低溫天然氣加工設備中lng的生產的製作方法

2023-05-02 15:15:56

專利名稱：低溫天然氣加工設備中lng的生產的製作方法
發明的技術背景此發明涉及用於生產具有高甲烷純度液化天然氣(LNG)的天然氣加工過程。具體是，此發明非常適合於將LNG的生產結合到用低溫過程來回收氣體流油(NGL)和/或液化石油氣(LPG)的天然氣加工中。
天然氣一般是從鑽入地下儲層的井中回收的。它通常含有大部分甲烷，即天然氣中甲烷佔至少百分之50摩爾。天然氣，取決於具體地下儲層的情況，也包含相對少量的較重碳氫化合物以及水、氫、氮、二氧化碳和其它氣體，碳氫化合物如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等。
大部分天然氣以氣體形式處理。將天然氣從井源運輸至氣體加工廠，再從此到達天然氣消費者的最普遍方法是用高壓氣體傳送管道。然而在不少情況下，發現使天然氣液化對於運輸或使用是較好和/或需要的。例如，在偏遠地方通常沒有姝使天然氣方便運輸眼市場的管道設施。在這種情況下，相對於氣態天然氣體積低許多的LNG可大大減少運輸成本，此時是用貨船和運輸卡車來運送LNG。
另一種有利於天然氣液化情況是它作為機動車輛燃料。在大城市中，有大批公共汽車、計程車、卡車，如果有經濟的LNG來源，就可由LNG來提供動力。由於天然氣的乾淨燃燒性質，當與燃燒較高分子量碳氫化合物的汽油發動機和柴油發動機作為動力的類似車輛和相比時，這種以LN的G-燃料車輛產生的空氣汙染少許多。此外，如果LNG純度高(即甲烷純度為百分之95摩爾或更高)，由於甲烷與所有其它碳氫化合物燃料相比，其碳氫比更低，產生的二氧化碳量少很多。
本發明一般涉及低溫氣體加工設備中作為共同產物的天然氣的液化，該加工設備也生產氣體汽油(NGL)如乙烷、丙烷、丁烷和較重的碳氫化合物組分。根據本發明要加工的天然氣氣流，其標準分析是約92.6％甲烷、4.7％乙烷和其它C2組分、1.0％丙烷和其它C3組分、0.2％異丁烷、0.2％正丁烷、0.1％戊烷，餘量為氮和二氧化碳，這裡的百分數是摩爾百分數。有時含硫的氣體也存在。
有一些已知的液化天然氣的方法。例如，參見Finn、Adrian J.、Grant L.Johnson和Terry R.Thomlinson，「近海和中等規模工廠的LNG技術(LNG Technology forOffshore and Mid-scale Plants)」，氣體加工協會第七十九屆年會學報，pp.429-450。美國專利號5,363,655；5,600,969；和5,615,561也描述了相關過程。這些方法一般包括天然氣純化(通過去除水和不需要的化合物如二氧化碳和硫化合物來純化)、冷卻、凝聚和膨脹的步驟。冷卻和凝聚天然氣可以用許多不同方式完成。「級聯冷卻」使用天然氣和一些製冷劑的熱交換，這些製冷劑有相繼更低的沸點如丙烷、乙烷和甲烷。另外，這種熱交換可用一種製冷劑在一些不同壓力條件下使其蒸發來完成。「多組分冷卻」使用天然氣和由幾種製冷劑組成的一種製冷劑多種單組分製冷劑之間的熱交換。天然氣膨脹可以是等焓膨脹(例如用焦耳-湯姆森膨脹)和等熵膨脹(例如用作功膨脹的葉輪機)。
儘管任何這些方法可用於產生汽車等級的LNG，但一般這些方法的投資成本和運轉成本使安裝這種設施不經濟。例如，液化前從天然氣中去除水、二氧化碳、硫化合物等所需的純化步驟意味著大量投資成本和運轉成本用於這種設施，還有冷卻循環所用的驅動設備所需的投資成本和運轉成本。這就使發明者去研究將LNG生產結合到用來從天然氣中回收NGL的低溫氣體加工廠中。這種結合的LNG生產方法不需分開的氣體純化設備和氣體壓縮驅動設備。此外，將LNG液化的冷卻/凝聚和NGL回收所需冷卻過程的可能性，可使LNG液化過程效率顯著提高。
根據本發明，發現甲烷純度超過百分之99的LNG可從低溫NGL回收設備中共同生產出來，而無需增加其能量需求，也不會降低NGL回收率。本發明儘管在較低壓力和較高些溫度可以應用，但在需要NGL回收塔塔頂溫度為-50°F[-46℃]或更冷的條件下，加工壓力範圍在400到1500磅/平方英寸[2,758到10,345kPa(a)]或更高的進料氣體時，本發明特別有利。
為更好理解本發明，可以結合下列例子和附圖來進行說明。關於附圖

圖1是根據美國專利號4,278,457的現有技術低溫天然氣加工設備的流程圖。
圖2是所述低溫天然氣加工設備根據現有技術結合共同生產LNG時的流程圖。
圖3是所述低溫天然氣加工設備的流程圖，它根據美國專利號5,615,561的現有技術結合用於共同生產LNG。
圖4是所述低溫天然氣加工設備根據本發明結合共同生產LNG的流程圖。
圖5是將本發明應用於從所述低溫天然氣加工設備中共同生產LNG的另一種方法的流程圖。
圖6是闡明將本發明應用於從所述低溫天然氣加工設備中共同生產LNG的又一種方法的流程圖。
圖7是闡明將本發明應用於從所述低溫天然氣加工設備中共同生產LNG的再一種方法的流程圖。
圖8是闡明將本發明應用於從所述低溫天然氣加工設備中共同生產LNG的另一種方法的流程圖。
在下列對上圖的解釋中，提供一些表格概括按典型過程條件計算的流量。在本文的表中，流量值(以摩爾每小時)為了方便，四捨五入成整數。表中所示總體流量包括所有非碳氫化合物組分，因此一般大於碳氫化合物組分的流量之和。所示溫度是四捨五入到整數度的近似值。也應指出的是，為了比較各圖的各個工藝而進行的工藝設計計算是假定沒有熱洩漏從環境到過程以及從過程到環境的。可購買的絕緣材料質量使得這個假定是非常合理的，並且通常本領域技術人員可以做到。
為了方便，工藝參數以傳統英國單位和國際系統單位(SI)表示。表中給出的摩爾流量可理解為磅摩爾每小時或千克摩爾每小時。以馬力(HP)和/或千英國熱單位每小時(MBTU/H)表示的能量消耗對應於以磅摩爾每小時表示的摩爾流量。以千瓦(kW)表示的能量消耗對應於以千克摩爾每小時表示的摩爾流量。以加侖每天(gallons/D)和/或磅每小時(Lbs/hour)表示的LNG產生率對應於以磅摩爾每小時表示的摩爾流量。以立方米每小時(m3/H)和/或千克每小時(kg/H)表示的LNG生產率對應於以千克摩爾每小時表示的摩爾流量。
現有技術的描述試看圖1，為了比較目的，我們以不共同生產LNG的NGL回收設備例子開始。在此根據美國專利號4,278,457表示現有技術的NGL回收設備中，入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流31進入設備。如果入口氣體包含的二氧化碳和/或硫化合物濃度使得產品流不能符合要求，這些化合物就通過適當的進料氣預處理(圖中未示)來去除。此外，通常要使進料流脫水，以防止水合物(冰)在低溫條件下形成。固體乾燥劑常用於此目的。
進料流31在熱交換器10中冷卻，通過與-66°F[-55℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的56°F[13℃]底部液體產物(流41a)、36°F[2℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-35°F[-37℃]脫甲烷塔側再沸器液體(流39)進行熱交換而冷卻。注意到在所有情況中熱交換器10代表多個分開的熱交換器或單個多通道熱交換器或它們的任意組合。(決定是否使用一個以上的熱交換器用述的所示冷卻操作取決於一些因素，包括但不限於，入口氣體流量、熱交換器大小、流的溫度等。)冷卻流31a在-43°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進入分離器11，在此分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成兩股氣流33和34。氣流33佔總蒸氣的大約27％，通過熱交換器12與脫甲烷塔頂部蒸氣流36，與其發生熱交換，使氣流33a冷卻並基本上凝聚。-142°F[-97℃]的基本冷凝流33a隨後一通過適當膨脹裝置如膨脹閥13，急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約320磅/平方英寸[2,206kPa(a)])。在膨脹過程中，液流的一部分蒸發，導致總體流的冷卻。在圖1所示過程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達到-153°F[-103℃]的溫度，進入分餾塔17上部區域的分離器部分17a。在此分離的液體成為脫甲烷部分17b的頂部進料。
來自分離器11的其餘73％蒸氣(流34)進入作功膨脹機14，在其中獲得從此部分的高壓進料機械能量。機器14使蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本上等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-107°F[-77℃]。典型可購買的作功膨脹機能回收80-85％理想等熵膨脹的理論功。回收的功常用來驅動離心壓縮機(如15所示)，例如可用來重新壓縮剩餘氣體(流38)。經膨脹和部分冷凝的流34a作為蒸餾柱中點的進料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力，使流35a冷卻至-72°F[-58℃]然後在一較低的塔中進料點通入分餾塔17中的脫甲烷部分。
分餾塔17中的脫甲烷塔是個常規蒸餾柱，它包含許多垂直隔開的塔盤、一個或多個填充床或者塔盤和填充物的某種組合。如天然氣加工設備中常有的情況，分餾塔可由兩個部分組成。上部17a是個分離部分，在其中部分蒸發的頂部進料分成其相應的蒸氣和液體兩部分，從較低的蒸餾或脫甲烷部分17b中上升的蒸氣結合頂部進料的蒸氣部分形成冷的脫甲烷部分的頂部蒸氣(流36)，流36在-150°F[-101℃]離開頂部。較低的脫甲烷部分17b包含塔盤和/或填充物並提供下流液體和上升蒸氣之間必需的接觸。脫甲烷部分也有一個使一部分下流液體加熱並蒸發的再沸器，這是為了提供沿塔上升的汽提蒸氣。
液體產物流41在51°F[10℃]離開塔底，底部產物中典型要求的是甲烷對乙烷的摩爾比為0.028∶1。此液體流用泵18將壓力打到大約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)。現在約56°F[13℃]的流41a在熱交換器10中加熱至85°F[29℃](流41b)，同時使流31冷卻。(泵的排放壓力通常根據液體產物的最終處置設定。一般液體產物流入一個貯槽且要設置泵的排放壓力，防止液體流41b在熱交換器10中蒸發。)脫甲烷部分頂部蒸氣(流36)在熱交換器12和10中與進入的進料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-66°F[-55℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至68°F[20℃](流36b)。一部分受熱的脫甲烷部分頂部蒸氣引出作為設備的燃料氣(流37)，剩餘的成為剩餘氣體(流38)。(必須引出的燃料氣的量主要由驅動設備中氣體壓縮機的燃氣發動機和/或葉輪機如此例子中的壓縮機19。所需的燃料決定)剩餘氣體在兩個階段中再壓縮。第一個階段是用膨脹機14驅動的壓縮機15。第二個階段是用補充動力源驅動的壓縮機19，該壓縮機19將剩餘氣體(流38b)壓縮到銷售管道的壓力。剩餘氣體產物在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃](流38c)後，以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]的壓力流入銷售氣體管道，足夠滿足管道的需求(通常與入口壓力相近)。
圖1所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表I(圖1)流量一覽-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,210 1,614 498 180 37,85135 263 75 87 151 58033 9,507 436134 49 10,22034 25,704 1,178 363 132 27,63136 35,432 2116035,95137 531 3 0053938 34,901 2086035,41241 41 1,478 578 330 2,481回收率*乙烷87.52％丙烷98.92％丁烷+ 99.89％動力剩餘氣體壓縮14,517HP[23,866kW]*(以四捨五入成整體的流量為基礎)圖2顯示一種可改裝圖1中的NGL回收設備用來共同生產LNG的流程，在此情況是應用類似於Price所述的(Price，Brian C.「LNG Production for Peak ShavingOperation」，氣體加工協會第七十八屆年會文集，pp.273-280，Atlanta，Georgia，2000年3月13-15)LNG產生的現有技術工藝。圖2所示過程中的入口氣體組成和條件與圖1中的相同。在此例子及所有下列例子中，均假設以共同生產的額定生產率為50,000gallons/D[417m3/D]LNG作為基礎，此處的體積是流動(不是標準)條件下所測的LNG體積。
在圖2的流程中，用於NGL回收設備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的相同。在此情況下，NGL回收設備產生的經壓縮和冷卻的脫甲烷塔頂部蒸氣(流38c)分成兩部分。一部分(流42)是設備的剩餘氣體，進入銷售氣體管道。另一部分(流71)成為LNG生產設備的進料流。
NGL回收設備的入口氣體(流31)在加工前沒有經過去除二氧化碳的處理。儘管入口氣體中的二氧化碳濃度(約百分之0.5摩爾)對NGL回收設備不產生什麼操作問題，但此二氧化碳的主要部分會在脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)離開設備，隨後汙染LNG產生設備的進料流(流71)。此流中的二氧化碳濃度約為百分之0.4摩爾，大大超過此現有技術流程可容許的濃度(約百分之0.005摩爾)。因此，進料流71進入LNG產生設備前，必須在二氧化碳去除設備50中進行處理，以防止二氧化碳結冰產生操作上的問題。儘管有許多不同過程可用來去除二氧化碳，但它們中的許多會引起經處理的氣流部分地或完全地被水飽和。由於進料流中的水也會使LNG生產設備產生結冰問題，二氧化碳去除設備50很可能也必須包括對處理後氣流的脫水。
經處理的進料流以120°F[49℃]和730磅/平方英寸[5,033kPa(a)]壓力作為流72進入LNG生產設備，在熱交換器51中通過與-261°F[-163℃]製冷劑混合物(流74b)熱交換而冷卻。熱交換器51中的目的是冷卻進料流達到顯著的凝聚，並較好將液流過冷，以免在隨後膨脹步驟中急驟蒸發成為蒸氣。然而對於所述條件，進料流壓力高於臨界冷凝壓力，因此當進料流冷卻後不會凝聚成液體。相反，經冷卻的流72a在-256°F[-160℃]作為密相流體離開熱交換器51。(臨界冷凝壓力是氣相可存在於多相流體中的最大壓力。低於臨界冷凝壓力時，流72a通常會作為過冷液體流離開熱交換器51。)流72a進入作功膨脹機52，在其中自此高壓流產生機械能量。作功膨脹機52使密相流體從約728磅/平方英寸[5,019kPa(a)]基本上等熵膨脹至稍高於大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流72b冷卻至約-257°F[-160℃]的溫度，隨後進入貯存LNG產物(流73)的LNG貯塔盤53。
流72的冷卻全部由閉合循環製冷迴路提供。此循環的工作流體是碳氫化合物和氮的混合物，此混合物的組成要調節能用可利用的冷卻介質在合理壓力下冷凝，從而提供所需的製冷溫度。在此情況下，假定用環境空氣冷凝，由氮、甲烷、乙烷、丙烷和較重碳氫化合物構成的製冷混合物用於圖2的流程。此製冷混合物的組成，其近似摩爾百分數是5.2％氮、24.6％甲烷、24.1％乙烷和18％丙烷，餘量為較重碳氫化合物。
製冷流74在120°F[49℃]和140磅/平方英寸[956kPa(a)]壓力下離開部分冷凝器56。它進入熱交換器51，通過製冷流74b的急驟蒸發冷凝並隨後過冷至-256°F。過冷液體流74a在膨脹閥54中從約138磅/平方英寸[951kPa(a)]基本上急驟等焓膨脹至約26磅/平方英寸[179kPa(a)]。在膨脹時部分液流蒸發，導致總體流冷卻至-261°F[-163℃](流74b)。經急驟膨脹的流74b然後再進入熱交換器51，在其中它蒸發和過熱而使進料氣(流72)和製冷流(流74)冷卻。
過熱的製冷劑蒸氣流(流74c)在110°F[43℃]離開熱交換器51，流入製冷劑壓縮機55，這是由補充動力源驅動的。壓縮機55壓縮製冷劑到145磅/平方英寸[1,000kPa(a)]，然後壓縮流74d回到部分冷凝器56，從而完成循環。
圖2所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表II(圖2)流量一覽-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43236 35,432 2116035,95137 596 4 0060571 452 3 0045972 452 3 0045774 492 481361 562 2.00042 34,384 2046034,88741 41 1,478 578 330 2,48173 452 3 00457
回收率*乙烷87.52％丙烷98.92％丁烷+ 99.89％LNG 50,043galions/D [417.7M3/D]7,397 Lbs/H [7,397Kg/H]LNG純度 98.94％動力剩餘氣體壓縮14,484HP [23,811kW]製冷劑壓縮2,282HP[3,752KW]總氣體壓縮 16,766HP [27,563KW]*(以未經四捨五入的流量為基礎)如前所述，圖2中NGL回收設備的操作與圖1流程一樣，表II中顯示的乙烷、丙烷和丁烷+的回收率也和表I所示相同。唯一的顯著區別是兩個過程中使用的設備燃料氣(流37)的量。比較表I和II可見，圖2的設備燃料氣消耗更高，這是由於製冷壓縮機55的額外動力消耗(壓縮機55假定為由燃氣發動機或葉輪機驅動)。結果進入剩餘氣體壓縮機19的氣體量相應較少(流38a)，因此圖2過程的這個壓縮機動力消耗與圖1流程相比稍小。
圖2過程相比圖1流程的壓縮動力淨增加是2,249HP[3,697kW]，壓縮動力是用來產生額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG。由於LNG密度取決於它的貯存條件而有很大不同，因此評估每單位質量LNG的動力消耗較為適宜。LNG生產率在此情況下是7,397Lb/H[3,355kg/H]，圖2過程的具體動力消耗是0.304HP-H/Lb
。
為了改變現有技術LNG生產過程，其中NGL回收設備的剩餘氣體用作LNG生產的進料氣源，若沒有採取措施來從LNG進料氣中去除較重碳氫化合物的話。結果，所有進料氣中存在的較重碳氫化合物成為LNG產物的部分，就使LNG產物純度(即甲烷濃度)降低。如果需要較高LNG純度或如果進料氣源(例如入口氣體流31)包含較高濃度較重碳氫化合物，進料流72需要在冷卻到一中間溫度後從熱交換器51中引出，使得冷凝流可被分離，未冷凝蒸氣則返回熱交換器51冷卻到最終出口溫度。這些冷凝液體較好包含較重碳氫化合物的主要部分和相當大部分的液體甲烷，此液體甲烷可隨後再蒸發，用來提供部分設備燃料氣的需求。不幸的是，這意味著從LNG進料流去除的C2組分、C3組分和較重碳氫化合物不能回收在來自NGL回收設備的NGL產物中，設備操作者就會失去它們作為液體產物的價值。此外，對於進料流，如在此例子中考慮的進料流，由於過程操作條件(即以高於此流的臨界凝結的壓力來操作)，從進料流冷凝液體也許不可能，意味著在這種情況下去除較重碳氫化合物不能完成。
圖2的過程中，其LNG生產設備實質上是不利用NGL回收設備中加工流或裝置好處的單狡LNG生產設施。圖3顯示另一種可改裝圖1NGL回收設備用來共同生產LNG的流程，在此情況下是根據美國專利號5,615,561應用現有技術流程用於LNG生產，將LNG生產過程和NGL回收設備結合起來。圖3所示流程中考慮的入口氣體組成和條件與圖1和2中相同。
在圖3的流程中，用於NGL回收設備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的相同。主要區別在於冷的脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)和NGL回收設備生成的經壓縮及冷卻的脫甲烷塔頂部蒸氣(流45c)的處置上。90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]的入口氣體作為流31進入設備，在熱交換器10中通過熱交換冷卻，該熱交換是與-69°F[-56℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36b)、來自脫甲烷塔底部泵18的48°F[9℃]塔底液體產物(流41a)、26°F[-3℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-50°F[-46℃]脫甲烷塔側再沸器液體(流39)進行的熱交換。冷卻流31a在-46°F[-43℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進入分離器11，在此分離器中，蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。氣流33佔總蒸氣的大約25％，通過熱交換器12與冷的脫甲烷塔頂部蒸氣流36進行熱交換，在其中它冷卻至-142°F[-97℃]。所得基本上冷凝的流33a隨後通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約291磅/平方英寸[2,006kPa(a)])。在此膨脹中，一部分冷凝的流被蒸發，導致總的膨脹流冷卻。在圖3所示過程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達到-158°F[-105℃]的溫度，供給分餾塔17作為頂部進料。流33b的蒸氣部分(如果有)與從塔頂部分餾段上升的蒸氣結合形成脫甲烷塔頂部蒸氣流36，此蒸氣流36從塔的上部引出。
回頭說第二股氣流34，它是來自分離器11的其餘75％的蒸氣，進入作功膨脹機14，在其中從此部分高壓進料產生機械能量。作功膨脹機14使此蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本上等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-116°F[-82℃]的溫度。此膨脹和部分冷凝的流34a然後在分餾塔的一個中間點作為進料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力，冷卻至-80°F[-62℃]，然後在塔的一個較低進料點進入分餾塔17。
液體產物(流41)在42°F[6℃]離開塔17底部。此液體流在泵18中被打至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)]壓力(流41a)，在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時對流31冷卻。形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流36)在-154°F[-103℃]離開脫甲烷塔17，並分成兩部分。一部分(流43)通入LNG生產設備中的熱交換器51，被加熱至-42°F[-41℃](流43a)，同時提供此交換器中大部分的冷卻作用。其餘部分(流42)繞過熱交換器51，控制閥21調節此旁路的從而控制熱交換器51中進行的冷卻作用。兩個部分在-146°F[-99℃]再結合形成流36a，流36a在熱交換器12和10中與進入的進料氣逆流通過，在熱交換器12中流36a加熱至-69°F[-56℃](流36b)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36c)。流36c結合來自LNG生產設備的較熱HP閃蒸蒸氣(流73a)形成722°F[22℃]的流44。這個流的一部分作為設備燃料氣的一部分。流44的其餘部分(流45)經過兩級再壓縮，此兩級是由作功膨脹機14驅動的壓縮機15和由補充動力源驅動的壓縮機19進行壓縮的，然後在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]。經冷卻的壓縮流(流45c)隨後分成兩部分。一部分是以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]流入銷售氣體管道的剩餘氣體產物(流46)。另一部分(流71)是用於LNG生產設備的進料流。
NGL回收設備的入口氣體(流31)加工前沒有經過去除二氧化碳的處理。儘管入口氣體中的二氧化碳濃度(約百分之0.5摩爾)不產生NGL回收設備的什麼操作問題，但此二氧化碳的主要部分會在脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)中離開設備，隨後汙染LNG生產設備的進料流(流71)。此流中的二氧化碳濃度約為百分之0.4摩爾，大大超過現有技術流程可容許的濃度(約百分之0.005摩爾)。因此，進料流71進入LNG生產設備前，必須在二氧化碳去除設備50(二氧化碳去除部分50也可包括使處理氣流脫水)中處理，以防止二氧化碳結冰產生操作上的問題。
經處理的進料流以120°F[49℃]和730磅/平方英寸[5,033kPa(a)]壓力作為流72進入LNG生產設備，在熱交換器51中通過與-200°F[-129℃]LP閃蒸蒸氣(流75)、-164°F[-109℃]HP閃蒸蒸氣(流73)和部分來自NGL回收設備的-154°F[-103℃]脫甲烷塔頂部蒸氣進行熱交換而冷卻。此熱交換器51的目的是冷卻進料流使其基本上凝聚，並較好使其過冷，以減少隨後LNG冷卻階段的膨脹步驟中產生的閃蒸蒸氣量。然而對於所述條件，進料流壓力高於臨界冷凝壓力，所以此流冷卻後沒有液體冷凝出來。相反，冷卻流72a在-148°F[-100℃]作為密相流體離開熱交換器51。而在低於臨界冷凝壓力時，流72a通常會作為冷凝(並可能過冷)液體流離開熱交換器51。
密相流72a在膨脹閥52中從約727磅/平方英寸[5,012kPa(a)]急驟基本上等焓膨脹至HP閃蒸槽53的操作壓力279psia[1,924kPa(a)]。在此膨脹過程中密相流的一部分被蒸發，導致總體流冷卻至-164°F[-109℃](流72b)。急驟膨脹流72b隨後進入HP閃蒸槽53，在其中HP閃蒸蒸氣(流73)如前所述被分離，進入熱交換器51。設置HP閃蒸槽的操作壓力，務使離開熱交換器51的加熱的HP閃蒸蒸氣(流73a)是在足夠的壓力，能使其與離開NGL回收設備的加熱的脫甲烷塔頂部蒸氣(流36c)合併，隨後被壓縮機15和19壓縮。
離開HP閃蒸槽53的HP蒸液體(流74)在膨脹閥54中從HP閃蒸槽的操作壓力急驟基本上等焓膨脹至約118磅/平方英寸[814kPa(a)]的LP閃蒸槽55操作壓力。在此膨脹中流的一部分被蒸發，導致總體流冷卻至-200°F[-129℃](流74a)。急驟膨脹流74a隨後進入LP閃蒸槽55，在其中，LP閃蒸蒸氣(流75)如前所述被分離，進入熱交換器51。設置LP閃蒸槽的操作壓力，使得離開熱交換器51的加熱的LP閃蒸蒸氣(流75a)是在足夠的壓力，能用作設備的燃料氣。
來自LP閃蒸槽55的LP閃蒸液體(流76)在膨脹閥56中從LP閃蒸槽的操作壓力急驟基本上等焓膨脹至稍高於大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。在此膨脹中流的一部分被蒸發，導致總體流冷卻至-254°F[-159℃](流76a)，隨後它進入LNG貯塔盤57，在此貯塔盤中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流77)從LNG產物(流78)中分離。
來自LNG貯塔盤57的閃蒸蒸氣(流77)壓力太低，不能用作設備燃料氣，太冷而不能直接進入壓縮機。因此，它先在加熱器58中加熱至-30°F[-34℃](流77a)，接著均由補充動力源驅動的壓縮機59和60將流(流77c)壓縮。後冷卻機61中以後，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流77d與流37和75a合併成為設備的燃料氣。
圖3所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表III(圖3)流量一覽-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,155 1,599 482 166 37,75135 318 90 103 165 68133 8,648 393119 41 9,28734 26,507 1,205 364 125 28,46436 35,432 2095035,94743 2,835 17 002,87671 815 5 0082772 815 5 0082473 85 0 008674 730 5 0073875 150 0 0015176 580 5 0058677 131 0 0013237 330 2 0033545 35,187 2085035,69979 610 2 0061846 34,372 2035034,87241 41 1,479 580 331 2,48478 450 5 00455回收率*乙烷87.60％丙烷99.12％丁烷+ 99.92％LNG 50,063Gallons/D [417.8M3/D]7,365Lbs/H [7,365kg/H]LNG純度 98.91％動力剩餘氣體壓縮 17,071HP[28,064kW]閃蒸蒸氣壓縮142HP[233KW]總氣體壓縮17,213HP[28,298KW]*(以末經四捨五入的流量為基礎)圖3流程使用冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)的一部分(流43)為LNG生產過程提供冷量，它搶奪了NGL回收設備的一些冷量。比較表III所示圖3流程的回收率和表II中圖2流程的回收率表明，這兩個過程的NGL回收率維持在基本上相同的水平。然而這是以提高圖3流程的動力消耗為代價。比較表III和表II中的動力消耗表明，圖3流程的剩餘氣體壓縮動力消耗比圖2流程高將近18％。因此，可以維持圖3流程的回收率，但要減少脫甲烷塔17的操作壓力、增大作功膨脹機14中的作功膨脹，從而降低脫甲烷塔頂部蒸氣(流36)的溫度來補償流43中損失給NGL回收設備的冷量。
比較表I和III可見，圖3的設備燃料氣消耗更高，這是由於閃蒸蒸氣的壓縮機59和60要額外消耗動力(壓縮機59和60假定為由燃氣發動機或葉輪機驅動)。結果進入剩餘氣體壓縮機19的氣體量相應較少(流45a)，但由於更高的壓縮比，圖3流程的這個壓縮機動力消耗與圖1流程相比仍然更高。圖3流程相比圖1流程的壓縮動力淨增加是2,696HP[4,432kW]，它用來生產額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG。圖3流程的具體動力消耗是0.366HP-H/Lb
，比圖2流程約高20％。
圖3流程沒有進行從LNG生產設備的進料氣中較重碳氫化合物的去除。儘管一些進料氣中存在的較重碳氫化合物留在離開分離器53和55的閃蒸蒸氣(流73和75)中，大部分較重碳氫化合物成為LNG產物中的一部分，降低它的純度。圖3流程不能增加LNG純度，如果進料氣包含更高濃度較重碳氫化合物(例如當NGL回收設備在降低的回收率操作時，入口氣流31或者甚至殘餘氣流45c就是如此)它作為進料氣給LNG產生設備時，LNG純度甚至比此例子中所顯示的更低。
發明的詳細描述實施例1圖4是本發明過程的流程圖。圖4所示流程考慮的入口氣體組成和條件與圖1到3中的相同。因此，圖4流程可與圖2和3流程相比較，用來說明本發明的優點。
在圖4的流程中，NGL回收設備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖1所用的基本相同。主要區別是入口氣體(流30)分成兩部分，僅第一部分(流31)提供給NGL回收設備。另一部分(流71)是本發明LNG生產設備的進料氣。
入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流30進入設備。由其引出LNG生產設備的進料氣(流71)，而其餘部分(流31)在熱交換器10中通過與-66°F[-54℃]的冷脫甲烷塔頂部蒸氣(流36a)、來自泵18的51°F[10℃]塔底液體產物(流41a)、30°F[-1℃]脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-39°F[-39℃]脫甲烷塔側再沸器液體(流39)進行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-44°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進入分離器11，在分離器中，蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。氣流33佔總蒸氣的大約26％，它通過熱交換器12與冷的蒸餾蒸氣流36進行熱交換，在其中它冷卻至-148°F[-100℃]。所得基本上冷凝的流33a隨後通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約301磅/平方英寸[2,075kPa(a)])。在此膨脹中，流33a的一部分蒸發，導致總體流冷卻。在圖4所示流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達到-156°F[-105℃]的溫度，進入分餾塔17作為頂部進料。流33b的蒸氣部分(如果有)與從塔頂部的分餾段上升起的蒸氣合併形成蒸餾蒸氣流42，從塔的上部引出。
回頭說第二股氣流34，它是來自分離器11的蒸氣其餘74％，進入作功膨脹機14，在其中從此部分高壓進料產生機械能量。作功膨脹機14使此蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-111°F[-80℃]的溫度。此膨脹和部分冷凝的流34a隨後在分餾塔17的一個中間點作為進料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔操作壓力冷卻至-75°F[-59℃]，然後在塔的一個較低進料點進入分餾塔17。
液體產物(流41)在45°F[7℃]離開塔17底部。此液體流在泵18中被打至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)]壓力(流41a)在熱交換器10中加熱至84°F[29℃](流41b)，同時對流31冷卻。-152°F[-102℃]的形成塔頂飽分的蒸餾蒸氣流(流42)分成兩部分。一部分(流86)逆流LNG生產設備。剩餘部分(流36)在熱交換器12和10中與進入的進料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-66°F[-54℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分(流37)引出用作設備燃料氣的一部分，剩餘部分成為第一剩餘氣體(流43)。隨後將第一剩餘氣體進行兩級再壓縮形成壓縮的第一剩餘氣體(流43b)，這兩級是由作為膨脹機14驅動的壓縮機15和由補充動力源驅動的壓縮機19進行的。
現在轉向使用本發明的LNG生產設備，進料流71在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進入熱交換器50。注意到在所有情況下熱交換器50表示多個熱交換器或一個多通道熱交換器或它們的任意組合。(決定是否使用一個以上的熱交換器用於所示冷卻操作取決於一些因素，包括但不限於入口氣體流量、熱交換器大小、流的溫度等。)在熱交換器50中，進料流71通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和來自NGL回收設備的蒸餾蒸氣流(流86)熱交換而冷卻。冷卻流71a在-36°F[-38℃]和737磅/平方英寸[5,081kPa(a)]進入分離器51，在分離器中蒸氣(流72)與冷凝液體(流73)分離。
來自分離器51的蒸氣(流72)進入作功膨脹機52，在其中從此部分高壓進料產生機械能量。此作功膨脹機52使蒸氣從約737磅/平方英寸[5,081kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高於蒸餾塔56的操作壓力(440磅/平方英寸[3,034kPa(a)])，此作功膨脹使膨脹流72a冷卻到約-79°F[-62℃]的溫度。經膨脹和部分冷凝的流72a進入熱交換器50，通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和前述來自NGL回收設備的蒸餾蒸氣流(流80)的熱交換，以及被閃蒸液體和-135°F[-93℃]的蒸餾塔再沸器液體而冷凝。已為-135°F[-93℃]的冷凝流72b隨後在蒸餾塔56的一個中間點作為進料提供。
蒸餾塔56用作LNG純化塔。它是個常規蒸餾塔，包含垂直間隔的許多塔盤、一個或更多填充層或者塔盤和填充物的某種組合。這個塔能回收幾乎所有比其進料流(流72b)中存在的甲烷重的碳氫化合物作為底部產物(流77)，從而其頂部餾分(流74)中的唯一顯著的雜質是含在進料流中的氮。同樣重要的是，此塔也在其底部產物(流77)中截取了幾乎所有進入塔的二氧化碳，因此二氧化碳不會進入下遊的LNG冷卻設備，而在其中非常低的溫度本會引起固體二氧化碳形成，產生操作問題。LNG純化塔56的較低部分中有個加熱和蒸發沿塔下流液體的一部分再沸器(如前所述，通過熱交換器50中的冷卻流72a)，這是為了提供沿塔上升的汽提蒸氣，以便從液體中汽提一些甲烷。這就減少了塔底產物(流77)中的甲烷量，從而當提供此流時，會被分餾塔17排除的甲烷更少(如後所述)。
蒸餾塔56的回流量在熱交換器50中對塔頂蒸氣(-142°F[-96℃]的流74)通過與-147°F[-99℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-152°F[-102℃]的閃蒸液體(流80)進行熱交換而冷卻與乙烯聚產生的。現已-144°F[-98℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻設備的進料。另一部分(流75)進入回流泵55。此-143°F[-97℃]的流75a被泵送到LNG純化塔56的塔頂進料點提供塔回流液體。此回流液體精餾沿塔上升的蒸氣，使得塔頂蒸氣(流74)因而LNG冷卻設備的進料流78含有最小量的二氧化碳和重於甲烷的碳氫化合物。塔底再沸的量要按照從塔產生充分量的塔頂蒸氣進行必需的調節，使得有足夠量來自熱交換器50的回流液體進行塔中所需的精餾。
LNG冷卻設備的進料流(冷凝液體流78)在-144°F[-98℃]進入熱交換器58並通過與-255°F[-160℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)進行熱交換而過冷。該冷的閃蒸液體通過從熱交換器58引出一部分過冷的進料流(流79)，然後通過適當膨脹裝置如膨脹閥59急驟膨脹到稍高於分餾塔17操作壓力來產生的。在膨脹中流的一部分被蒸發，導致總體流從-157°F[-105℃]冷卻至-161°F[-107℃](流79a)。經急驟膨脹的流79a隨後如前所述通入熱交換器58。
部分過冷進料流的剩餘部分進一步在熱交換器58中過冷至-170°F[-112℃](流82)。接著它進入作功膨脹機60，在其中從此部分中壓流產生機械能量。作功膨脹機60使過冷液體從約434磅/平方英寸[2,992kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高於大氣壓力的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-160℃]的溫度，隨後輸入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)從LNG產物(流84)中分離。
來自LNG純化塔56的塔底部流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高於分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中流77的一部分被蒸發，導致總體流從-133°F[-92℃]冷卻至-152°F[-102℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨後與離開熱交換器58的溫度有所升高的-147°F[-99℃]閃蒸液體流79b合併，形成供給熱交換器50的-152°F[-102℃]組合閃蒸液體流。它如前所述，給膨脹流72a和塔頂蒸氣流74提供冷卻作用，而自身加熱到-88°F[-67℃]。
分離器液體(流73)通過膨脹閥54急驟膨脹至分餾塔17的操作壓力，使流73a冷卻至-65F[-54℃]。膨脹流73a與加熱的閃蒸液體流80a合併形成流81，流81在分餾塔一個中間進料點向塔17供料。如果需要，流81可與前述急驟膨脹的流35a結合在一起，向塔上較低的一個中間進料點向塔供料。
由LNG貯塔盤61排出的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進入的液體逆流通過，被加熱至-147°F[-99℃](流83a)。它隨後進入熱交換器50，在其中它向進料流71、膨脹流72a和塔頂流74提供冷卻作用，而本身加熱至87°F[31℃](流83b)。由於該流處於低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設備燃料氣以前必須被壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機63和65(由補充動力源驅動)用來對流壓縮(流83e)。接著在後冷卻器66中冷卻後，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結合流37成為設備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中給進料流71和膨脹流72a提供冷卻作用，而自身被加熱至86°F[30℃]，成為第二剩餘氣體(流86a)。隨後此第二剩餘氣體進行兩級再壓縮，此兩級壓縮是由作功膨脹機52驅動的壓縮機53和由補充動力源驅動的壓縮機62進行的。壓縮的第二剩餘氣體(流86c)結合壓縮的第一剩餘氣體(流43b)形成剩餘氣流38。此剩餘氣體產物在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃](流38a)後，以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]壓力流入銷售氣體管道。
圖4所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中表IV(圖4)流量一覽-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體30 35,473 1,689 585 331 38,43231 32,760 1,560 540 306 35,49232 32,508 1,488 457 164 34,94035 252 72 83 141 55233 8,550 391120 43 9,18934 23,959 1,097 337 121 25,75142 34,767 2125035,27636 32,254 1965032,72637 358 2 0036371 2,714 12945 25 2,94072 2,701 12540 16 2,90973 13 4 493174 1,239 0 001,25877 1,945 12540 16 2,14275 483 0 0049178 756 0 0076779 91 0 009283 211 0 00220
85 5692 0058386 2,513 15002,55038 34,409 209 5034,91341 41 1,477 579 331 2,48184 4550 00456回收率*乙烷 87.47％丙烷 99.09％丁烷+ 99.91％LNG 50,034gallons/D [417.6m3/D]7,333Lbs/H[7,333kg/H]LNG純度 99.77％動力1st剩餘氣體壓縮 14,529HP [23,885kW]2nd剩餘氣體壓縮 1,197HP [1,968kW]閃蒸蒸氣壓縮289HP[475KW]總氣體壓縮16,015HP [26,328KW]*(以未經非四捨五入的流量為基礎)比較表IV所示圖4流程的回收率和表I中圖1流程的回收率表明，這兩個過程的NGL回收設備的回收率維持在實質上相同的水平。比較表IV所示圖4流程和表I中圖1流程的動力消耗表明，兩個過程的NGL回收設備所需剩餘氣體的壓縮動力消耗基本上相同。這表明，儘管用來自NGL回收設備的冷蒸餾蒸氣(流42)的一部分(流86)來提供冷卻作用給LNG生產設備，回收效率並沒有損失。因此，不像圖3流程，本發明的LNG生產過程和NGL回收設備的結合對NGL回收效率並無不利影響。
圖4流程相比圖1流程的壓縮動力淨增加是1,498HP[2,463kW]，圖4流程的具體動力消耗是0.204HP-H/Lb
。因此，本發明的具體動力消耗僅為圖2現有技術流程的67％，僅為圖3現有技術流程的56％。此外，本發明不需要像現有技術流程那樣，將二氧化碳在進入LNG生產設備，以前從進料氣中去除，沒有圖2和圖3流程所需氣體處理過程的設備製造資金成本和運轉成本。
本發明不僅比任一種現有技術流程效率更高，而且由於包括了LNG純化塔56它生成的LNG有更高的純度。考慮到用於此例子的進料氣(入口氣體，流30)包含比圖2和圖3流程所用進料氣(即NGL回收設備剩餘氣體)濃度高許多的較重碳氫化合物，LNG純度較高這一點更值得注意。事實上，LNG純度僅受比進料流71中的甲烷揮發性更大氣體(例如氮)的濃度限制，這是由於純化塔56的操作參數可以調節成保持LNG產物中較重碳氫化合物濃度儘量低所需要的。
實施例2圖4描述的是對於所示溫度和壓力條件本發明的一個較佳實施方案，因為它通常能提供最有效的LNG生產。一個略微簡單的設計可用圖5流程所示的另一個本發明較佳實施方案來獲得，此方案維持相同的LNG生產率，只是動力消耗稍微高些。圖5所示流程中考慮的入口氣體組成和條件與圖1到4相同。因此，圖5流程可與圖2和3流程比較用來闡述本發明的優點，並可同樣與圖4所示實施方案相比較。
在圖5的流程中，用於NGL回收設備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程與圖4所用的相同。入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流30進入設備。用於LNG生產設備的進料氣(流71)的一部分引出，而剩餘部分(流31)在熱交換器10中通過與-65°F[-54℃]的冷蒸餾蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的50°F[10℃]塔底液體產物、29°F[-2℃]脫甲烷塔再沸器液體(流39)、和-41°F[-40℃]脫甲烷塔側再沸器液體(流39)進行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-43°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]壓力進入分離器11，在分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
由分離器11出來的蒸氣(流32)分為兩股氣流33和34。佔總蒸氣大約26％的氣流33。通過熱交換器12，與冷的蒸餾蒸氣流36熱交換而被冷卻至-148°F[C-100℃]。所得基本冷凝的流33a然後通過膨脹閥13急驟膨脹至分餾塔17的操作壓力(約296psia[2,041kPa(a)]。在此膨脹時，流33a的一部分蒸發，使整體流冷卻，在圖5的流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達到溫度-157°F(-105℃)，作為塔頂進料供給分餾塔17。
此流33b的蒸氣部分(如果有的話)與來自塔的上部分餾部分的蒸氣合併形成蒸餾蒸氣流42，在塔的上部引出。
回頭再說第二氣流34，它是來自分離器11的蒸氣其餘的74％，進入作功膨脹機14，在其中從此部分高壓進料產生機械能量。dmjj蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔r操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-112°F[-80℃]。X膨脹和部分冷凝的流34a隨後d分餾塔17的一個中間點向塔供料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔的操作壓力，成為冷卻至-75°F[-59℃]的流35a，在分餾塔17的一個較低中間進料點向塔17供料。
液體產物(流41)在44°F[7℃]離開塔17的底部。流41在泵18中被增至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)，然後在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時使流31。在-153°F[-103℃]形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流42)分成兩部分。一部分(流86)用於LNG生產設備。其餘部分(流36)在熱交換器12和10中與進入的進料氣逆流通過，在熱交換器12中流36加熱至-65°F[-54℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至73°F[23℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分(流37)引出作為設備的部分燃料氣，剩餘部分成為第一剩餘氣體(流43)。隨後此第一剩餘氣體在經兩級再壓縮形成壓縮的第一剩餘氣體(流43b)，此兩級是由作功膨脹機14驅動的壓縮機15和由補充動力源驅動的壓縮機19進行壓縮的。
現在轉向使用本發明另一個實施方案的LNG生產設備，進料流71在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進入熱交換器50。在熱交換器50中進料流71通過與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)、來自NGL回收設備的-153°F[-103℃]蒸餾蒸氣流(流86)、閃蒸液體(流80)和-134°F[-92℃]蒸餾塔再沸器液體(流76)進行熱交換冷卻到-120°F[-84℃]。所得基本冷凝的流71a隨後通過一適當膨脹裝置如膨脹閥52急驟膨脹到蒸餾塔56的操作壓力(440磅/平方英寸[3,034kPa(a)])。在此膨脹中，流的一部分被蒸發，導致總體流冷卻。在圖5所示流程中，離開膨脹閥52的膨脹流71b達到-134°F[-92℃]的溫度，在蒸餾塔56的一個中間點作為進料。
如同圖4的本發明實施方案，蒸餾塔56用作LNG純化塔，回收幾乎所有二氧化碳和比其進料流(流71b)中甲烷重的碳氫化合物作為塔底產物(流77)，使得其頂部餾分(流74)的唯一顯著量雜質是包含在進料流中的氮。蒸餾塔56的回流由在熱交換器50中冷卻並凝聚的塔頂蒸氣(-141°F[-96℃]的流74)產生，這是通過與-146°F[-99℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-152°F[-102℃]的閃蒸液體(流80)進行了熱交換的。已為-144°F[-98℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻設備的進料。另一部分(流75)進入回流泵55。-143°F[-97℃]的流75a被泵送到頂部進料點供給LNG純化塔56，作為塔回流液體。此回流液體精餾在塔中上升的蒸氣，所以塔頂餾分(流74)和LNG冷卻部分的進料流78包含最小量二氧化碳和比甲烷重的碳氫化合物。
LNG冷卻設備的進料流(冷凝液體流78)在-144°F[-98℃]進入熱交換器58通過與-255°F[-160℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)熱交換而冷卻。冷的閃蒸液體通過從熱交換器58引出局部過冷進料流(流79)的一部分，通過一適當膨脹裝置如膨脹閥59急驟膨脹達到稍高於分餾塔17操作壓力來產生。在膨脹中，此流的一部分被蒸發，導致總體流從-157°F[-105℃]冷卻至-162°F[-108℃](流79a)。此急驟膨脹的流79a隨後如前所述供給熱交換器58。
局部過冷進料流的剩餘部分進一步在熱交換器58中過冷至-170°F[-112℃](流82)。接著它進入作功膨脹機60，在其中從此部分中等壓力流產生機械能量。作功膨脹機60使過冷液體從約434磅/平方英寸[2,992kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高於大氣壓的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-160℃]的溫度，隨後通入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)從LNG產物(流84)中分離。
來自LNG純化塔56的塔底流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高於分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中，流的一部分被蒸發，導致總體流從-133°F[-92℃]冷卻至-152°F[-102℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨後與在-146°F[-99℃]離開熱交換器58的加熱閃蒸液體流79b合併形成供給熱交換器50的-152°F[-102℃]組合閃蒸液體流。在此熱交換器中如前所述，它使進料流71和塔頂蒸氣流74冷卻，自身加熱到-87°F[-66℃]，之後在分餾塔的一個較低中間進料點向塔供料。如果需要，流80a可結合前述急驟膨脹的流35a，在塔上一個較低中間進料點。
來自LNG貯塔盤61的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進入的液體逆流通過，在熱交換器58中流83加熱至-146°F[-99℃](流83a)。它隨後進入熱交換器50，在其中它對進料流71和塔頂流74進行冷卻，而自身加熱至87°F[31℃](流83b)。由於該流處於低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設備燃料氣以前必須壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機63和65(均由補充動力源驅動)用來對此流壓縮(流83e)。接著在後冷卻機66中冷卻，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結合流37成為設備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中對進料流71冷卻，而自身加熱至86°F[30℃]，成為第二剩餘氣體(流86a)，隨後第二剩餘氣體在由補充動力源驅動的壓縮機62中再壓縮。經壓縮的第二剩餘氣體(流86b)與經壓縮的第一剩餘氣體(流43b)合併形成剩餘氣流38。在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]後，剩餘氣體產物(流38a)以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]流入銷售氣體管道。
圖5所示過程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表V(圖5)流量概括-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體30 35,473 1,689 585 331 38,43231 32,701 1,557 539 305 35,42832 32,459 1,488 459 166 34,89435 242 69 80 139 53333 8,537 391121 44 9,17734 23,922 1,097 338 123 25,71742 34,766 2115035,27536 31,918 1935032,38537 376 2 0038171 2,773 13246 26 3,00474 1,240 0 001,25877 2,016 13246 26 2,23775 484 0 0049178 757 0 0076779 91 0 009283 211 0 0021985 586 2 0060086 2,848 17 002,89038 34,391 2085034,89441 41 1,478 580 331 2,48184 455 0 00456回收率*乙烷87.53％丙烷99.11％丁烷+ 99.91％LNG 50,041gallons/D [417.6m3/D]7,334Lbs/H[7,334kg/H]LNG純度 99.78％
動力1st剩餘氣壓縮 14,664HP [24,107kW]2nd剩餘氣壓縮 1,661HP[2,731kW]閃蒸蒸氣壓縮289HP[475KW]總氣體壓縮 16,614HP [27,313KW]*(以未經四捨五入的流量為基礎)如將表V所示圖5流程的回收率和動力消耗分別與表I中圖1流程及表IV中圖4流程比較可見，當將本發明用來共同生產LNG的這個實施方案與NGL回收設備結合時，回收效率沒有減少。此實施方案的LNG生產效率沒有圖4所示較佳實施方案的高，這是由於第二剩餘氣體壓縮機62的動力消耗較高，而這是由於去掉了用來驅動圖4實施方案的等壓力縮機53的作功膨脹機52的緣故。
圖5流程相比圖1流程的壓縮動力淨增加是2,097HP[3,447kW]，它用來產生額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG，圖5流程的具體動力消耗是0.286HP-H/Lb
。儘管這比圖4所示較佳實施方案約高40％，它仍比圖2和3所示任一現有技術的流程低。
在本發明的圖4實施方案和圖5實施方案之間的選擇，取決於圖5實施方案的較簡單布置和較低資金成本相對於圖4實施方案的較低動力消耗的相對價值如何。在具體環境下，決定使用本發明哪個實施方案通常取決於一些因素，如設備大小、可利用的裝置和資金成本相對於運轉成本的經濟平衡。
實施例3在圖4和5中，進入設備的入口氣體的一部分用本發明處理來共同生產LNG。另外，可以使本發明處理設備剩餘氣體的一部分來共同生產如LNG圖6中所示。圖6中所示流程考慮的入口氣體組成和條件與圖1到5相同。因此，圖6流程可與圖2和3過程相比較用來闡述本發明的優點，並可同樣與圖4和5所示實施方案相比。
在圖6的流程中，用於NGL回收設備入口氣體的冷卻、分離和膨脹過程實質上與圖1所用的相同。主要區別是NGL回收設備產生的冷蒸餾流(流42)和經壓縮及冷卻的第三剩餘氣體(流44a)的處置。注意到第三種剩餘氣體(流44a)分成兩部分，僅第一部分(流38)成為由NGL回收設備流入銷售氣體管道的剩餘氣體產品，另一部分(流71)成為本發明LNG生產設備的進料流。
入口氣體在90°F[32℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]作為流31進入設備，在熱交換器10中通過與-66°F[-55℃]的冷蒸餾蒸氣(流36a)、來自脫甲烷塔底部泵18的52°F[11℃]塔底液體產物(流41a)、31°F
脫甲烷塔再沸器液體(流40)、和-42°F[-41℃]脫甲烷塔側再沸器液體(流39)進行熱交換而冷卻。冷卻流31a在-44°F[-42℃]和725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]進入分離器11，在分離器中蒸氣(流32)與冷凝液體(流35)分離。
來自分離器11的蒸氣(流32)分成第一和第二股氣流33和34。流33佔總蒸氣的大約26％，它通過熱交換器12與冷的蒸餾蒸氣流36進行熱交換而被冷卻至-146°F[-99℃]。所得基本冷凝的流33a隨後通過膨脹閥13急驟膨脹到分餾塔17的操作壓力(約306磅/平方英寸[2,110kPa(a)])。在此膨脹中，流33a的一部分被蒸發，使總體流冷卻。在圖6所示流程中，離開膨脹閥13的膨脹流33b達到-155°F[-104℃]的溫度，供給分餾塔17作為塔頂進料。此流33b的蒸氣部分(如果有的話)與從塔的上部分餾段上升的蒸氣合併形成蒸餾蒸氣流42，在塔的上部引出。
回頭看第二氣流34，來自分離器11蒸氣的其餘74％進入作功膨脹機14，在其中從此部分高壓進料產生機械能量。而蒸氣從約725磅/平方英寸[4,999kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到塔的操作壓力，作功膨脹使膨脹流34a冷卻到約-110°F[-79℃]的溫度。經膨脹和部分冷凝的流34a在分餾塔的一個中間點向塔進料。分離器液體(流35)同樣通過膨脹閥16膨脹到塔的操作壓力，成為冷卻至-75°F[-59℃]的流35a，在分餾塔17的較低一個蹭進料點向餾塔17供料。
液體產物(流41)在47°F[8℃]離開塔17的底部。流41在泵18中被增壓至約650磅/平方英寸[4,482kPa(a)](流41a)並在熱交換器10中加熱至83°F[28℃](流41b)，同時使流31冷卻。形成塔頂餾分的蒸餾蒸氣流(流42)在-151°F[-102℃]離開脫甲烷塔17，並分成兩部分。一部分(流86)用於LNG生產設備。剩餘部分(流36)在熱交換器12和10中與進入的進料氣逆流通過，在熱交換器12中，流36加熱至-66°F[-55℃](流36a)，在熱交換器10中加熱至72°F[22℃](流36b)。將加熱的蒸餾蒸氣流的一部分引出作為設備燃料氣的一部分，剩餘部分成為第一剩餘氣體(流43)。隨後此第一剩餘氣體在經兩級再壓縮形成壓縮的第一剩餘氣體(流43b)，此兩級是由作功膨脹機14驅動的壓縮機15和由補充動力源驅動的壓縮機19進行壓縮的。
現在轉向使用本發明另一種實施方案的LNG生產設備，進料流71在120°F[49℃]和740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]進入熱交換器50。進料流71在熱交換器50中與冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)、來自NGL回收設備的-151°F[-102℃]蒸餾蒸氣流(流86)、閃蒸液體(流80)和-142°F[-97℃]蒸餾塔再沸器液體(流76)進行熱交換而冷卻至-120°F[-84℃]。(對於所述條件，進料流壓力高於臨界冷凝壓力，因而此流冷卻後沒有液體會冷凝。相反，冷卻流71a作為密相流體離開熱交換器50。而對於其它加工條件，進料流壓力低於其臨界冷凝壓力是可能的，此時進料流可被冷卻到基本上冷凝。此外，如同圖4一樣，將冷卻到一中間溫度的進料流引出、分離掉可形成的冷凝液體，隨後在作功膨脹機中膨脹冷卻此膨脹流到基本上冷凝，這也許是有利的，然後在此情況下，將密相進料流膨脹沒有什麼優點，因此使用圖6所示較簡單實施方案代替。)所得冷卻流71a隨後通過一適當膨脹裝置如膨脹閥52急驟膨脹到蒸餾塔56的操作壓力(約420磅/平方英寸[2,896kPa(a)])。在此膨脹中，流的一部分被蒸發，導致總體流冷卻。在圖6所示流程中，離開膨脹閥52的膨脹流71b達到-143°F[-97℃]的溫度，在蒸餾塔56的一個中間點向塔進料。
至於本發明圖4和圖5實施方案，蒸餾塔56用作LNG純化塔，能回收幾乎所有二氧化碳和比其進料流(流71b)中存在的甲烷重的碳氫化合物作為塔底產物(流77)，從而其頂部餾分(流74)的唯一顯著量雜質是包含在進料流中的氮。蒸餾塔56的回流量在熱交換器50中將塔頂蒸氣(-144°F[-98℃]的流74)進行冷卻和凝聚產生，此時是通過與-155°F[-104℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83a)和-156°F[-105℃]的閃蒸液體(流80)進行熱交換的。已經-146°F[-99℃]的冷凝流74a分成兩部分。一部分(流78)成為LNG冷卻部分的進料。另一部分(流75)進入回流泵55。-145°F[-98℃]的流75a被泵送到塔頂部料點供給LNG純化塔56，作為塔回流液體。此回流液體精餾在塔中上升的蒸氣，從而塔頂餾分(流74)和LNG冷卻設備的進料流78包含最小量二氧化碳和重於甲烷的碳氫化合物。
LNG冷卻設備的進料流(冷凝液體流78)在-146°F[-99℃]進入熱交換器58，通過與-255°F[-159℃]的冷LNG閃蒸蒸氣(流83)和冷的閃蒸液體(流79a)熱交換而過冷。該冷的閃蒸液體是從熱交換器58引出一部分局部過冷的進料流(流79)，通過適當膨脹裝置如膨脹閥59而急驟膨脹到稍高於分餾塔17操作壓力來產生的。在此膨脹中流的一部分被蒸發，導致總體流從-156°F[-104℃]冷卻至-160°F[-106℃](流79a)。急驟膨脹的流79a隨後如前所述供給熱交換器58。
局部過冷的進料流的剩餘部分進一步在熱交換器58中過冷至-169°F[-112℃](流82)。接著它進入作功膨脹機60，在其中人此中等壓力產生機械能量流。作功膨脹機60使過冷液體從約414磅/平方英寸[2,858kPa(a)]的壓力基本等熵膨脹到稍高於大氣壓的LNG貯槽壓力(18磅/平方英寸[124kPa(a)])。作功膨脹使膨脹流82a冷卻到約-255°F[-159℃]的溫度，它隨後通入LNG貯塔盤61，在貯塔盤61中來自膨脹的閃蒸蒸氣(流83)與LNG產物(流84)分離。
來自LNG純化塔56的塔底流77通過膨脹閥57急驟膨脹至稍高於分餾塔17的操作壓力。在此膨脹中流77的一部分被蒸發，導致總體流從-141°F[-96℃]冷卻至-156°F[-105℃](流77a)。急驟膨脹的流77a隨後與在-155°F[-104℃]離開熱交換器58的加熱閃蒸液體流79b合併形成供給熱交換器50的-156°F[-105℃]組合閃蒸液體流。在此熱交換器中如前所述，它使進料流71和塔頂蒸氣流74冷卻，自身加熱到-90°F[-68℃]，之後在分餾塔17的一個較低中間進料點向塔17供料。如果需要，流80a可與前述急驟膨脹的流35a合併，在塔上一個較低的中間進料點向塔供料。
來自LNG貯塔盤61的閃蒸蒸氣(流83)在熱交換器58中與進入的液體逆流通過，在熱交換器58中，流83加熱至-155°F[-104℃](流83a)。它隨後進入熱交換器50，在其中它對給進料流71和塔頂流74冷卻，而自身加熱至115°F[46℃](流83b)。由於該流處於低壓(15.5磅/平方英寸[107kPa(a)])，它在可用作設備燃料氣以前必須壓縮。有中間冷卻器64的壓縮機63和65(均由補充動力源驅動)用於流的壓縮流(83e)。接著在後冷卻機66中冷卻後，115磅/平方英寸[793kPa(a)]的流83f結合流37成為設備的燃料氣(流85)。
來自NGL回收設備的冷蒸餾蒸氣(流86)在熱交換器50中對進料流71冷卻，而自身加熱至115°F[46℃]，成為第二剩餘氣體(流86a)，隨後此第二剩餘氣體在由補充動力源驅動的壓縮機62中再壓縮。此壓縮的第二剩餘氣體(流86b)與壓縮的第一剩餘氣體(流43b)合併形成第三剩餘氣流44。在排放冷卻器20中冷卻到120°F[49℃]後，此第三剩餘氣流44a分成兩部分。一部分(流71)成為LNG生產設備的進料流。另一部分剩餘氣體產物(流38)以740磅/平方英寸[5,102kPa(a)]壓力流入銷售氣體管道。
圖6所示流程各流的流量和能量消耗的一覽列在下表中
表VI(圖6)流量一覽-磅摩爾/小時[千克摩爾/小時]流甲烷乙烷丙烷丁烷+總體31 35,473 1,689 585 331 38,43232 35,201 1,611 495 178 37,83535 272 78 90 153 59733 9,258 424130 47 9,95134 25,943 1,187 365 131 27,88442 36,684 2226037,22236 34,784 2116035,29437 376 2 0038271 1,923 12 001,95174 1,229 0 001,24277 1,173 12 001,19375 479 0 0048478 750 0 0075879 79 0 008083 216 0 0022285 592 2 0060486 1,900 12 001,92838 34,385 2086034,88941 41 1,478 579 331 2,48284 455 0 00456回收率*乙烷87.52％丙烷99.05％丁烷+ 99.91％LNG 50,070Gallons/D [417.9m3/D]7,330Lbs/H[7,330kg/H]LNG純度 99.84％動力第一剩餘氣體壓縮15,315HP[25,178kW]第二剩餘氣體壓縮1,124HP [1,848kW]閃蒸蒸氣壓縮300HP[493KW]總氣體壓縮 16,739HP[27,519KW]*(以未經四捨五入的流量為基礎)比較表VI所示圖6流程的回收率和表I中圖1流程的回收率表明，這兩個過程的NGL回收設備的回收率維持在實質上相同的水平。
圖6流程相比圖1流程的壓縮動力淨增加是2,222HP[3,653kW]，它用來生產額定的50,000gallons/D[417m3/D]的LNG，圖6流程的具體動力消耗是0.303HP-H/Lb
。因此，本發明的具體動力消耗比圖2和圖3現有技術流程都低，且不需要像現有技術流程那樣在進料氣進入LNG生產設備前從中去除二氧化碳。
本發明的這個實施方案使用來自NGL回收設備的剩餘氣體作為進料氣，它的LNG產生效率低於只使用NGL回收設備進料氣的一部分的圖4和圖5實施方案。效率較低主要因為NGL回收設備效率降低，而這是由於使用來自NGL回收設備的冷蒸餾蒸氣(流42)的部分(流86)來提供LNG生產設備的一些冷量的緣故。儘管流86以圖4和圖5實施方案的類似方式使用，這些實施方案的NGL回收設備加工較少量的入口氣體，這是因為一部分(圖4和圖5中的流71)流入LNG生產設備，而不是流入NGL回收設備。NGL回收設備效率的損失反映在表VI所示圖6流程的第一剩餘氣體壓縮機19的動力消耗分別相對表IV和V中圖4和圖5流程的對應值較高。
對於大部分入口氣體，如實施例1和2所述，設備入口氣體是根據本發明加工的進料流的優選來源。然而在有些情況下，NGL回收設備的剩餘氣體可以是實施例3所述進料流來源的更佳選擇。例如，如果入口氣體含有在低溫可固化的碳氫化合物如重石蠟或苯，NGL回收設備可通過回收NGL產物中的這些化合物來作為LNG生產設備的進料調節設備。離開NGL回收設備的剩餘氣體不會包含大量較重碳氫化合物，因此用本發明加工設備剩餘氣體的一部分用來共同生產LNG可在這些情況下完成，而不會產生在LNG生產和LNG冷卻設備的熱交換器中形成固體的風險。在一具體情況下決定使用本發明哪個實施方案，也取決於一些因素，如入口氣體和剩餘氣體的壓力水平、設備大小、可利用的裝置、以及資金成本相對於運轉成本的經濟平衡。
其它實施方案本領域技術人員可以認識到，能夠將本發明與所有NGL回收設備一起使用來共同生產LNG。前述例子都描述了使用包括NGL回收設備的本發明，該設備是美國專利號4,278,457所示的設備，用來顯示本發明和現有技術的比較。然而，本發明一般適合於使用任何產生蒸餾蒸氣流的NGL回收過程，蒸氣流溫度為-500F[-46℃]或更冷。這種NGL回收過程的例子描述和闡明於美國專利號3,292,380；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；5,568,737；5,771,712；5,799,507；5,881,569；5,890,378；5,983,664；6,182,469；再公告的美國專利號33,408；和待審批的申請號60/225,260和09/677,220，它們的全部內容參考結合於此。此外，本發明適合於使用設計為在NGL產物中回收C3組分和較重碳氫化合物組分的NGL回收設備(即不顯著回收C2組分)，或使用設計為在NGL產物中僅回收C2組分和較重碳氫化合物組分的NGL回收設備，但能操作將C2組分轉換到剩餘氣體中，而在NGL產物中僅回收C3組分和較重碳氫化合物組分(即操作的乙烷轉移模式)。這種進料上的靈活性是由於圖4到圖6所示的LNG純化塔56，它能確保僅甲烷(和其它存在的揮發性氣體)進入LNG冷卻設備。
根據本發明，LNG生產設備進料流的冷卻可以許多方式完成。在圖4到圖6的流程中，進料流71、膨脹流72a(僅用於圖4流程)和蒸餾蒸氣流74被部分脫甲烷塔頂部蒸氣(流86)與LNG生產和冷卻設備生成的閃蒸蒸氣、閃蒸液體及塔液體所冷卻而凝聚。然而如圖7所示，和急驟膨脹流73a一樣，脫甲烷塔液體(如流39)可用來提供圖4到圖6的流71和74和/或圖4的流72a的一部分或全部冷卻和凝聚作用。此外，可以使用任何比被冷卻流溫度低的流。例如，從脫甲烷塔側部引出的蒸氣可用來冷卻。其它冷卻作用的可能來源包括，但不限於高壓分離器的閃蒸液體和機械致冷系統。冷卻源的選擇取決於一些因素，包括但不限於，進料氣的組成和條件、設備大小、熱交換器大小、可能冷卻源的溫度等。本領域技術人員可認到，上述冷卻源或冷卻方法的任何組合可結合使用，以獲得所需進料流的溫度。
根據本發明，外部致冷也可用來補充來自其它過程流的可用於進料氣的冷卻，特別是在比實施例1和2中所用進料氣更豐富的情況中。用於過程熱交換的LNG塔液體的使用和分配、用於進料氣冷卻的熱交換器的具體安排，必須就各具體用途以及具體熱交換器的過程流的選擇來進行評估。
也要認識到，進入LNG冷卻設備的進料流71(流78)和引出成為閃蒸液體(流79)的相對量取決於一些因素，包括但不限於，進料氣壓力、進料氣組成、可經濟地從進料中提取的熱量和可用動力的量。進入LNG冷卻設備的進料量更多，可增加LNG的量，但降低LNG(流84)的純度，這是因為LNG純化塔回流(流75)相應的減少。增加回收成為閃蒸液體的量，使閃蒸蒸氣壓縮的動力消耗減少，但提高壓縮第一剩餘氣體的動力消耗，這是因為增加了流79中脫甲烷塔17再循環的量。此外，如圖4到圖7的虛線所示，閃蒸液體可從熱交換器58中完全排除(以提高流83中閃蒸蒸氣量並增加用於閃蒸蒸氣壓縮的動力消耗為代價)。
在熱交換器58中使冷凝液體流78過冷，能減少在膨脹到LNG貯塔盤61操作壓力過程中產生的閃蒸蒸氣(流83)的量。這一般會減少閃蒸蒸氣壓縮機63和65的動力消耗，從而降低生產LNG的具體動力消耗。然而如圖8和圖S到圖7的虛線所示，有些情況有利於會因完全去掉熱交換器58而有利於降低設備的資金成本。也如圖8和圖4到圖7虛線所示，塔底部流77的量會使得不可能將急驟膨脹流77a用於熱交換。在這種情況下，如所顯示的，急驟膨脹流77a可在某個適當進料位置直接供給分餾塔17。
儘管顯示了各個流的膨脹在某一具體膨脹裝置中進行，但只要合適，可以使用另外的膨脹方式。例如，條件可能允許使基本上冷凝的進料流(圖5、6和8中的流71a)或LNG純化塔的塔底流(圖S到8中的流77)進行作功膨脹。此外，等焓急驟膨脹可用來代替圖S到圖7中過冷液體流82或圖8中冷凝液體流78的作功膨脹(結果膨脹產生的閃蒸蒸氣相對量增加，提高閃蒸蒸氣壓縮的動力消耗)，或者代替圖4和7中蒸氣流72的作功膨脹(結果壓縮第二剩餘氣體的動力消耗增加)。
儘管描述了認為是本發明的一些較佳實施方案，本領域技術人員應能認識到可做出其它和進一步的更改，例如使本發明適應於多種條件、進料類型或其它要求，只要不脫離本發明的精神。
權利要求
1.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的方法，其特徵在於，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)將所述部分冷凝的天然氣流分離成液體流和蒸氣流，其中所述液體流輸入所述設備；(e)令所述蒸氣流膨脹至一中等壓力，並進一步在該中等壓力冷卻並冷凝之；(f)將所述冷凝的膨脹流在一蒸餾塔的一個中間進料點輸入該蒸餾塔；(g)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區域引出並輸入所述設備；(h)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，並在壓力下冷卻，以冷凝其至少一部分並形成冷凝流；(i)將所述冷凝流分成至少兩部分，第一部分在頂部進料位置通入所述蒸餾塔；(j)令所述冷凝流的第二部分膨脹至較低壓力，形成所述液化天然氣流；(k)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度，都應能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一定溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
2.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的方法，其特徵在於，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)(d)將所述部分冷凝的天然氣流分離成液體流和蒸氣流；(e)(e)將所述液體流膨脹至一中等壓力、加熱並隨後通入所述設備；(f)(f)將所述蒸氣流膨脹至一中等壓力，並進一步在所述中等壓力冷凝之；(g)(g)將所述冷凝膨脹流在一蒸餾塔的一個中間進料點通入該蒸餾塔；(h)(h)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區域引出，並通入所述設備；(i)(i)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，並在壓力下冷凝其至少一部分，形成冷凝流；(j)(j)將所述冷凝流分成至少兩部分，將第一部分在頂部進料位通入所述蒸餾塔；(k)(k)將所述冷凝流的第二部分膨脹至一較低壓力，形成所述液化天然氣流；(l)(l)所述部分冷凝天然氣流的溫度和進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度，都應能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一定溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
3.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的方法，其特徵在於，(a)將所述天然氣流從回收天然氣液體的低溫天然氣加工設備中引出；(b)將所述天然氣流在足夠使其部分凝聚的壓力下冷卻；(c)將一蒸餾流從所述設備中引出，以提供所述天然氣流的所述冷卻作用的至少一部分。(d)令所述冷凝天然氣流膨脹至一中等壓力，然後在一蒸餾塔的一個中間進料點通入該蒸餾塔；(e)將一液體蒸餾流從所述蒸餾塔較低區域引出，並通入所述設備；(f)將一蒸氣蒸餾流從所述蒸餾塔上部引出，並在壓力下冷凝其至少一部分，形成冷凝流；(g)將所述冷凝流分成至少兩部分，第一部分在頂部進料位置通入所述蒸餾塔；(h)將所述冷凝流的第二部分膨脹至較低壓力，形成所述液化天然氣流；(i)進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度能有效維持所述蒸餾塔的塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分回收在所述液體蒸餾流中。
4.如權利要求1、2或3所述的方法，其特徵在於，將所述冷凝流的所述第二部分冷卻然後膨脹到所述較低壓力。
5.如權利要求4所述的方法，其特徵在於，引出所述冷凝流的第三部分，膨脹到一中等壓力，使其與所述冷凝流的所述第二部分進行熱交換，以提供所述冷卻作用的至少一部分。
6.如權利要求1、2或3所述的方法，其特徵在於，將所述液體蒸餾流膨脹並加熱，然後通入所述設備。
7.如權利要求4所述的方法，其特徵在於，將所述液體蒸餾流膨脹並加熱，然後通入所述設備。
8.如權利要求5所述的方法，其特徵在於，將所述液體蒸餾流膨脹並加熱，然後通入所述設備。
9.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的設備，其特徵在於，所述設備包括(a)與回收天然氣液體的低溫天然氣加工設備相連的第一引出裝置，用來引出所述天然氣流；(b)與所述第一引出方式相連的第一熱交換裝置，用來接受所述天然氣流並在足夠使其部分冷凝的壓力下將其冷卻；(c)與所述設備相連的第二引出裝置，用於引出一個蒸餾流，所述第二引出裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來加熱所述蒸餾流，並從而對所述天然氣流提供至少一部分的所述冷卻作用；(d)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述部分冷凝的天然氣流，並使其分離成一蒸氣流和液體流，然後將所述液體流通入所述設備；(e)與所述分離裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述蒸氣流並使其膨脹到一中等壓力，所述第一膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來提供所述膨脹蒸氣流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應於進一步冷卻在所述中等壓力的所述膨脹蒸氣流使其基本上冷凝；(f)與所述第一熱交換裝置相連的一個蒸餾塔，用來在塔的一個中間進料點接受所述基本冷凝的膨脹流，所述蒸餾塔適應於從所述蒸餾塔較低區域引出液體蒸餾流，並將其通入所述設備，還適應於從所述蒸餾塔上部區域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應於在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使它冷凝至少一部分形成冷凝流；(g)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流並將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進料位置進入所述蒸餾塔；(h)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，並使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(i)適應於用來調節所述部分冷凝天然氣流的溫度和進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分被回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
10.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的設備，其特徵在於，所述設備包括(a)與低溫天然氣加工設備回收天然氣液體相連的第一種引出方式用於回收所述天然氣流；(b)與所述第一種引出方式相連的第一熱交換裝置用來接受所述天然氣流並在足夠使其部分冷凝的壓力下冷卻；(c)與所述設備相連的第二種引出方式用於回收蒸餾流，與所述第一熱交換裝置進一步相連的所述第二種引出方法用於加熱所述蒸餾流並從而提供至少部分所述天然氣流的所述冷卻；(d)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述部分冷凝的天然氣流，並使其分離成一蒸氣流和液體流；(e)與所述分離裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述蒸氣流並使其膨脹到一中等壓力，所述第一膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來提供所述膨脹蒸氣流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應於進一步冷卻在所述中等壓力的所述膨脹蒸氣流使其基本上冷凝；(f)與所述第一熱交換裝置相連的一個蒸餾塔，用來在塔的一個中間進料點接受所述基本冷凝的膨脹流，所述蒸餾塔適應於從所述蒸餾塔較低區域引出液體蒸餾流，並將其通入所述設備，還適應於從所述蒸餾塔上部區域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應於在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使它冷凝至少一部分形成冷凝流；(g)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流並將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進料位置進入所述蒸餾塔；(h)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，並使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(i)與所述分離裝置相連的第三膨脹裝置用來接受所述液體流並使其膨脹到一中等壓力，所述第三膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來加熱所述膨脹液體流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體流然後通入所述設備；(j)適應於用來調節所述部分冷凝天然氣流的溫度和進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分被回收在所述液體流和所述液體蒸餾流中。
11.一種使包含甲烷和較重碳氫化合物組分的天然氣流液化的設備，其特徵在於，所述設備包括(a)與回收天然氣液體的低溫天然氣加工設備相連的第一引出裝置，用來引出所述天然氣流；(b)與所述第一引出方式相連的第一熱交換裝置，用來接受所述天然氣流並在足夠使其部分冷凝的壓力下將其冷卻；(c)與所述設備相連的第二引出裝置，用於引出一個蒸餾流，所述第二引出裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來加熱所述蒸餾流，並從而對所述天然氣流提供至少一部分的所述冷卻作用；(d)與所述第一熱交換裝置相連的第一膨脹裝置，用來接受所述基本冷凝流並將其膨脹到一中等壓力；(e)與所述第一膨脹裝置相連的一個蒸餾塔，用來在塔的一個中間進料點接受所述膨脹流，所述蒸餾塔適應於從所述蒸餾塔一較低區域引出一液體蒸餾流，並將其通入所述設備，還適應於從所述蒸餾塔一個上部區域引出一蒸氣蒸餾流，所述蒸餾塔與所述第一熱交換裝置進一步相連，有來提供所述蒸氣蒸餾流給所述第一熱交換裝置，所述第一熱交換裝置適應於在壓力下冷卻所述蒸氣蒸餾流，從而使其至少一部分冷凝形成冷凝流；(f)與所述第一熱交換裝置相連的分離裝置，用來接受所述冷凝流並將其分成至少兩部分，所述分離裝置與所述蒸餾塔進一步相連，用來使所述冷凝流的第一部分在頂部進料位置進入所述蒸餾塔；(g)與所述分離裝置相連的第二膨脹裝置，用來接受所述冷凝流的第二部分，並使它膨脹到一較低壓力以形成所述液化天然氣流；(h)適應於調節進入所述蒸餾塔的所述進料流的量及溫度的控制裝置，用來維持所述蒸餾塔塔頂在一溫度，在此溫度大部分所述較重碳氫化合物組分回收在所述液體蒸餾流中。
12.如權利要求9或11所述的改進，其特徵在於，第二熱交換裝置與所述分離裝置相連，以接受所述冷凝流的第二部分並使其冷卻，進一步相連的所述第二熱交換裝置用來提供所述經冷卻的第二部分給所述第二膨脹裝置。
13.如權利要求10所述的改進，其特徵在於，第二熱交換裝置與所述分離方法相連，用來接受所述冷凝流的第二部分並使其冷卻，所述進一步相連的第二熱交換裝置用來提供所述經冷卻的第二部分給所述第二膨脹裝置。
14.如權利要求12所述的改進，其特徵在於，第三引出裝置與所述第二熱交換裝置相連，以從所述冷卻的第二部分引出所述冷凝流的第三部分，進一步相連的所述第三引出裝置提供所述第三部分給第三膨脹裝置，並使其膨脹到一中等壓力，進一步相連的所述第三膨脹裝置提供所述膨脹的第三部分給所述第二熱交換裝置來提供至少一部分所述冷卻作用。
15.如權利要求13所述的改進，其特徵在於，第三引出裝置與所述第二熱交換裝置相連，以從所述冷卻的第二部分引出所述冷凝流的第三部分，進一步相連的所述第三引出裝置提供所述第三部分給第四膨脹裝置並使其膨脹到一中等壓力，進一步相連的所述第四膨脹裝置提供所述膨脹的第三部分給所述第二熱交換裝置來提供給至少一部分所述冷卻作用。
16.如權利要求9或11所述的改進，其特徵在於，第三膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，所述第三膨脹裝置與所述第一熱交換裝置進一步相連，用來加熱所述膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
17.如權利要求10所述的改進，其特徵在於，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，進一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
18.如權利要求12所述的改進，其特徵在於，第三膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，進一步相連的所述第三膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
19.如權利要求13所述的改進，其特徵在於，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，進一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
20.如權利要求14所述的改進，其特徵在於，第四膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，進一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
21.如權利要求15所述的改進，其特徵在於，第五膨脹裝置與所述蒸餾塔相連，以接受所述液體蒸餾流並使其膨脹，進一步相連的所述第四膨脹裝置提供膨脹的液體蒸餾流給所述第一熱交換裝置用來加熱膨脹的液體蒸餾流，並從而提供至少一部分所述冷卻作用，所述加熱的膨脹液體蒸餾流然後通入所述設備。
全文摘要
揭示了天然氣的液化過程與加工天然氣以回收氣體汽油(NGL)相結合。在過程中，待液化的天然氣流來自NGL回收設備中的一個氣流，它在壓力下冷卻而凝聚。從NGL回收設備引出一蒸餾流，提供冷凝天然氣流所需的一定冷卻。冷凝的天然氣流膨脹(14)到中等壓力，提供給蒸餾塔的一個中間進料點(17)。來自此蒸餾塔(17)的塔底產物(41)優先包含大部分比甲烷重的碳氫化合物，否則會降低液化天然氣的純度，且塔底產物進入NGL回收設備，使得這些更重的碳氫化合物可回收在NGL產物中。
文檔編號F25J1/02GK1518656SQ02812538
公開日2004年8月4日 申請日期2002年4月15日 優先權日2001年4月20日
發明者R·E·坎普貝爾, R E 坎普貝爾, J·D·威爾金森, 威爾金森, H·M·赫德森, 赫德森, K·T·奎利亞爾, 奎利亞爾 申請人:埃爾科公司