经过调整从而该第一残留蒸汽上升并与部分冷凝的第二残留以逆流的形式接触;部分冷凝的第一残留，该装置经过进一步调整从而来自分离器的含有C3的液体被分馏装置排出的液体冷却。
[0041]所述分馏装置包括蒸汽/液体接触装置，该接触装置与至少一种理论蒸馏阶段相当。
[0042]所述接触与分离装置(2)包括将一种所述第一残留蒸汽的至少一部分与以下部分混合的装置:部分冷凝的第二残留的液体部分;第一残留的部分冷凝的部分的液体部分;部分来自分离器的被冷却的含有C3的液体。
[0043]所述接触与分离装置(2)包括将一种所述第一残留蒸汽的至少一部分与以下部分混合的装置:所述部分冷凝的第二残留的液体和蒸汽部分;所述第一残留的部分冷凝的部分;部分来自分离器的被冷却的含有C3的液体。
[0044]附图简述
[0045]图1A是基于本发明的烃分离方法的部分示意图，因缩放限制本图只示出一半的方法。
[0046]图1B是基于本发明的烃分离方法的另一部分示意图，因缩放限制本图只示出另一半的方法。
[0047]发明描述
[0048]本发明提供一种得到改进的用于从携带烃的气体中回收&或(:3以及更重质的成分的方法。在本发明改进的方法中，来自HEFC柱的顶部蒸汽被部分冷凝，液体冷凝物至少与来自如上所述的部分冷凝的供料气体的至少蒸汽部分在LEFC中组合，在部分发明中，所述LEFC也作为收集器。该LEFC被设计为能够提供一个或多个接触阶段。通常假定这类阶段用于平衡阶段的设计用途，但在实际情况中并不必如此。来自供料分离器/收集器的蒸汽与来自HEFC的顶部气流进行热交换，从而使该气流部分冷凝，来自LEFC的液体作为上部或顶部液体供料被供于HEFC柱。
[0049]若LEFC包含一个吸收段，例如填料，或者一个或多个分馏塔板，则假定这些阶段与合适数量的理论分离阶段相应。本发明者的计算显示，在少至一种理论阶段时也具有优势，理论阶段数量增加则具有更大的优势。本发明者相信即使仅有一个与分离理论阶段相当的阶段也能实现该优势。该部分冷凝的HEFC顶部气流被供于该吸收段之上，其液体部分向下流过该吸收段。所述部分冷凝的供料气流通常被供于该吸收段之下，从而其蒸汽部分向上穿过该吸收段，以逆流的形式与来自部分冷凝的HEFC顶部气流的液体接触。所述上升蒸汽与来自吸收段之上的部分冷凝的HEFC顶部气流的蒸汽组合，以形成组合残留气流。
[0050]虽然以上对将顶部蒸汽冷凝并用于从膨胀器释放的蒸汽中吸收有价值的乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等的优选实施方式进行了描述，但是本发明者指出本发明并不仅限于这一【具体实施方式】。所述优势可通过下述方式实现，例如仅以这种方式处理一部分膨胀器释放的蒸汽，或者在其他设计考虑指出膨胀器释放的蒸汽和顶部冷凝物应该绕过LEFC的情况下，仅使用部分顶部冷凝物作为吸收剂。本发明者还指出能够以分离容器或HEFC柱的一个部分的形式来构建LEFC。
[0051 ]本发明实践中，在LEFC和HEFC之间必然会有轻微的压力差，该压力差必须予以考虑。如果顶部蒸汽穿过冷凝器并进入分离器，而未产生任何压力的上升，则假定LEFC的运行压力稍微低于HEFC的运行压力。在这种情况下，从LEFC排出的液体供料能够被栗入HEFC的供料位置。一种替代性方案是在蒸汽管线中提供一个升压鼓风机，以有效提高顶部冷凝器和LEFC的运行压力，从而液体供料可以在不栗送的情况下被供入HEFC。另外一种替代性方案是在相对于从LEFC排出的液体的供料位置足够高的位置安装LEFC，从而液体的静压头会克服压力差。
[0052]在另外一种替代性方案中，全部或部分的部分冷凝HEFC顶部气流以及全部或部分的部分冷凝供料可以组合，例如在管线中与膨胀器排出的成分组合而输出至LEFC，如果充分混合，则液体和蒸汽会一起混合并根据全部组合气流中不同组分的相对挥发性而分离。在该实施方式中，来自顶部冷凝器的蒸汽-液体混合物可以不经分离而使用，或者可将其液态粉末进行分离。认为这种混合的目的是在本发明中作为接触阶段。
[0053]在所述方案的一种变化形式中，部分冷凝的顶部蒸汽可被分离，整体或部分被分离的液体被供于LEFC或者与被供入的蒸汽混合。
[0054]本发明提供了一种在运行所述方法所需的单位功率输入下乙烷、乙烯、丙烷或丙烯的回收得到了改进的方法。对运行HEFC方法所需的运行功率的改进可体现在外部制冷所需功率的降低，或者是压缩或再压缩所需功率的降低，或者是两种功率均降低。或者，在需要时可通过固定的功率输入来实现C2或C3回收量的增加。
[0055]图1A和图1B表示基于本发明的烃分离方法的示意图。携带烃的天然气经过管线20被供入热气/气体交换器22-E3000，然后到达冷却装置22-E3400。通过管线52和53来提供制冷。冷却装置具有管线54，该管线撤回用于再压缩和液化的制冷。该冷却气流通过管线21经过一个冷气/气体交换器22-3100被供入冷分离容器22-D1000。
[0056]该烃气流将会被分离为两股气流，蒸汽通过管线22离开容器，底部气流通过管线25到达管线16。底部残留将会流经管线26上用于控制流量的阀门，然后重新回到管线26并到达管线35，经管线35将会进入过冷器22-E3200。这些冷却烃气体经管线36离开过冷器，然后进入轻质分馏柱22-T2000。未转移的烃气流会继续经过管线37到达轻质分馏柱22-T2000的柱的顶部。
[0057]来自冷分离容器22-D1000的蒸汽会经管线22离开，然后到达与管线24的交叉点。管线24还包含一个阀门组件PV，该组件用于控制管线24中的流量。来自冷分离容器的剩余蒸汽流经管线23并穿过膨胀器/压缩器22-X6000。该膨胀烃气流经管线29被供入轻质分馏柱22-T2000。
[0058]来自轻质分馏柱22-T2000的蒸汽通过管线39离开并流经管线40，在此，它们经过冷气/气体交换器22-E3100和热气/气体交换器，然后经管线55到达压缩气流将会进入的膨胀器/压缩器22-C6000，在此，压缩的气流经管线59到达膨胀器/压缩器排气冷却器22-E4100。排放气流会经管线58排出，根据需要用于销售或进一步处理。
[0059]管线56与管线55连接，在进入膨胀器/压缩器22-C6000之前，部分烃气体会被抽出并回收用作燃气。一个阀门组件安装于管线56上以控制将作为燃气使用的气体的量。
[0060]来自轻质分馏柱22-T2000的底部残留会经管线31排出。这些底部残留物包括需要进一步分馏的中间体液流。管线31向输送栗22-P5000A/B输入流动液体，输送栗将来自轻质分馏柱的底部残留物导入管线33并进入重质分馏柱22-T2100的顶部。
[0061 ]含有更冷的中间产物的液流经管线41从重质分馏柱22-T2100抽出，然后供入侧部加热器22-E3800，该加热器加热该液流并通过管线42将其供回比抽出该液流的重质分馏柱上的部位更低的部位。另外一股副产物液流经管线43从重质分馏柱22-T2100抽出并被供入重质分馏柱的重沸器22-E3700，该重沸器将加热该副产物液流。该液流被供入调温重沸器22-E4000，在其中被进一步加热，然后经管线44被供回比抽出该液流的重质分馏柱上的部位更低的部位。管线45向调温重沸器22-E4000提供加热介质(图中未显示)，管线46从调温重沸器中将加热介质供回。
[0062]位于重质分馏柱底部的一条管线会将部分主要含有(:2和更少量挥发性烃或主要含有C3和更少量挥发性烃的烃移除并导入管线51上的阀门。管线51接收来自重质分馏柱22-T2100的底部残留物。管线47将来自重质分馏柱的底部残留物供入重质分馏柱的底部残留物栗22-P5100A/B中，该栗经管线49将底部残留物供入产物交换器22-E3600，该交换器经管线50将底部残留物供入产物栗22-P5200A/B。该栗通过管线51将底部残留物导出，所述管线51可将底部残留物直接供料于管线中。管线49上的阀门能够绕过产物交换器22-E3600并在设备处于C3和更重质烃回收模式的情况下将残留物导入气冷或水冷热交换器中。冷却之后，这些底部残留物可通过管线49被供回产物交换器22-E3600。
[0063]来自重质分馏柱22-T2100的蒸汽经管线34排出并穿过过冷器22-E3200。管线38连接过冷器22-E3200的排出口和阀门。来自重质分馏柱的蒸汽经管线30被供入轻质分馏柱22-T2000，其中蒸汽会被进一步分馏以作为回流再次进入重质分馏柱。
[0064]部分来自气流58的被压缩的残留气体通过整个的低温方法被回收，目的不仅在于增加乙烷和更重质的烃组分的回收，也在于减少整个系统的能量消耗。
[0065]所述得到改进的方法利用再循环气流1，其中部分残留气体被冷却并可通过热交换部分液化，然后膨胀，降低其温度从而增加轻质分馏柱22-T2000中的回流。该再循环气流1从膨胀器-压缩器22-X/C600和膨胀器-压缩器排气冷却器22-E4100向下供料，或者通过残留气体压缩器后冷却器向下供料。该再循环气流1在输入板翅型热交换器22-E3000中被冷却并部分冷凝，其中该再