本发明公开了从液化天然气(LNG)流和烃气体流中回收重烃的方法。加热LNG进料流以使其至少部分气化,然后使之膨胀并在第一中间柱进料位置被供给至分馏柱。膨胀并冷却气体流,然后在第二中间柱进料位置被供给至所述柱。从中间柱进料位置以下的分馏柱中抽出蒸馏蒸气流,并导引其与LNG进料流产生热交换关联,随着蒸馏蒸气流对LNG进料流提供至少部分的加热而将其冷却。充分冷却蒸馏蒸气流以冷凝其至少一部分,形成冷凝料流。将冷凝料流的至少一部分作为顶部进料导至分馏柱。
1.一种工艺,用于将含有甲烷、C₂组分和重烃组分的液化天然气和含有甲烷、C₂组分和重烃组分的气体流分离成含有所述甲烷和所述C₂组分的主要部分的挥发性残余气体馏分和含有所述重烃组分的主要部分的挥发性相对较小的液体馏分,其中(a)充分加热所述液化天然气以使之气化,从而形成蒸气流;(b)将所述蒸气流膨胀到较低压力,并此后在第一中间柱进料位置供给至蒸馏柱;(c)将所述气体流膨胀到所述较低压力、冷却并此后在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(d)从所述膨胀的蒸气流和所述膨胀的冷却气体流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出蒸馏蒸气流,然后充分冷却所述蒸馏蒸气流以至少部分地将其冷凝,从而形成冷凝料流和含有任何剩余蒸气的料流,其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分;(e)将所述冷凝料流的至少一部分作为回流料流在顶部柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(f)从所述蒸馏柱的上部区域中抽出塔顶蒸气流并分流成至少第一部分和第二部分,然后将所述第二部分压缩到较高压力;(g)充分冷却所述压缩的第二部分以至少部分地将其冷凝,并从而形成挥发性液体流,其中所述冷却提供所述液化天然气的所述加热的至少一部分;(h)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分;(i)加热所述第一部分,其中所述加热提供所述蒸馏蒸气流的所述冷却的至少一部分;(j)将所述含有任何剩余蒸气的料流和所述加热的第一部分合并以形成残余蒸气流,所述残余蒸气流被加热,其中所述加热提供所述膨胀气体流的所述冷却的至少一部分;(k)所述加热的残余蒸气流然后与所述气化的挥发性液体流相结合,以形成含有所述甲烷和所述C₂组分的主要部分的所述挥发性残余气体馏分;以及(l)使所述回流料流的量和温度以及对所述蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述蒸馏柱的塔顶温度保持在一温度下,由此通过在所述蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
2.根据权利要求1所述的工艺,其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化;(b)分离所述部分气化的液化天然气,从而得到所述蒸气流和液体流;以及(c)将所述液体流膨胀到所述较低压力,并此后在下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱。
3.根据权利要求1所述的工艺,其中(a)将所述气体流膨胀到所述较低压力,并此后充分冷却以将其部分地冷凝;(b)分离所述部分冷凝的气体流,从而得到附加蒸气流和液体流;(c)将所述附加蒸气流在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(d)加热所述液体流,此后在下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;以及(e)从所述膨胀的蒸气流和所述附加蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流。
4.根据权利要求1所述的工艺,其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化;(b)分离所述部分气化的液化天然气,从而得到所述蒸气流和第一液体流;(c)将所述第一液体流膨胀到所述较低压力并此后在第一下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(d)将所述气体流膨胀到所述较低压力,并此后充分冷却以将其部分地冷凝;(e)分离所述部分冷凝的气体流,从而得到附加蒸气流和第二液体流;(f)将所述附加蒸气流在第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(g)加热所述第二液体流,此后在第二下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;以及(h)从所述膨胀的蒸气流和所述附加蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流。
5.根据权利要求1或2所述的工艺,其中(a)将所述气体流冷却、膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(b)从所述膨胀的蒸气流和所述冷却的膨胀气体流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流;以及(c)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
6.根据权利要求3所述的工艺,其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝;从而形成所述附加蒸气流和所述液体流;(b)将所述附加蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(c)将所述液体流膨胀到所述较低压力、加热并此后在所述下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(d)从所述膨胀的第一蒸气流和所述膨胀的附加蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流;以及(e)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
7.根据权利要求4所述的工艺,其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝;从而形成所述附加蒸气流和所述第二液体流;(b)将所述附加蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(c)将所述第二液体流膨胀到所述较低压力、加热并此后在所述第二下部中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱;(d)从所述膨胀的蒸气流和所述膨胀的附加蒸气流以下的所述蒸馏柱的一区域中抽出所述蒸馏蒸气流;以及(e)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
8.根据权利要求1、2、3或4所述的工艺,其中(a)将所述残余蒸气流压缩到较高压力,并此后冷却,使得所述冷却提供所述挥发性液体流的所述加热的至少一部分;以及(b)此后将所述冷却的压缩残余蒸气流与所述气化的挥发性液体流合并以形成所述挥发性残余气体馏分。
9.根据权利要求1、2、3、4、6或7所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述蒸馏柱;以及(c)将所述第二回流料流在位于与抽出所述蒸馏蒸气流处基本上相同的区域中的中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱。
10.根据权利要求5所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述蒸馏柱;以及(c)将所述第二回流料流在位于与抽出所述蒸馏蒸气流处基本上相同的区域中的中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱。
11.根据权利要求8所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述蒸馏柱;以及(c)将所述第二回流料流在位于与抽出所述蒸馏蒸气流处基本上相同的区域中的中间柱进料位置供给至所述蒸馏柱。
12.根据权利要求1、2、3、4、6或7所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
13.根据权利要求5所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
14.根据权利要求8所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
15.根据权利要求9所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
16.根据权利要求10所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
17.根据权利要求11所述的工艺,其中在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以上的位置处从所述蒸馏柱中抽出蒸馏液体流,然后加热所述蒸馏液体流,并此后在抽出所述蒸馏蒸气流的区域以下的位置处将所述加热的蒸馏液体流重新导入所述蒸馏柱。
18.根据权利要求1所述的工艺,其中(a)所述蒸馏柱作为汽提柱,从该汽提蒸馏柱的下部区域产生所述挥发性相对较小的液体馏分;(b)将所述膨胀的蒸气流在第一下部进料位置供给至产生所述塔顶蒸气流和底部液体流的吸收柱;(c)将所述冷却的膨胀气体流在第二下部进料位置供给至所述吸收柱;(d)将所述底部液体流在顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;(e)从所述汽提蒸馏柱的上部区域中抽出所述蒸馏蒸气流;(f)将所述冷凝料流的至少一部分作为回流料流在顶部柱进料位置供给至所述吸收柱;以及(g)使所述回流料流的量和温度以及对所述吸收柱和所述汽提蒸馏柱的所述进料的温度有效地将所述吸收柱和所述汽提蒸馏柱的塔顶温度保持在某些温度下,由此通过在所述吸收柱和所述汽提蒸馏柱中进行分馏而在所述挥发性相对较小的液体馏分中回收所述重烃组分的主要部分。
19.根据权利要求18所述的工艺,其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化;(b)分离所述部分气化的液化天然气,从而得到所述蒸气流和液体流;以及(c)将所述液体流膨胀到所述较低压力并此后在中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
20.根据权利要求18所述的工艺,其中(a)将所述气体流膨胀到所述较低压力,并此后充分冷却以将其部分地冷凝;(b)分离所述部分冷凝的气体流,从而得到附加蒸气流和液体流;(c)将所述附加蒸气流在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱;以及(d)加热所述液体流,并此后在中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
21.根据权利要求18所述的工艺,其中(a)充分加热所述液化天然气以部分地使之气化;(b)分离所述部分气化的液化天然气,从而得到所述蒸气流和第一液体流;(c)将所述气体流膨胀到所述较低压力,并此后充分冷却以将其部分地冷凝;(d)分离所述部分冷凝的气体流,从而得到附加蒸气流和第二液体流;(e)将所述附加蒸气流在第二下部进料位置供给至所述吸收柱;(f)将所述第一液体流膨胀到所述较低压力并此后在第一中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(g)加热所述第二液体流,并此后在第二中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
22.根据权利要求18或19所述的工艺,其中(a)将所述气体流冷却、膨胀到所述较低压力,并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱;以及(b)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
23.根据权利要求20所述的工艺,其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝;从而形成所述附加蒸气流和所述液体流;(b)将所述附加蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱;(c)将所述液体流膨胀到所述较低压力、加热并此后在所述中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(d)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
24.根据权利要求21所述的工艺,其中(a)充分冷却所述气体流以将其部分地冷凝;从而形成所述附加蒸气流和所述第二液体流;(b)将所述附加蒸气流膨胀到所述较低压力并此后在所述第二下部进料位置供给至所述吸收柱;(c)将所述第二液体流膨胀到所述较低压力、加热并此后在所述第二中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(d)充分加热所述挥发性液体流以将其气化,其中所述加热提供所述气体流的所述冷却的至少一部分。
25.根据权利要求18、19、20或21所述的工艺,其中(a)将所述残余蒸气流压缩到较高压力,并此后冷却,使得所述冷却提供所述挥发性液体流的所述加热的至少一部分;以及(b)此后将所述冷却的压缩残余蒸气流与所述气化的挥发性液体流合并以形成所述挥发性残余气体馏分。
26.根据权利要求18、19、20、21、23或24所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述吸收柱;(c)将所述底部液体流在上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(d)将所述第二回流料流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
27.根据权利要求22所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述吸收柱;(c)将所述底部液体流在上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(d)将所述第二回流料流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
28.根据权利要求25所述的工艺,其中(a)将所述冷凝料流分流成至少第一回流料流和第二回流料流;(b)将所述第一回流料流在所述顶部进料位置供给至所述吸收柱;(c)将所述底部液体流在上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱;以及(d)将所述第二回流料流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱。
29.根据权利要求18、19、20、21、23或24所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。
30.根据权利要求22所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。
31.根据权利要求25所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述顶部柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。
32.根据权利要求26所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。
33.根据权利要求27所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。
34.根据权利要求28所述的工艺,其中在将所述底部液体流在所述上部中间柱进料位置供给至所述汽提蒸馏柱之前加热所述底部液体流的至少一部分。技术领域
本发明涉及将乙烷和重烃或丙烷和重烃与液化天然气(下文称LNG)分离的工艺,该工艺结合了含烃气体的分离,以提供易挥发性富含甲烷的气体流和挥发性较小的天然气液体(NGL)或液化石油气(LPG)流。
背景技术
作为对管道输送的替代方案,有时将偏远位置处的天然气液化并在特殊的LNG罐中运输到适当的LNG接收和储存终点。然后可将LNG重新气化并以与天然气相同的方式作为气态燃料使用。虽然LNG的主要部分通常是甲烷,即,甲烷构成LNG的至少50摩尔%,但LNG还含有相对较少量的重烃,如乙烷、丙烷、丁烷等,以及氮。往往有必要将部分或全部的重烃与LNG中的甲烷分离,以使得由LNG气化所得到的气态燃料符合管道的热值规格。此外,往往还可取的是,将重烃与甲烷和乙烷分离,因为这些烃作为液体产品的价值(作为例子,用作石化原料)比其作为燃料的价值高。虽然有许多工艺可用于从LNG中分离乙烷和/或丙烷及重烃,但这些工艺往往必须在高回收率、低效用成本和工艺简单性(以及因此资金投入低)之间进行折衷。美国专利2,952,984;3,837,172;5,114,451;和7,155,931描述了相关的LNG工艺,该工艺能够进行乙烷或丙烷的回收,同时产生贫LNG蒸气流,此后该蒸气流被压缩以输出压力进入气体分配网络。然而,如果改为将贫LNG生产成能够被泵(而不是压缩)至气体分配网络的输出压力的液体流,随后使用低级别的外部热源或其它装置气化贫LNG,则较低的效用成本是可能的。美国专利6,604,380;6,907,752;6,941,771;7,069,743;和7,216,507以及共同待决的申请11/749,268和12/060,362,上面的这些描述了这样的工艺。经济和物流往往要求LNG接收终点的位置靠近将重新气化的LNG输送给消费者的天然气输送管线。在许多情况下,这些地区也有用于处理在该地区产出的天然气以回收含在天然气中的重烃的设备。分离这些重烃的有效工艺包括基于气体的冷却和冷冻、油的吸收和冷冻油吸收的那些工艺。另外,由于产生电力的经济型设备的可用性以及能够同时进行膨胀和从正被处理的气体中提取热的原因,低温工艺已经变得很普及。根据气体源的压力、气体的富度(乙烷、乙烯和重烃的含量)和所需的终端产品情况,可以采用这些工艺中的每一种或它们的组合工艺。低温膨胀工艺现在通常优选用于天然气液体回收,因为它可提供最大程度的简单性,容易启动,操作灵活,效率良好,安全且可靠性良好。美国专利3,292,380;4,061,481;4,140,504;4,157,904;4,171,964;4,185,978;4,251,249;4,278,457;4,519,824;4,617,039;4,687,499;4,689,063;4,690,702;4,854,955;4,869,740;4,889,545;5,275,005;5,555,748;5,566,554;5,568,737;5,771,712;5,799,507;5,881,569;5,890,378;5,983,664;6,182,469;6,578,379;6,712,880;6,915,662;7,191,617;7,219,513;再颁布的美国专利33,408;以及共同待决的申请11/430,412;11/839,693;11/971,491;和12/206,230描述了相关的工艺(虽然本发明的描述是基于与所引用的美国专利中所述不同的处理条件)。
发明内容
本发明通常涉及从这种LNG和气体流中综合回收丙烯、丙烷和重烃。本发明采用新颖的工艺布局将LNG流的加热与气体流的冷却相结合,从而避免了需要使用单独的汽化器,并且避免了需要进行外部制冷,使得能够回收高的C₃组分,同时可保持处理设备简单且资金投入低。进一步地,本发明减少了处理LNG和气体流所需的设施(电力和热),导致操作成本低于其它工艺,并且还显著地降低了资本投入。迄今为止,受让人的共同待决的申请12/060,362可用于在处理LNG的设备中回收C₃组分和重烃组分,而受让人的美国专利5,799,507已被用于在处理天然气的设备中回收C₃组分和重烃组分。意外的是,申请人已经发现,通过使受让人的共同待决的申请12/060,362的某些特征与受让人的美国专利5,799,507的某些特征相结合,可以实现非常高的C₃组分回收水平,而使用的能量比分别处理LNG和天然气的单独设备所需的能量少。对根据本发明要处理的LNG流进行典型的分析,按近似的摩尔百分比计为92.2%的甲烷、6.0%的乙烷及其它C₂组分、1.1%的丙烷及其它C₃组分,加上微量的丁烷,余者由氮构成。对根据本发明要处理的气体流进行典型的分析,按近似的摩尔百分比计为80.1%的甲烷、9.5%的乙烷及其它C₂组分、5.6%的丙烷及其它C₃组分、1.3%的异丁烷、1.1%的正丁烷,加上.8%的戊烷,余者由氮和二氧化碳构成。有时也存在含硫气体。
附图说明
为了更好地理解本发明,参考以下的实施例和附图。参考附图:图1是使用LNG提供其制冷的基础方案的天然气处理设备的流程图;图2是分别根据共同待决的申请12/060,362和美国专利5,799,507的基础方案的LNG和天然气处理设备的流程图;图3是根据本发明的LNG和天然气处理设备的流程图;以及图4至8是示出本发明应用于LNG和天然气流的替代方式的流程图。
具体实施方式
提供图1和2以定量说明本发明的优点。在以下对上述附图的说明中,提供了汇总对典型处理条件计算的流速的表格。在本文中出现的表中,为方便起见,流速(摩尔/小时)的值已经被四舍五入到最近的整数。表中所示的总的料流速度包括了所有的非烃组分,因此通常大于烃组分的料流流速之和。所示的温度为四舍五入到最近度数的近似值。还应该指出的是,为比较附图中所描述的工艺的目的而进行的工艺设计计算是基于这样的假设,没有从周围环境到工艺(或者从工艺到周围环境)的热泄漏。从市售的隔热材料的质量来看,这是非常合理的假设,并且本领域的技术人员通常能够作出这种假设。为了方便起见,按传统的英式单位和国际单位制(SI)两者记录工艺参数。表中给出的摩尔流速可被解释为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。记录为马力(HP)和/或千英热单位/小时(MBTU/Hr)的能量消耗对应于以磅摩尔/小时表示的指定摩尔流速。记录为千瓦(kW)的能量消耗对应于以千克摩尔/小时表示的指定摩尔流速。图1是显示使用LNG流提供致冷以从天然气中回收C₃+组分的处理设备设计的流程图。在图1工艺的模拟中,入口气体在126°F[52°C]和600psia[4,137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备。如果入口气体含有的硫化合物浓度会妨碍产物流符合规格要求,则通过对进料气进行适当的预处理脱除硫化合物(未示出)。此外,通常对进料流脱水以防止在低温条件下形成水合物(冰)。固体干燥剂通常被用于此目的。入口气体流31在热交换器12中通过与-173°F[-114°C]的部分变暖的LNG的一部分(料流72a)和冷残余蒸气流38进行热交换而被冷却。冷却的料流31a在-76°F[-60°C]和584psia[4,027kPa(a)]下进入分离器13,蒸气(料流34)在此与冷凝的液体(料流35)分离。通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)将液体流35快速膨胀到分馏塔20的操作压力(大约450psia[3,101kPa(a)])。离开膨胀阀17的膨胀料流35a达到-88°F[-67°C]的温度,并在第一中间柱进料点被供给至分馏塔20。来自分离器13的蒸气(料流34)进入做功膨胀机10,在其中由这部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力,通过做功膨胀将膨胀料流34a冷却到大约-96°F[-71°C]的温度。典型的市售膨胀机能够取得理论上可从理想的等熵膨胀中获得的功的大概80-88%。取得的功往往用于驱动离心压缩机(如物件11),所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的残余蒸气(料流38a)。膨胀料流34a在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。塔20中的脱乙烷装置为常规的蒸馏柱,其包括有多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合,以提供下落的液体与上升的蒸气之间的必要接触。所述柱还包括一个或多个再沸器(如再沸器19),其加热沿柱向下流的一部分液体并使之气化以提供汽提蒸气,所述汽提蒸气沿柱向上流以汽提甲烷、C₂组分和较轻组分的液体产物流41。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,液体产物流41以210°F[99°C]离开塔底。塔顶蒸馏流43以-87°F[-66°C]从分馏塔20的上部分抽出,分成料流44和47两个部分。第一部分(料流44)流向回流冷凝器23,在该处被冷却到-237°F[-149°C],并通过与冷LNG(料流71a)的一部分(料流72)进行热交换而被完全冷凝。冷凝的料流44a进入回流分离器24,其中冷凝的液体(料流46)与任何未冷凝的蒸气(料流45)分离。来自回流分离器24的液体流46由回流泵25泵到略高于脱乙烷装置20的操作压力的压力,然后料流46a作为冷顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置20。这一冷回流液体吸收并冷凝在脱乙烷装置20的上部分中上升的蒸气中的C₃组分和重烃组分。塔顶蒸气流43的第二部分(料流47)与来自回流分离器24的任何未冷凝的蒸气(料流45)合并形成-88°F[-67°C]的冷残余蒸气流38。残余蒸气流38与入口气体逆向地通过热交换器12,在该处被加热到-5°F[-21°C](料流38a)。然后分两个阶段再压缩残余蒸气流。第一阶段为由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38b压缩到销售管线压力(料流38c)的补充动力源驱动压缩机21。在排放冷却器22中冷却到126°F[52°C]后,料流38d与温热的LNG流71b合并,形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42以足以满足管线要求的1262psia[8,701kPa(a)]流向销售气管道。来自LNG罐50的LNG(料流71)在-251°F[-157°C]下进入泵51。泵51充分地提高LNG的压力,使其能够流过热交换器,并由此到达销售气管道。料流71a在-242°F[-152°C]和1364psia[9,404kPa(a)]下离开泵51,并被分成料流72和73两个部分。第一部分(料流72)如先前所述在回流冷凝器23中被加热到-173°F[-114°C],同时它向来自分馏塔20的塔顶蒸气流43的部分(料流44)提供冷却,并在热交换器12中达到46°F[8°C],同时对入口气体提供冷却。利用低级别的公共热量(utilityxa0heat),第二部分(料流73)在热交换器53中被加热到40°F[4°C]。受热料流72b和73a合并形成温热的LNG流71b,其此后与残余蒸气流38d合并形成残余气体流42,如先前所述。下表中给出了图1中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总:表I(图1)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>表I中记录的回收率是相对于包含在设备中被处理的气体流和在LNG流中的丙烷和丁烷+的总量计算的。虽然回收率相对于包含在被处理的气体中的重烃来说是非常高的(对于丙烷和丁烷+分别是99.42%和100.00%),但在图1的工艺中,没有包含在LNG流中的重烃被捕获。事实上,根据LNG流71的组成,由图1工艺产生的残余气体流42可能不会满足所有的管道规格。表I中记录的比功率是回收每单位液体产品所消耗的功率,并且是总工艺效率的指标。图2是显示分别根据共同待决的申请12/060,362和美国专利5,799,507从LNG和天然气中回收C₃+组分的工艺的流程图,其中被处理的LNG流被用来对天然气设备提供致冷。图2的工艺已经被应用于与先前对于图1所述相同的LNG流和入口气体流组成和条件。在图2工艺的模拟中,来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F[-157°C]下进入泵51以将LNG的压力提高到1364psia[9,404kPa(a)]。然后高压LNG(料流71a)流过热交换器52,在该处通过与来自升压压缩机56的压缩蒸气流83a和蒸馏蒸气流73进行热交换而被从-242°F[-152°C]加热到-50°F[-45°C](料流71b)。受热并气化的料流71b进入做功膨胀机55,蒸气被基本上等熵地膨胀到约455psia[3,135kPa(a)](分馏柱62的操作压力)时在其中获得机械能。在膨胀料流71c于上部中间柱进料点被供给至分馏柱62之前,做功膨胀将其冷却到大约-122°F[-86°C]的温度。膨胀料流71c在分馏柱62的吸收段的下部区域中进入分馏柱62。料流71c的液体部分与从吸收段中下降的液体混合,合并的液体向下行进,进入脱乙烷装置62(包括再沸器61)的汽提段。膨胀料流71c的蒸气部分上升通过吸收段,并与下降的冷液体接触以冷凝和吸收C₃组分和重组分。蒸馏液体流72从脱乙烷装置62中的吸收段的下部区域中抽出,并被送往热交换器52。蒸馏液体流被从-121°F[-85°C]加热到-50°F[-45°C],在其作为下部中间柱进料返回至汽提段的中部区域中的脱乙烷装置62之前部分地气化料流72a。蒸馏蒸气的一部分(料流73)在-46°F[-43°C]下从脱乙烷装置62的汽提段的上部区域中抽出。然后此料流在交换器52中通过与LNG流71a和蒸馏液体流72进行热交换被冷却并部分冷凝(料流73a),如先前所述。部分冷凝的料流73a在-104°F[-76°C]下流至回流分离器64。回流分离器64的操作压力(452psia[3,113kPa(a)])略低于脱乙烷装置62的操作压力,以提供使蒸馏蒸气流73流过热交换器52并进入回流分离器64的驱动力,冷凝的液体(料流75)在回流分离器64处与未冷凝的蒸气(料流74)分离。来自回流分离器64的液体流75由泵65泵至压力略高于脱乙烷装置62的操作压力,然后泵过的料流75a被分流成两个部分。一个部分是料流76,作为顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置62。此冷回流液体吸收并冷凝在脱乙烷装置62的吸收段的上部精馏区中上升的C₃组分和重组分。另一部分为料流77,在位于与抽出蒸馏蒸气流73处基本上相同的区域中的汽提段的上部区域中的中间柱进料位置被供给至脱乙烷装置62,以提供料流73的部分精馏。脱乙烷装置塔顶蒸气(料流79)在-105°F[-76°C]下离开脱乙烷装置62的顶部,并与未冷凝的蒸气(料流74)合并形成-105°F[-76°C]的冷蒸气流83。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,液体产物流80以174°F[79°C]离开塔底。冷蒸气流83流至由膨胀机55驱动的压缩机56以充分提高料流83a的压力,使得其能够在热交换器52中完全冷凝。料流83a在-58°F[-50°C]和669psia[4,611kPa(a)]下离开压缩机,并通过与高压LNG进料流71a和蒸馏液体流72进行热交换而被冷却到-114°F[-81°C](料流83b),如先前所讨论的那样。冷凝的料流83b由泵63泵至压力略高于销售气输送压力,用于后续在热交换器23和12中进行气化,将料流83c从-94°F[-70°C]加热到40°F[4°C],如下面0和0段中所述,以产生温热的贫LNG流83e。在图2工艺的模拟中,入口气体在126°F[52°C]和600psia[4,137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备。进料流31在热交换器12中通过与-56°F[-49°C]的冷贫LNG(料流83d)、冷残余蒸气流38和分离器液体(料流35a)进行热交换而被冷却。冷却的料流31a在-51°F[-46°C]和584psia[4,027kPa(a)]下进入分离器13,蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流35)分离。来自分离器13的蒸气(料流34)进入做功膨胀机10,在其中由这部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到分馏塔20的操作压力(大约441psia[3,039kPa(a)]),通过做功膨胀将膨胀料流34a冷却到大约-73°F[-58°C]的温度。然后部分冷凝的膨胀料流34a作为进料在上部中间柱进料点被供给至分馏塔20。料流34a的液体部分与从吸收段中下降的液体混合,合并的液体向下行进进入脱乙烷装置20的汽提段(包括再沸器19)。膨胀料流34a的蒸气部分上升通过吸收段并与下降的冷液体接触以冷凝并吸收C₃组分和重组分。液体流35通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)快速膨胀到略高于分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀料流35a在对热交换器12中进来的进料气提供冷却之前达到-62°F[-52°C]的温度,如先前所述。然后受热料流35b在82°F[28°C]下在下部中间柱进料点进入分馏塔20,以使其甲烷和C₂组分被汽提。蒸馏液体流36从脱乙烷装置20中的吸收段的下部区域中抽出并被送往热交换器23。蒸馏液体流被从-86°F[-66°C]加热到-12°F[-24°C],在其作为下部中间柱进料返回至汽提段的中部区域中的脱乙烷装置20之前部分地气化料流36a。蒸馏蒸气的一部分(料流37)在-9°F[-23°C]下从脱乙烷装置20的汽提段的上部区域中抽出。然后此料流在交换器23中通过与冷贫LNG流83c和与蒸馏液体流36进行热交换而被冷却和部分冷凝(料流37a),如先前所述。部分冷凝的料流37a在-86°F[-65°C]下流至回流分离器24。回流分离器24的操作压力(437psia[3,012kPa(a)])略低于脱乙烷装置20的操作压力以提供使蒸馏蒸气流37流过热交换器23并进入回流分离器24的驱动力,冷凝的液体(料流45)在回流分离器24处与未冷凝的蒸气(料流44)分离。来自回流分离器24的液体流45由泵25泵至压力略高于脱乙烷装置20的操作压力,然后泵过的料流45a被分流成两个部分,一个部分为料流46,作为顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置20。此冷回流液体吸收并冷凝在脱乙烷装置20的吸收段的上部精馏区中上升的C₃组分和重组分。另一部分为料流47,在位于与抽出蒸馏蒸气流37处基本上相同的区域中的汽提段的上部区域中的中间柱进料位置被供给至脱乙烷装置20,以提供料流37的部分精馏。脱乙烷装置塔顶蒸气(料流43)在-88°F[-67°C]下离开脱乙烷装置20的顶部,并被导入热交换器23以对蒸馏蒸气流36提供冷却,如先前所述。受热的塔顶蒸气流43a在-56°F[-49°C]下与未冷凝的蒸气(料流44)合并形成-58°F[-50°C]的冷残余蒸气流38。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,液体产物流40以208°F[98°C]离开塔底。冷残余蒸气流38与入口气体流31逆流地通过热交换器12,在该处被加热到8°F[-13°C](料流38a)。然后分两个阶段再压缩受热的残余蒸气流。第一阶段为由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38b压缩到销售管线压力(料流38c)的补充动力源驱动压缩机21。在排放冷却器22中冷却到126°F[52°C]后,料流38d与温热的贫LNG流83e合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42以足以满足管线要求的1262psia[8,701kPa(a)]流向销售气管道。下表中给出了图2中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总:表II(图2)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="469"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>比较表I和表II中所示的回收水平表明,由于包含在分馏塔62的LNG流中的重烃液体的回收原因,图2工艺的液体回收率比图1工艺的液体回收率高。丙烷回收率从85.33%提高到99.29%,丁烷+回收率从99.83%提高到100.00%。然而,就比功率而言,图2工艺的工艺效率比图1工艺的工艺效率略低约4%。发明详述实施例1图3描述了根据本发明工艺的流程图。在图3工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1和图2工艺中的组成及条件相同。因此,可以将图3的工艺与图1和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点。在图3工艺的模拟中,来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F[-157°C]下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力,使得其能够流过热交换器并由此到达分离器54。料流71a在-242°F[-152°C]和1364psia[9,404kPa(a)]下离开泵,并在进入分离器54之前被加热,从而使得其全部或一部分被气化。在图3所示的实施例中,料流71a首先在热交换器23中通过冷却-42°F[-41°C]的压缩的第二塔顶蒸气部分83a(如在[0054]段中的进一步描述)和蒸馏蒸气流37而被加热到-24°F[-31°C]。部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热。(高级别的公共热量,如用于塔再沸器19的加热介质,通常比低级别的公共热量更昂贵,因此当最大程度地使用诸如海水之类的低级别热量并最小程度地使用高级别的公共热量时,通常可以实现较低的操作成本)。应指出的是,在所有情况下,交换器23和53代表多个单个热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。(决定是否对指定的加热处理使用一个以上的热交换器取决于多种因素,包括但不限于入口LNG流速、入口气体流速、热交换器尺寸、料流温度等)。受热料流71c在-12°F[-24°C]和1339psia[9,232kPa(a)]下进入分离器54,在该处蒸气(料流77)与任何剩下的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55,在其中由高压进料获得机械能。所述机器55将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(455psia[3,135kPa(a)]),其中做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-105°F[-76°C]的温度。获取的功往往用于驱动离心压缩机(如物件56),所述离心压缩机例如可用于再压缩冷的第二塔顶蒸气部分(料流83)。部分冷凝的膨胀料流77a此后作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有分离器液体(料流78)的话,其在膨胀料流78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图3工艺的模拟中,入口气体在126°F[52°C]和600psia[4,137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备。进料流31在热交换器12中通过与-90°F[-68°C]的冷贫LNG(料流83c)、-52°F[-47°C]的冷残余蒸气流38和分离器液体(料流35a)进行热交换而被冷却。应指出的是,在所有情况下,交换器12代表多个单个热交换器或单个多通道热交换器或它们的任意组合。(决定是否对指定的冷却处理使用一个以上的热交换器取决于多种因素,包括但不限于入口LNG流速、入口气体流速、热交换器尺寸、料流温度等)。冷却的料流31a在-74°F[-59°C]和584psia[4,027kPa(a)]下进入分离器13,蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流35)分离。来自分离器13的蒸气(料流34)进入做功膨胀机10,在其中由此部分高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到分馏塔20的操作压力,其中做功膨胀将膨胀料流34a冷却到大约-93°F[-70°C]的温度。获取的功往往用于驱动离心压缩机(如物件11),所述离心压缩机例如可用于再压缩受热的残余蒸气流(料流38a)。然后部分冷凝的膨胀料流34a在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35通过适当的膨胀装置(如膨胀阀17)快速膨胀到略高于分馏塔20的操作压力。离开膨胀阀17的膨胀料流35a在对热交换器12中进来的进料气提供冷却之前达到-85°F[-65°C]的温度,如先前所述。然后受热料流35b在81°F[27°C]下在第二下部中间柱进料点进入分馏塔20,以使其甲烷和C₂组分被汽提。分馏柱20中的脱乙烷装置是常规的蒸馏柱,包括多个竖直隔开的塔板、一个或多个填充床或塔板与填料的某种组合。分馏塔20可由两段组成。上部吸收(精馏)段20a包括塔板和/或填料以提供上升的蒸气与下降的冷液体之间的必要接触,从而冷凝并吸收C₃组分和重组分;下部汽提(脱乙烷)段20b包括塔板和/或填料以提供下降的液体与上升的蒸气之间的必要接触。脱乙烷段还包括一个或多个再沸器(如使用高级别的公共热量的再沸器19),所述再沸器加热沿柱下流的液体的一部分并将其气化,以提供沿柱上流的汽提蒸气。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,柱液体流41以208°F[98°C]离开塔底。部分冷凝的膨胀料流77a和34a在吸收段20a的下部区域中被供给至分馏塔20。料流77a和34a的液体部分与从吸收段20a中下降的液体混合,合并的液体向下行进进入脱乙烷装置20的汽提段20b。膨胀料流77a和34a的蒸气部分上升通过吸收段20a,并与下降的冷液体接触以冷凝并吸收C₃组分和重组分。蒸馏液体流36从脱乙烷装置20中的吸收段20a的下部区域中抽出,并被送往热交换器23。蒸馏液体流被从-106°F[-77°C]加热到-24°F[-31°C],在其于汽提段20b的中部区域中的第三下部中间柱进料位置返回至脱乙烷装置20之前部分地气化料流36a。蒸馏蒸气的一部分(料流37)在-21°F[-29°C]下从脱乙烷装置20中的汽提段20b的上部区域中抽出。然后此料流在交换器23中通过与冷LNG流71a和蒸馏液体流36(如先前所述)以及与冷的第一塔顶蒸气部分43进行热交换而被冷却并部分冷凝(料流37a)。部分冷凝的料流37a在-87°F[-66°C]下流至回流分离器24。回流分离器24的操作压力(452psia[3,113kPa(a)])略低于脱乙烷装置20的操作压力,以提供使蒸馏蒸气流37流过热交换器23并进入回流分离器24的驱动力,冷凝的液体(料流45)在回流分离器24处与未冷凝的蒸气(料流44)分离。来自回流分离器24的液体流45由泵25泵至压力略高于脱乙烷装置20的操作压力,然后泵过的料流45a被分流成两个部分。一个部分为料流46,作为顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置20。此冷回流液体吸收并冷凝在脱乙烷装置20的吸收段20a的上部精馏区中上升的C₃组分和重组分。另一部分为料流47,在位于与抽出蒸馏蒸气流37处基本上相同的区域中的汽提段20b的上部区域中的中间柱进料位置被供给至脱乙烷装置20,以提供料流37的部分精馏。脱乙烷装置塔顶蒸气(料流79)在-97°F[-71°C]下离开脱乙烷装置20的顶部,并被分流成第一塔顶蒸气部分43和第二塔顶蒸气部分83两个部分。第一塔顶蒸气部分43被导入热交换器23以对如先前所述的蒸馏蒸气流37提供冷却。受热的第一塔顶蒸气部分43a在-24°F[-31°C]下与任何未冷凝的蒸气(料流44)合并形成冷残余蒸气流38,其与入口气体流31逆流地通过热交换器12,在该处被加热到-24°F[-31°C](料流38a)。然后分两个阶段再压缩残余蒸气流。第一阶段为由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38b压缩到销售管线压力(料流38c)的补充动力源驱动压缩机21。(注意,在这个实施例中并不需要排放冷却器22,一些应用可能需要冷却压缩的残余蒸气流38c,从而使当与温热的贫LNG流83d混合时产生的温度凉到足以符合销售气管道的要求)。第二塔顶蒸气部分83流至由膨胀机55驱动的压缩机56,在该处被压缩到701psia[4,833kPa(a)](料流83a)。在此压力下,如先前所述,当料流在热交换器23中被冷却到-109°F[-78°C]时,该料流被完全冷凝。冷凝的液体(料流83b)为富含甲烷的贫LNG流,由泵63将其泵至1275psia[8,791kPa(a)],用于在热交换器12中气化,将料流83c加热到-25°F[-32°C],如先前所述,从而产生温热的贫LNG流83d,其然后与压缩的残余蒸气流38c/38d合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42在足以满足管线要求的30°F[-1°C]和1262psia[8,701kPa(a)]下流至销售气管道。下表中给出了图3中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总:表III(图3)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="501"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>与图1和图2工艺相比,由本发明的图3实施方案得到的改进是没有预料到的。比较上面表III中针对图3实施方案所示的回收水平与表I中针对图1工艺的回收水平表明,本发明的图3实施方案将丙烷回收率从85.33%提高到99.41%,丁烷+回收率从99.83%提高到100.00%。此外,比较表III与表I中的设施消耗表明,本发明图3实施方案的工艺效率显著优于图1工艺的工艺效率,使用低大约13%的功率获得了较高的回收水平。对于本发明,比功率从图1工艺中的5.427HP-Hr/Lb.Mole[8.922kW-Hr/kgxa0mole]降到图3实施方案中的4.263HP-Hr/Lb.Mole[7.009kW-Hr/kgxa0mole],生产效率的提高超过21%,由此可清楚地看到工艺效率的提高。比较表III中针对图3实施方案与表II中针对图2工艺所示的回收水平表明,液体回收水平基本上是相同的。然而,比较表III中与表II中的设施消耗表明,本发明图3实施方案比图2工艺中所需的功率低了约25%。这导致本发明的比功率从图2工艺中的5.667HP-Hr/Lb.Mole[9.317kW-Hr/kgxa0mole]减少到图3实施方案中的4.263HP-Hr/Lb.Mole[7.009kW-Hr/kgxa0mole],生产效率的提高差不多是25%。有六种主要因素导致本发明中效率的提高。首先,与许多现有技术工艺相比,本发明不依靠LNG进料本身直接用作分馏柱20的回流。而是,在热交换器23中利用冷LNG中内在的制冷作用产生液体回流料流(料流46),所述液体回流料流含有非常少量要回收的C₃组分和重烃组分,结果在分馏塔20的吸收段20a中产生有效的精馏,并且避免了这种现有技术工艺的平衡限制。第二,通过回流料流47对蒸馏蒸气流37的部分精馏结果产生顶部回流料流46,其主要是液体甲烷和C₂组分,含非常少的C₃组分和重烃组分。作为结果,差不多100%的C₃组分和基本上所有的重烃组分被回收在液体产品41中离开脱乙烷装置20的底部。第三,吸收段20a提供的柱蒸气的精馏使得所有LNG进料在作为料流77进入做功膨胀机55之前被气化,导致显著的功率恢复。然后此功率可用于将第二塔顶蒸气部分83压缩到足够高的压力,从而使之可以在热交换器23中被冷凝,并此后被泵至管道输送压力。(泵动使用的功率显著低于压缩)。第四,LNG进料的气化(与由热交换器53中的低级别的公共热量提供的部分的气化负荷)意味着供给分馏柱20的液体总量较少,从而最大程度地减少为使脱乙烷装置的底部液体产品满足规格而由再沸器19所消耗的高级别公共热量。第五,使用冷贫LNG流83c对热交换器12中的入口气体流31提供“免费”制冷就不再需要单独的气化装置(如图1工艺中的热交换器53)以在将LNG输送至销售气管道之前对其进行再气化。第六,入口气体流31的这种“免费”制冷意味着必须由残余蒸气流38提供的热交换器12中的冷却负荷较少,因此料流38a较冷,并且将其压力升高到管道运输条件所需的压缩功率较小。实施例2处理LNG和天然气的替代方法示于如图4中所示的本发明另一实施方案中。在图4中给出的工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1至3中的相同。因此,可以将图4工艺与图1和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点,并且同样也可以与图3所示的实施方案进行比较。在图4工艺的模拟中,来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F[-157°C]下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力,使得其能够流过热交换器并由此到达分离器54。料流71a在-242°F[-152°C]和1364psia[9,404kPa(a)]下离开泵,并在热交换器23中通过冷却-44°F[-42°C]的压缩的第二塔顶蒸气部分83a和蒸馏蒸气流37被加热到-17°F[-27°C]。部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热,并在-11°F[-24°C]和1339psia[9,232kPa(a)]下进入分离器54,蒸气(料流77)在该处与任何剩余的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55,在其中由高压进料获得机械能。所述机器55将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(455psia[3,135kPa(a)]),其中做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-105°F[-76°C]的温度。部分冷凝的膨胀料流77a此后作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有分离器液体(料流78)的话,其在膨胀料流78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图4工艺的模拟中,入口气体在126°F[52°C]和600psia[4,137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备并流至做功膨胀机10,在其中由高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到略高于塔操作压力,通过做功膨胀将膨胀料流31a冷却到大约100°F[38°C]的温度。膨胀料流31a在热交换器12中通过与-96°F[-71°C]的冷贫LNG(料流83c)、-35°F[-37°C]的冷残余蒸气流38和分离器液体(料流35a)进行热交换而被进一步冷却。进一步冷却的料流31b在-76°F[-60°C]和458psia[3,156kPa(a)]下进入分离器13,蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流35)分离,并此后在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35被通过阀17导引,然后到达热交换器12,在该处对如先前所述进来的进料气提供冷却。然后受热料流35b在65°F[18°C]下在第二下部中间柱进料点进入分馏塔20,以使其甲烷和C₂组分被汽提。蒸馏液体流36从脱乙烷装置20中的吸收段的下部区域中抽出并被送往热交换器23。蒸馏液体流被从-100°F[-73°C]加热到-17°F[-27°C],在其于汽提段的中部区域中的第三下部中间柱进料位置返回至脱乙烷装置20之前部分地气化料流36a。蒸馏蒸气的一部分(料流37)在-14°F[-26°C]下从脱乙烷装置20中的汽提段的上部区域中抽出。然后此料流在交换器23中通过与如先前所述的冷LNG流71a和蒸馏液体流36以及与冷的第一塔顶蒸气部分43进行热交换被冷却并部分冷凝(料流37a)。部分冷凝的料流37a在-84°F[-64°C]和452psia[3,113kPa(a)]下流至回流分离器24,冷凝的液体(料流45)在该处与未冷凝的蒸气(料流44)分离。来自回流分离器24的液体流45由泵25泵至压力略高于脱乙烷装置20的操作压力,然后泵过的料流45a被分流成两个部分,一个部分为料流46,作为顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置20。另一部分为料流47,在位于与抽出蒸馏蒸气流37处基本上相同的区域中的汽提段的上部区域中的中间柱进料位置被供给至脱乙烷装置20。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,柱液体流41在208°F[98°C]下离开塔底。脱乙烷装置塔顶蒸气(料流79)在-96°F[-71°C]下离开脱乙烷装置20的顶部,并被分流成第一塔顶蒸气部分43和第二塔顶蒸气部分83两个部分。第一塔顶蒸气部分43被导入热交换器23以对蒸馏蒸气流37提供冷却,如先前所述。受热的第一塔顶蒸气部分43a在-17°F[-27°C]下与任何未冷凝的蒸气(料流44)合并形成冷残余蒸气流38,其与膨胀的入口气体流31逆流地通过热交换器12,在该处被加热到-26°F[-32°C](料流38a)。然后分两个阶段再压缩残余蒸气流。第一阶段为由膨胀机10驱动压缩机11。第二阶段由将料流38b压缩到销售管线压力(料流38c)的补充动力源驱动压缩机21。第二塔顶蒸气部分83流至由膨胀机55驱动的压缩机56,在该处被压缩到686psia[4,729kPa(a)](料流83a)。如先前所述,在此压力下,料流在热交换器23中冷却到-113°F[-81°C]时完全冷凝。冷凝的液体(料流83b)为富含甲烷的贫LNG流,其被通过泵63泵到1275psia[8,791kPa(a)],用于如前所述的在热交换器12中进行气化、将料流83c加热到-27°F[-33°C],从而产生温热的贫LNG流83d,然后该温热的贫LNG流83d与压缩的残余蒸气流38c/38d合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42在足以满足管线要求的23°F[-5°C]和1262psia[8,701kPa(a)]下流至销售气管道。下表中给出了图4中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总:表IV(图4)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="658"/>表III和IV的比较表明,由本发明图4实施方案获得的液体回收率与图3实施方案基本上是相同的。然而,图4实施方案所用的功率低于图3实施方案的功率,比功率的提高超过16%。然而,本发明图4实施方案所需的高级别公共热量比本发明图3实施方案中所需的稍微高(不到9%)。实施例3处理LNG和天然气的另一替代方法示于如图5中所示的本发明实施方案中。在图5中给出的工艺中所考虑的LNG流和入口气体流的组成及条件与图1至4中的相同。因此,可以将图5工艺与图1和图2的工艺进行比较以说明本发明的优点,并且同样也可以与图3和图4所示的实施方案进行比较。在图5工艺的模拟中,来自LNG罐50的要处理的LNG(料流71)在-251°F[-157°C]下进入泵51。泵51充分提高LNG的压力,使得其能够流过热交换器并由此到达分离器54。料流71a在-242°F[-152°C]和1364psia[9,404kPa(a)]下离开泵,并在热交换器23中通过冷却-42°F[-41°C]的压缩的第二塔顶蒸气部分83a和蒸馏蒸气流37而被加热到-16°F[-27°C]。部分受热的料流71b在热交换器53中利用低级别的公共热量被进一步加热,并在-4°F[-20°C]和1339psia[9,232kPa(a)]下进入分离器54,蒸气(料流77)在该处与任何剩余的液体(料流78)分离。蒸气流77进入做功膨胀机55,在其中由高压进料获得机械能。所述机器55将蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力(455psia[3,135kPa(a)]),通过做功膨胀将膨胀料流77a冷却到大约-101°F[-74°C]的温度。部分冷凝的膨胀料流77a此后作为进料在第一中间柱进料点被供给至分馏柱20。如果有分离器液体(料流78)的话,其在膨胀料流78a于第一下部中间柱进料点被供给至分馏塔20之前通过膨胀阀59膨胀到分馏柱20的操作压力。在图5工艺的模拟中,入口气体在126°F[52°C]和600psia[4,137kPa(a)]下作为料流31进入所述设备并流至做功膨胀机10,在其中由高压进料获得机械能。所述机器10将蒸气基本上等熵地膨胀到略高于塔操作压力,通过做功膨胀将膨胀料流31a冷却到大约100°F[38°C]的温度。膨胀料流31a在热交换器12中通过与-90°F[-68°C]的冷贫LNG(料流83c)和分离器液体(料流35a)进行热交换而被进一步冷却。进一步冷却的料流31b在72°F[-58°C]和458psia[3,156kPa(a)]下进入分离器13,蒸气(料流34)在该处与冷凝的液体(料流35)分离,并此后在第二中间柱进料点被供给至分馏塔20。液体流35被通过阀17导引,然后到达热交换器12,在该处对如先前所述进来的进料气提供冷却。然后受热料流35b在66°F[19°C]下在第二下部中间柱进料点进入分馏塔20,以使其甲烷和C₂组分被汽提。蒸馏液体流36从脱乙烷装置20中的吸收段的下部区域中抽出并被送往热交换器23。蒸馏液体流被从-96°F[-71°C]加热到-16°F[-27°C],在其于汽提段的中部区域中的第三下部中间柱进料位置返回至脱乙烷装置20之前部分地气化料流36a。蒸馏蒸气的一部分(料流37)在-13°F[-25°C]下从脱乙烷装置20中的汽提段的上部区域中抽出。然后此料流在交换器23中通过与如先前所述的冷LNG流71a和蒸馏液体流36以及与冷的第一塔顶蒸气部分43进行热交换而被冷却并部分冷凝(料流37a)。部分冷凝的料流37a在-87°F[-66°C]和452psia[3,113kPa(a)]下流至回流分离器24,冷凝的液体(料流45)在该处与未冷凝的蒸气(料流44)分离。来自回流分离器24的液体流45由泵25泵至压力略高于脱乙烷装置20的操作压力,然后泵过的料流45a被分流成两个部分,一个部分为料流46,作为顶部柱进料(回流)供给至脱乙烷装置20。另一部分为料流47,在位于与抽出蒸馏蒸气流37处基本上相同的区域中的汽提段的上部区域中的中间柱进料位置被供给至脱乙烷装置20。根据在底部产物中乙烷与丙烷的摩尔比为0.020∶1的典型规范,柱液体流41在208°F[98°C]下离开塔底。脱乙烷装置塔顶蒸气(料流79)在-95°F[-71°C]下离开脱乙烷装置20的顶部,并被分流成第一塔顶蒸气部分43和第二塔顶蒸气部分83两个部分。第一塔顶蒸气部分43被导入热交换器23以对蒸馏蒸气流37提供冷却,如先前所述。受热的第一塔顶蒸气部分43a在-16°F[-27°C]下与任何未冷凝的蒸气(料流44)合并形成-30°F[-34°C]的冷残余蒸气流38,其被由膨胀机10驱动的压缩机11部分地再压缩。由于本发明图5实施方案的高效性原因,压缩的残余蒸气流38a不需要对膨胀的入口气体流31a提供任何冷却。而是,压缩的残余蒸气流38a如先前所述与冷贫LNG(料流83c)和分离器液体(料流35a)逆流地通过热交换器12以被冷却,因此需要较小的功率压缩料流。然后冷却的残余蒸气流38b在-11°F[-24°C]下进入由将料流38b压缩到销售管线压力(料流38c)的补充动力源驱动的压缩机21。第二塔顶蒸气部分83流至由膨胀机55驱动的压缩机56,在该处被压缩到693psia[4,781kPa(a)](料流83a)。在此压力下,如先前所述,当料流在热交换器23中被冷却到-109°F[-78°C]时,该料流被完全冷凝。冷凝的液体(料流83b)为富含甲烷的贫LNG流,由泵63将其泵至1275psia[8,791kPa(a)],用于在热交换器12中气化,将料流83c加热到-11°F[-24°C],如先前所述,从而产生温热的贫LNG流83d,其然后与压缩的残余蒸气流38c/38d合并形成残余气体产物(料流42)。残余气体流42在足以满足管线要求的23°F[-5°C]和1262psia[8,701kPa(a)]下流至销售气管道。下表中给出了图5中所示工艺的料流流速和能量消耗的汇总:表V(图5)料流流动汇总-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="524"/>表III、IV和V的比较表明,由本发明图5实施方案获得的液体回收率与图3和图4实施方案基本上是相同的。图5实施方案所用的功率低于图3和图4实施方案的功率,比功率的提高相对于图3实施方案超过了23%,相对于图4实施方案差不多为9%。然而,本发明图5实施方案所需的高级别公共热量比图3实施方案的稍高(约8%)。对于具体的应用来说,选用哪种实施方案通常由功率和高级别公共热量的相对成本以及泵、热交换器和压缩机的相对投资费用决定。其它实施方案图3至5描述了在单个容器中建造的分馏塔。图6至8描述了在吸收(精馏)柱66(接触及分离装置)和汽提(蒸馏)柱20两个容器中建造的分馏塔。在这种情况下,蒸馏蒸气流37从汽提柱20的上部分中抽出,并被送往热交换器22以产生吸收柱66和汽提柱20的回流。使用泵67将来自吸收柱66底部的液体(料流36)送往热交换器22,用于在于中间柱进料位置供给汽提柱20之前进行加热和部分气化。决定将分馏塔建造成单容器(如图3到5中的脱乙烷装置20)还是多个容器取决于多种因素,如设备尺寸、离制造设施的距离等。根据本发明,通常有利的是将脱乙烷装置的吸收(精馏)段设计成包括理论多级分离。然而,少至一个理论级也能实现本发明的优点,且据信甚至等价于理论级的分数的方案也能够获得这些优点。例如,可以合并离开回流分离器24的所有或一部分冷凝的液体(料流45)与所有或一部分料流77a和34a(如在通向脱乙烷装置的管道中),并且如果彻底相混合的话,蒸气和液体将混在一起,并根据合并的总料流的各种组分的相对挥发性分开。本发明的目的认为这些料流的这种混合构成了吸收段。如前所述,将蒸馏蒸气流37部分冷凝,所得到的冷凝液用于吸收料流77a和34a中的蒸气中的有价值的C₃组分和重组分。然而,本发明不仅限于此实施方案。例如在其它设计方面的考虑认为部分蒸气或冷凝液应该绕过脱乙烷装置的吸收段的情况下,有利的是可以只按此方式处理这些蒸气的一部分,或者只使用冷凝液的一部分作为吸收剂。还应意识到,在图3至8中的两个柱进料之间分流的包含在料流45a中的冷凝液体的每一分支中存在的进料相对量取决于多种因素,包括LNG压力、入口气体压力、LNG流组成、入口气体组成及所需的回收水平。对于本发明的具体应用来说,在不对特定情况进行评价的情况下通常不能预测最佳的分流。在一些情况下可取的是,将所有的回流料流45a送往脱乙烷装置20中的吸收段的顶部(图3到5)或吸收柱66的顶部(图6到8),在图3至8中的虚线47处没有流动。在这种情况下,可以减少从分馏柱20中抽出的蒸馏液体(料流36)的数量或者不用抽出。在本发明的实施中,在脱乙烷装置20与回流分离器24之间必然会有轻微的压力差,这点必须予以考虑。如果蒸馏蒸气流37流过热交换器23并进入回流分离器24,且没有任何压力的提升,则回流分离器24呈现的操作压力将必然略低于脱乙烷装置20的操作压力。在这种情况下,从回流分离器24中抽出的液体流可以被泵到其在脱乙烷装置20上的进料位置。替代方式是对蒸馏蒸气流37提供升压鼓风机以充分提高热交换器23和回流分离器24中的操作压力,从而可以在无需泵送的情况下将液体流45供给至脱乙烷装置20。当入口气体较贫时,可以不需要图3至8中的分离器13。根据进料气中重烃的数量和进料气压力情况,离开热交换器12的冷却的料流31a(图3和6)或膨胀冷却的料流31b(图4、5、7和8)可以不含有任何液体(因为它高于其露点,或者因为它高于其临界凝结压力),所以可以不确定用分离器13。在这种情况下,可以剔除分离器13和膨胀阀17,如虚线所示。当要处理的LNG为贫LNG或者当采取LNG在热交换器52和53中完全气化时,可以不确定用图3至8中的分离器54。根据入口LNG中的重烃数量和离开进料泵51的LNG流压力情况,离开热交换器53的受热LNG流可以不含有任何液体(因为它高于其露点,或者因为它高于其临界凝结压力)。在这种情况下,可以剔除分离器54和膨胀阀59,如虚线所示。在所示的实施例中,图3至8中示出了料流83b的总冷凝。一些情况可能有利于对此料流进行过冷却,而其它情况可能只有利于部分冷凝。若是实现了此料流的部分冷凝,则可能有必要使用压缩机或其它装置处理未冷凝的蒸气以提高蒸气的压力,从而使之能够加入泵过的冷凝液体。作为另外的选择,可将未冷凝的蒸气送往工厂燃料系统或用于其它类似用途。进料气条件、LNG条件、设备尺寸、可用的装置或其它因素可表明,不用做功膨胀机10和/或55用替代的膨胀装置(如膨胀阀)进行替换是可行的。虽然描述的是在特定的膨胀装置中的单独的料流膨胀,但在适当情况下可采用替代的膨胀装置。图3至8中显示,大多数处理中使用单个热交换器。然而,有可能将两个或更多个热交换处理合并成一个共同的热交换器,如将图3至8中的热交换器23和53合并成共同的热交换器。在一些例子中,情况可能有利于将热交换处理分成多个交换器。对于指定的处理来说,决定采用合并热交换处理还是使用一个以上热交换器取决于多种因素,包括但不限于入口气体流速、LNG流速、热交换器尺寸、料流温度等。根据本发明,针对每一具体的应用以及特定的热交换处理工艺料流的选择,必须对用于工艺热交换的富含甲烷的贫LNG和蒸馏蒸气流的使用和分布以及用于加热LNG流和冷却进料气体流的热交换器的具体布置进行评价。一些情况下可能不需要在热交换器23中使用蒸馏液体流36来提供冷却,如图3至8中的虚线所示。在这种情况下,蒸馏液体流36可根本不被抽出(图3到6),或者可绕过热交换器23(图6到8)。然而,通常有必要通过在再沸器19中使用更高级别的公共热量、给柱20增加一个或多个侧部再沸器和/或由一些其它方式加热蒸馏液体流36来增加对柱20的热输入。在一些应用中,在本发明图6到8的实施方案中只加热蒸馏液体流36的一部分(料流36b)可能是有利的。在图3至8中所示的本发明实施方案中,贫LNG流83c直接用于在热交换器12中提供冷却。然而,一些情况可能有利于使用贫LNG来冷却中间传热流体,如丙烷或其它合适的流体,然后使用冷却的传热流体在热交换器12中提供冷却。采用间接利用可从贫LNG流83c中得到的致冷的替代方式可实现与在本发明图3至8的实施方案中直接使用料流83c进行冷却相同的处理目的。如何最佳地使用贫LNG流进行致冷的选择主要取决于入口气体的组成,但其它因素也可能影响选择。中间柱进料的相对位置可有所变化,这取决于入口气体组成、LNG组成或其它因素,如期望的回收水平和在LNG流的加热过程中形成的蒸气量。此外,可以合并两个或更多个进料流或其部分,这取决于单个料流的相对温度和数量情况,然后将合并的料流送至中间柱进料位置。本发明提供按工艺操作所需动力消耗指标量而言改进的C₃组分及重烃组分的回收。工艺操作所需动力消耗指标的改进的表现形式可以为压缩或泵动的功率要求降低、塔再沸器的能量要求减少或它们的组合。或者,可以通过对给定动力消耗指标量达到较高的回收水平或通过较高回收率与动力消耗指标改进的某些组合实现本发明的优点。在图3至5的实施方案给出的实施例中示出了C₃组分和重烃组分的回收。然而,据信当期望回收C₂组分和重烃组分时,图3至8的实施方案也是有利的。虽然已经描述了据信为本发明优选的实施方案,但本领域技术人员应意识到,在不偏离由以下权利要求所限定的本发明的实质的情况下,可以对本发明进行其它和进一步的修改,例如使本发明适用于不同条件、进料类型或其它要求。