富含甲烷的液体， 被选择性地存放于液化天然气储存罐(46)中，然后作为进料被输送至液化 天然气生产单元中。从深度分离装置(50)的顶部移出的蒸汽流(51)(汽 化气体)，被用于LNGL换热器(48)中，为从脱甲烷塔的塔顶蒸汽流(12) 得到的侧线馏出物(23)和从回流分离器(26)的顶部移出的富含甲烷的蒸 汽流(28)提供进一步的冷却。从深度分离装置的顶部得到的蒸汽流(51) 随后在一BOG压缩机(47)中被压缩，并与来自于气体过冷工艺单元的其 他残余气体合并。

图19的实施例与图18的实施例相类似，除了在LNGL换热 器(48)中的进一步冷却是通过最初冷却和液化残余气体获得的，该残余气 体随后被膨胀并作为冷却媒介返回至LNGL换热器(48)中。

因此，图19中，从脱甲烷塔的塔顶蒸汽产品(12)中获得的 侧线馏出物(23)在LNGL换热器(48)中，经与制冷剂进行换热被部分液 化。该得到的流体被导入深度分离装置，例如一回流分离器(26)。塔釜液 体流(27)(大多数是乙烷和重质烃组分)作为回流返回至脱甲烷塔。富含 甲烷的蒸汽流(28)与制冷剂在LNGL换热器(48)中经换热被冷却，并至 少被部分液化。该至少部分液化的流体(29)存在于LNGL换热器(48)中， 经一膨胀阀被迅速膨胀至较低压力，并作为进料(41)被导入深度分离装置 (50)(例如，LNGL分离器(22-D1200))。从深度分离装置(50)的塔釜 回收富含甲烷的液体，并被选择性地储存于液化天然气储存罐(46)，然后 作为进料被导入液化天然气生产单元。从深度分离装置(50)的顶部移出的 蒸汽(51)(汽化气体)在BOG压缩机(47)中被压缩，并与来自气体过冷 工艺单元的其它残余气体合并。

残余气体(67)被导入LNGL换热器(48)中，被冷却和液 化。残余气体存在于LNGL换热器中并快速流经一阀，使其达到更低的温度。 得到的流体(68)然后作为进料返回至LNGL换热器(48)中为从脱甲烷塔 的塔顶蒸汽流(12)中得到的侧线馏出物(23)和从回流分离器(26)的顶 部移出的富含甲烷的蒸汽流(28)提供进一步的冷却。

图20例举了与图18和图19相似的实施例。但是，在图20 的实施例中，在LNGL换热器(48)中未使用进一步的冷却，例如来自于从 深度分离装置(50)的顶部得到的残余气体(67)或蒸汽流。

与图18-20一样，图21的实施例包含了从脱甲烷塔的塔顶蒸 汽流中获得的侧线馏出物的使用。然而，在该实施例中，从脱甲烷塔的塔顶 蒸汽流中分离获得侧线馏出物之前，该脱甲烷塔的塔顶蒸汽流还在一换热器 (60)中被进一步冷却(即在过冷器(13)中)。同时，该侧线馏出物在被 导入LNGL换热器(48)之前，还进行了压缩处理。

如图21所示，从脱甲烷塔的顶部获得的塔顶蒸汽流(23)流 经过冷器(13)和用于冷却第二进料流(1B)的换热器(60)。随后，至少 一部分塔顶蒸汽流在压缩机(63)(被结合至膨胀器(5))中被压缩，以形 成残余气体。然后，该残余气体的一部分在LNGL换热器(48)中经与制冷 剂换热后被冷却和部分液化。得到的流体被导入深度分离装置例如回流分离 器(26)。

在回流分离器(26)中，大部分的乙烷和重质烃组分作为塔 釜液体流(27)被移出，并作为回流返回至脱甲烷塔(62)中。从回流分离 器(26)的顶部移出的富含甲烷的蒸汽流(28)，在LNGL换热器(48)中， 经与制冷剂进行换热而被冷却，并使至少一部分被液化。该至少部分液化的 流体(29)存在于LNGL换热器中，通过一膨胀阀被迅速膨胀至较低压力， 然后作为进料(41)被导入深度分离装置(50)(例如，一LNGL分离器) 中。从深度分离装置(50)的塔釜回收的富含甲烷的液体，被选择性地存放 于液化天然气储存罐(46)中，然后作为进料被输送至液化天然气生产单元 中。从深度分离装置(50)的顶部得到的蒸汽流(汽化气体)(51)在BOG 压缩机(47)中被压缩，并与来自于气体过冷工艺单元的其他残余气体合并。

如前述，图22-26是裂解气回收工艺的调整工艺。如图22所 示，包含例如氦气、氮气、甲烷、乙烷、乙烯和碳原子数在3以上的烃类的 气体进料流(1)(例如，一天然气进料流)在例如4-60℃的温度、例如 300-1500psig的压力下被导入系统中。气体进料流(1)被拆分为两部分进料 流，第一进料流(1A)和第二进料流(1B)。第一进料流(1A)在主换热器 (2)中与工艺流体(16，18，15)经间接换热被冷却并部分冷凝。第二进 料流(1B)在另一换热器(60)中经与工艺流体(12)，例如从脱甲烷塔(62) 得到的塔顶蒸汽流，进行间接换热被冷却并部分冷凝(该换热器(60)可以 与另一换热器共享同一核心，例如下面介绍的过冷器)。这两部分进料流然 后得到合并(1C)，选择性地被进一步冷却(61)(例如，通过与制冷剂间接 换热)，然后被导入一气/液低温分离器(3)中。

从低温分离器(3)的顶部移出的塔顶蒸汽流(4)被拆分为 两部分(30,30A)。类似的，从低温分离器(3)得到的塔釜液体流(8)也 被拆分为两部分(32,32A)。

第一部分塔顶蒸汽流(30A)被膨胀，例如，在一涡轮膨胀器 (5)中，该涡轮膨胀器(5)可选择性地被结合至压缩机(63)，然后被导 入(6)脱甲烷塔(62)的中间段的第一中间位置处。从低温分离器(3)得 到的第一部分塔釜液体流(32A)也被膨胀并被导入脱甲烷塔(62)的中间 段的第二中间位置处，该第二中间位置处低于第一中间位置处，即塔顶蒸汽 流(6)的第一部分导入的位置。第二部分塔顶蒸汽流(30)与第二部分塔 釜液体流(32)相结合，以形成一股合并的低温分离器流体(35)，然后在 过冷器(13)中经与从脱甲烷塔(22-T2000)的顶部得到的塔顶蒸汽流(12) 进行间接换热被冷却，膨胀后作为顶部进料被导入脱甲烷塔的上段区域。脱 甲烷塔(22-T2000)的典型工作温度为-70～-115℃，典型工作压力为 100～500psig。

从脱甲烷塔(62)的塔釜获得的液态产品流被导入产品缓冲 罐(20)。产品缓冲罐中的液体可以循环至脱甲烷塔(62)的塔釜区域。产 品缓冲罐(2)中的液态产品流(15)通过换热被加热，例如，通过流经主 换热器(2)，在主换热器(2)中使其与第一进料流(1A)进行间接换热。 另外，从脱甲烷塔的第三中间位置处进一步移出液体流(18)，即，低于第 二中间位置处。该进一步被移出的液体流(16)经间接换热被加热，例如在 主换热器(2)中与第一进料流(1A)，然后被重新(17)导入脱甲烷塔的第 四中间位置处，即，低于第三中间位置处。从脱甲烷塔的下部区域另移出一 股液体流(18)，即，移取位置低于第四中间位置处。该另移出的液体流(18) 经间接换热被加热，例如在主换热器(2)中(本实施例中作为再沸液)与 第一进料流(1A)，然后被重新导入(19)脱甲烷塔的下段区域。进一步地， 如前述，从脱甲烷塔(62)的顶部移出塔顶蒸汽流(12)。

一股高压(例如300～1500psig)残余气体(69)被导入系统 中，在过冷器(13)中经间接换热被冷却。然后，该残余气体(69)的至少 一部分被膨胀(例如，通过一膨胀阀)至脱甲烷塔的操作压力，并作为另外 一部分顶部进料(70)被导入脱甲烷塔的上段区域。

残余气体的另外一部分(23)被膨胀(例如，通过一膨胀阀) 至低于脱甲烷塔的操作压力的压力，并被导入深度分离装置(50)，例如一 LNGL分离器。从深度分离装置(50)移出富含甲烷的液体流，被选择性地 存放于液化天然气储存罐(22-D1300)，然后被导入液化天然气生产单元。 从深度分离装置(50)移出的塔顶蒸汽流(汽化气体)(51)在BOG压缩机 (47)中被压缩，并与来自气体过冷工艺单元的其它残余气体合并。

图23例举了一个与图222相同的实施例，除了过冷器(13) 被拆分为两个独立的交换器(13A)和(13B)。因此，在过冷器(13A)中 残余气体(6)通过与一部分脱甲烷塔塔顶蒸汽流(12)进行换热被冷却， 在过冷器(13B)中合并的低温分离器流体(35)通过与另一部分(12A) 脱甲烷塔塔顶蒸汽流进行换热被冷却。

图24的实施例与图23的实施例类似，除了对于从残余气体 (69)中得到的侧线馏出物(23)的处理方式与图18对于侧线馏出物(232) 的处理方式类似。因此，残余气体(69)在过冷器(13)中被冷却之后，分 离出一股侧线馏出物(23)，并在LNGL换热器(48)中经与制冷剂进行换 热而被部分液化。得到的流体被导入深度分离装置例如一回流分离器(26)。 在回流分离器中，大部分乙烷和重质烃组分作为塔釜液体流(27)被移出， 并作为回流返回至脱甲烷塔中。从回流分离器(26)的顶部移出的富含甲烷 的蒸汽流(28)，在LNGL换热器(48)中，经与制冷剂换热而被冷却并至 少部分液化。该至少部分液化的流体(29)存在于LNGL换热器中，通过一 膨胀阀被迅速膨胀至较低压力，并被导入深度分离装置(50)(例如，一LNGL 分离器)中。从深度分离装置(50)的塔釜回收的富含甲烷的液体，被选择 性地存放于液化天然气储存罐(46)中，然后作为进料被输送至液化天然气 生产单元。从深度分离装置(50)的顶部移出蒸汽流(51)(汽化气体)，并 将其用于LNGL换热器(48)中，为从脱甲烷塔的塔顶蒸汽流(12)得到的 侧线馏出物(23)和从回流分离器(26)的顶部移出的富含甲烷的蒸汽流(28) 提供进一步的冷却。然后，从深度分离装置的顶部得到的蒸汽流(51)在一 BOG压缩机(47)中被压缩，并与来自于裂解气回收(RSV)单元的其他 残余气体合并。

图25的实施例对于在过冷器中经间接换热冷却的高压残余气 体的处理方式与图19中对于从脱甲烷塔的塔顶蒸汽流得到的侧线馏出物的 处理方式类似。如图25所示，高压残余气体(69)在过冷器(13)中经间 接换热被冷却，然后被分为第一部分(70)和第二部分(23)。第一部分残 余气体(70)被膨胀(例如，通过一膨胀阀)至脱甲烷塔的操作压力并作为 顶部进料被导入脱甲烷塔的上段区域。第二部分残余气体(23)在LNGL换 热器(48)中经与制冷剂进行换热而被冷却并部分液化。得到的流体被导入 深度分离装置例如一回流分离器(26)。

在回流分离器中，大部分乙烷和重质烃组分作为塔釜液体流 (27)被移出，并作为回流返回至脱甲烷塔中。从回流分离器(26)的顶部 移出富含甲烷的蒸汽流(28)，在LNGL换热器(48)中，经与制冷剂进行 换热而被冷却并至少部分液化。该至少部分液化的流体(29)存在于LNGL 换热器中，通过一膨胀阀被迅速膨胀至较低压力，并作为进料(41)被导入 深度分离装置(50)(例如LNGL分离器)中。从深度分离装置的塔釜回收 的富含甲烷的液体，被选择性地存放于液化天然气储存罐(46)中，然后作 为进料被输送至液化天然气生产单元。从深度分离装置的顶部移出的蒸汽流 (汽化气体)(51)，在一BOG压缩机(47)中被压缩，并与来自于裂解气 回收(RSV)单元的其他残余气体合并。

残余气体(67)被导入LNGL换热器(48)中，被冷却和液 化。该残余气体存在于LNGL换热器(48)中，并快速流经一阀，使其达到 更低的温度。然后，得到的流体(68)作为进料返回至LNGL换热器中，为 第二部分残余气体(23)和从回流分离器(26)的顶部移出的富含甲烷的蒸 汽流(28)提供进一步的冷却。

图26例举了与图24和图25类似的实施例。但是，在图26 的实施例中，LNGL换热器(48)中未使用进一步的冷却，例如来自从深度 分离装置的顶部得到的残余气体(23)或蒸汽流(28)。相对于图20。

图27的实施例与图23-25类似，除了在LNGL换热器中被冷 却的残余气体源自于脱甲烷塔的塔顶蒸汽流。参见图21。

如图27所示，高压残余气体(69)在过冷器(13)中经间接 换热被冷却，然后被膨胀(例如，通过一膨胀阀)至脱甲烷塔的操作压力并 作为顶部进料被导入脱甲烷塔的上段区域。因此，与图24-26的实施例不同， 存在于过冷器中的高压残余气体并没有被拆分为第一部分和第二部分。

如图27所示，从脱甲烷塔(62)的顶部得到的塔顶蒸汽流(12) 流经过冷器(13)和用于冷却第二进料流(1B)的换热器(60)。随后，至 少一部分塔顶蒸汽流在压缩机(63)(显示与膨胀机C6000相结合)中被压 缩以形成残余气体。然后，该残余气体的一部分(59)在LNGL换热器(48) 中经与制冷剂换热而被冷却和部分液化。得到的流体被导入深度分离装置例 如一回流分离器(26)。

在回流分离器(26)中，大部分乙烷和重质烃组分作为塔釜 液体流(27)被移出，并作为回流返回至脱甲烷塔中。从回流分离器(26) 的顶部移出的富含甲烷的蒸汽流(28)，在LNGL换热器(48)中，经与制 冷剂换热而被冷却并至少部分液化。该部分液化的流体(29)存在于LNGL 换热器(48)中，通过一膨胀阀被迅速膨胀至较低压力，并作为进料(41) 被导入深度分离装置(50)(例如，一LNGL分离器)中。从深度分离装置 的塔釜回收的富含甲烷的液体，被选择性地存放于液化天然气储存罐(46) 中，然后作为进料被输送至液化天然气生产单元。从深度分离装置的顶部移 出的蒸汽流(汽化气体)(51)在一BOG压缩机(47)中被压缩，并与来自 于裂解气回收(RSV)单元的其他残余气体合并。

即使不进行进一步细化，本领域技术人员能根据前述的描述 充分实施本发明。前述记载的特别优选的实施例，仅仅是为了解释说明本发 明，并不将本发明限制于其中。

通过用普遍或特别描述的本发明的反应物和/或操作条件替换 前述实施例中使用的反应物和/或操作条件之后，前述实施例能被重复并得到 相似的效果。

对于本发明引用的所有的专利申请、专利和出版物，以及申 请日为2012年12月28日、申请号为61/746,727的美国优先权临时申请均 被全文引用。

根据前述的记载，本领域技术人员可以轻易地获知本发明的 必要技术特征，而且在不违背其精髓和范围的基础上，可以对本发明的做出 很多调整和变型，以适应不同的用途和条件。