专利名称：烃气加工工艺的制作方法
烃气加工工艺
背景技术：
本发明涉及一种用于分离一种含烃气体的工艺和设备。本申请依据美国法典，第 35条第119(e)部分，要求于2007年10月18日提交的在先美国临时申请60/980，833和于 2008年2月4日提交的美国临时申请61/025，910的优先权。乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、和/或较重烃可从多种气体中回收，所述多种气体比如是 天然气、炼厂气、和从比如煤、原油、石脑油、油页岩、焦油砂和褐煤的其它烃材料中获得的 合成气体流。天然气通常具有较大比例的甲烷和乙烷，也就是说，甲烷和乙烷一起占气体的 至少50摩尔百分比。该气体还含有较少量的较重烃，比如丙烷、丁烷、戊烷及类似物，还包 括氢、氮、二氧化碳和其它气体。本发明通常涉及从这样的气体流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和较重烃。根据本 发明的要被处理的气体流的典型分析为，以近似的摩尔百分比计，80. 8%甲烷、9. 4%乙烷 和其它C2组分、4. 7%丙烷和其它C3组分、1.2%异丁烷、2. 正丁烷和1. 戊烷+，以及 由氮和二氧化碳组成的余量。有时还存在含硫气体。天然气及其天然气液体组分(NGL)在价格上的历史周期性波动有时会降低乙烷、 乙烯、丙烷、丙烯和作为液体产物的较重组分的增加值。这已经导致对下述工艺的需求可 提供回收这些产物的更高效的工艺、对于可以以较低资金投入提供高效的回收的工艺、以 及对于可更容易地适应或调整以在大范围内改变特定组分的回收率的工艺的要求。用于分 离这些材料的可用工艺包括那些基于气体的冷却和制冷、油吸收、和制冷油吸收的工艺。另 外，由于在产生动力而同时膨胀并从正被处理气体中提取热量的经济型设备的可用性，低 温工艺已经变得很流行。依据气体源的压力、气体的富含性(乙烷、乙烯和较重烃含量)和 期望的终端产物，可采用这些工艺中的每一种或其结合。低温膨胀工艺现在一般对于天然气液体回收是优选的，因为它为启动容易、 操作灵活性、良好效率、安全性、及良好可靠性提供最大简单性。美国专利3，292，380 ；
061，4814140,5044，157，9044，171,9644，185，9784，251，2494278，457519，8244，617，0394，687，4994，689，0634，690，7024，854，9554，869，740889，5455，275，0055，555，7485，566，5545，568，7375，771，7125，799，507881，5695，890，3785，983，6646，182，4696，578，3796，712，8806，915，662
7，191，617 ；7, 219，513 ；重新公布的美国专利33，408 ；共同待决申请11/430，412 ； 11/839,693 ；和11/971，491描述了相关工艺(尽管本发明的描述在某些情况下是基于与所 引用的美国专利中描述的处理条件不同的处理条件)。 在典型的低温膨胀回收工艺中，压力下的进料气体流通过与工艺中的其它流和/ 或比如丙烷压缩_制冷系统的外部制冷源进行热交换而被冷却。在气体被冷却时，液体可 被冷凝和收集在一个或多个分离器中，作为含有期望的c2+组分的高压液体。依据该气体 的富含性和形成的液体量，高压液体可膨胀至较低压力并被分馏。在液体膨胀期间发生的 汽化导致流的进一步冷却。在一些条件下，可能期望在膨胀之前预冷却高压液体，以便进一 步降低由膨胀产生的温度。膨胀流(包括液体和蒸汽的混合物)在蒸馏(脱甲烷器或脱乙烷器)塔中被分馏。在塔中，膨胀冷却流被蒸馏，以把作为塔顶馏出蒸汽的残余甲烷、氮、及 其它易挥发性气体与作为底部液体产物的希望的C2组分、C3组分及较重烃组分分离，或者 把作为塔顶馏出蒸汽的残余甲烷、C2组分、氮、及其它易挥发性气体与作为底部液体产物的 希望的C3组分和较重烃组分分离。如果进料气体没有被完全冷凝(通常它不会)，则部分冷凝剩余的蒸汽可被分开 成两支流。蒸汽的一部分通过做功膨胀机或装置或者膨胀阀至一较低压力，在该较低压力 下另外的液体由于流的进一步冷却而被冷凝。膨胀之后的压力基本与蒸馏塔操作的压力相 同。膨胀所产生的组合蒸汽_液体相作为进料供给至塔。蒸汽的剩余部分通过与例如冷的塔顶馏出馏分的其它处理流进行热交换而被冷 却至充分冷凝。高压液体中的一些或全部可与冷却前的该蒸汽部分组合。由此产生的冷却 流随后通过适当的膨胀设备(比如膨胀阀)被膨胀至脱甲烷塔的操作压力。在膨胀过程中， 液体的一部分蒸发，导致整个流的冷却。闪胀流随后作为顶部进料供给至脱甲烷塔。通常， 闪胀流的蒸汽部分与脱甲烷塔的塔顶馏出蒸汽在分馏塔的上部分离器段组合，作为残余甲 烷产物气体。替代地，冷却和膨胀流可供给至分离器以提供蒸汽和液体流。该蒸汽与塔顶 馏出物组合，而该液体作为顶部进料供给至塔。在这样的分离工艺的理想操作中，离开工艺的残余气体包含进料气体中的基本所 有甲烷而基本不含有较重烃组分，离开脱甲烷塔的底部馏分包含基本所有较重烃组分而基 本不含有甲烷或较易挥发性组分。实际中，然而，该理想情况不会得到，因为传统的脱甲烷 塔大都作为汽提器塔进行操作。该工艺的甲烷产物因此通常包括离开塔的顶部分馏段的蒸 汽以及未经任何精馏步骤的蒸汽。发生c2、c3和c4+组分的显著损失是由于顶部液体进料 包含相当大量的这些组分和较重烃组分，在离开脱甲烷塔的顶部分馏段的蒸汽中产生(:2组 分、c3组分、c4组分和较重烃组分的相应平衡量。如果上升的蒸汽可与能够从蒸汽中吸收 c2组分、c3组分、c4组分和较重烃组分的大量液体(回流)接触，则这些期望组分的损失会 显著降低。近些年来，用于烃分离的优选工艺使用上部吸收器段，以提供上升蒸汽的辅助精 馏。用于上部精馏段的回流流的源通常是在压力下供给的残余气体的再循环流。该再循环 的残余气体流通常通过与其它工艺流(例如冷的分馏塔顶馏出馏分)进行热交换而被冷却 至充分冷凝。由此产生的充分冷凝流随后通过适当的膨胀设备(比如膨胀阀)而被膨胀至 脱甲烷塔操作的压力。在膨胀过程中，液体的一部分通常汽化，导致整个流的冷却。闪胀 流随后作为顶部进料供给至脱甲烷塔。通常，膨胀流的蒸汽部分与脱甲烷塔的塔顶馏出蒸 汽在分馏塔中的上部分离器段中组合，作为残余的甲烷产物气体。替代地，冷却和膨胀流 可供给至分离器，以提供蒸汽和液体流，以使得此后蒸汽与塔顶馏出物组合，而液体作为顶 部进料被供给到塔中。该种类型的典型工艺方案公开在美国专利4，889，545 ；5, 568，737 ； 5，881，569 ；禾口Mowrey,E. Ross,"Efficient,High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing aHigh Pressure Absorber(利用高压吸收器从天然气中有效、高回收率地回收 液体)，，，Proceedings of the Eighty-First Annual Convention ofthe Gas Processors Association, Dallas, Texas, March 11-13，2002 (2002 年 3 月 11-13 日)。不幸的是，这些 工艺需要使用压缩机来提供原动力，用于使回流流再循环至脱甲烷塔，使用这些工艺增添 了设施的资金成本和操作成本。
本发明也使用了上部精馏段(或分离精馏塔，如果工厂尺寸或其它因素适合使用 分离精馏和汽提器塔)。但是，用于该精馏段的回流流通过使用在塔的下部部分中上升的蒸 汽的侧抽吸来提供。由于塔下部部分的蒸汽中的c2组分的浓度较高，大量的液体可在不用 升高其压力的情况下经常仅使用在离开上部精馏段的冷蒸汽中可用的致冷在该侧抽吸流 中被冷凝。主要为液体甲烷的这种冷凝液体随后可用于从通过上部精馏段上升的蒸汽中吸 收c2组分、c3组分、c4组分、和较重烃组分，并由此从来自脱甲烷塔的底部液体产物中捕获 这些有价值的组分。迄今为止，这种侧抽吸特征已经使用在如在受让人的美国专利5，799，507中所述 的C3+回收系统中，以及使用在如受让人的美国专利7，191，617中所述的C2+回收系统中。 令人惊讶的是，申请人已经发现改变受让人的美国专利7，191，617的侧抽取特征的抽出位 置会提高C2+的回收率和系统效率，而不会增加资金成本或操作成本。根据本发明，已经发现，在不需要对用于脱甲烷塔的回流流进行压缩的情况下， 可获得C2回收率超过87%，(3和(；+回收率超过99%。本发明提供的进一步优点在于 在C2组分的回收率从高值到低值调整时，能够保持C3和C4+组分的回收率超过99%。另 外，本发明与现有技术相比有可能在相同能量需求下使甲烷和轻组分与仏组分和重组分 基本上100%分离，同时提高回收水平。本发明尽管适用于较低压力和较高温度，但当在 要求-50° F[-46°C ]或更冷的NLG回收塔顶温度的条件下在400到1500psia[2，758到 10，342kPa(a)]或更高的范围内处理进料气体时，该发明特别有利。
为了更好地理解本发明，参照下述实例和附图。参照附图图1是根据美国专利4，278，457的现有技术天然气处理工厂的流程图；图2是根据美国专利7，191，617的现有技术天然气处理工厂的流程图；图3是根据本发明的天然气处理设备的流程图；和图4-8是描述本申请的用于天然气体流的替代装置的流程图。
具体实施例方式以下是对以上附图的解释，所提供的表格概括了代表性工艺条件的计算流率。在 这里出现的表格中，流率(摩尔/小时)值为了方便起见已经四舍五入到最近的整数。在表 格中所表示的总流的流率包括所有非烃组分，并因此一般大于烃组分的流流率的总和。表 示的温度是四舍五入到最近的度数的近似值。还该注意的是，为了比较在附图所示出的工 艺而进行的工艺设计计算是基于从周围到工艺或从工艺到周围无热量泄漏的假设。可买到 的隔热材料的质量使得这是一种非常合理的假设，并且这是一种通常由本领域的技术人员 做出的假设。为了方便起见，工艺参数以传统的英制单位和国际单位制(SI)的单位表示。在表 格中给出的摩尔流率可解释为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。能量消耗表示为马力(HP) 和/或千英制热量单位/小时(MBTU/Hr)时对应于以磅摩尔/小时为单位的摩尔流率。以 千瓦(kW)表示的能量消耗对应于以千克摩尔/小时为单位的摩尔流率。现有技术概述
图1是使用根据美国专利4，278，457的现有技术设计的处理工厂从天然气中回收 C2+组分的工艺流程示意图。在该工艺的模拟中，入口气体作为流31以85° F[29°C]和 970pSia[6，688kPa(a)]进入工厂。如果入口气体包含的硫化物浓度阻止产品流满足规格要 求，则硫化物通过适当预处理进料气体(未标明)而被除去。另外，进料流通常被脱水以防 止在低温条件下形成水合物(冰)。固态干燥剂已经典型地用于这个目的。进料流31在热交换器10中通过与-6° F[-21°C]的冷残余气体(流38b)、 30° F[-rc ]的脱甲烷塔较下侧的再沸器液体(流40)和丙烷致冷剂进行热交换而被冷 却。应注意的是，在所有情况下热交换器10代表的是多个单独热交换器或者单个多管程热 交换器、或者它们的任意组合(对于指定的冷却工作是否使用一个以上的热交换器的决定 取决于很多因素，所述因素包括但不限于入口气体流率、热交换器尺寸、流温度等)。冷却 后的流31a以0° F[-18°C ]和955psia [6，584kPa(a)]进入分离器11，在该分离器11中 蒸汽(流32)与冷凝液体(流33)分离。分离器液体(流33)通过膨胀阀12膨胀至分馏 塔20的操作压力(大约445psia[3，068kPa (a)])，流33a在塔中部较低进料位置处被供给 至分馏塔20之前先冷却至-27° F[-33°C ]。来自分离器11的蒸汽(流32)在热交换器13中通过与-34° F[_37°C ]的冷残 余气体(流38a)和-38° F[-39°C ]的脱甲烷塔较上侧的再沸器液体(流39)进行热交换 而被进一步冷却。冷却后的流32a以-27° F[-33°C ]和950psia[6，550kPa(a)]进入分离 器14，在该分离器11中，蒸汽(流34)与冷凝液体(流37)分离。分离器液体(流37)通 过膨胀阀19膨胀至塔操作压力，流37a在塔中部第二较低进料位置处被供给至分馏塔20 之前先冷却至-61° F[-52°C]。来自分离器14的蒸汽(流34)被分流成两支流35和36。包括总蒸汽的大约38% 的流35经过热交换器15与-124° F[-87°C]的冷残余气体(流38)进行热交换，在该处 流35被冷却至充分冷凝。由此产生的-119° F[-84°C ]的充分冷凝流35a随后通过膨胀 阀16闪胀至分馏塔20的操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被汽化，导致总流的冷却。 在图1所示的工艺中，离开膨胀阀16的膨胀流35b达到-130° F[-90°C ]的温度并且被供 给至分馏塔20上部区域中的分离器段20a。在此处被分离的液体变成脱甲烷段20b的顶部 进料。来自分离器14(流36)的剩余62%蒸汽进入做功膨胀机17，其中从高压进料的这 部分提取机械能。做功膨胀机17将蒸汽基本等熵膨胀至塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀 流36a冷却至大约-83° F[-64°C]的温度。通常从商业上可获得的膨胀器能够回收在理 想等熵膨胀中理论上可得到的做功量的大约80-85%，被回收的功经常用于驱动离心压缩 机(比如部件18)，该离心压缩机例如用于对残余气体(流38c)进行再压缩。部分冷凝的 膨胀流36a其后作为进料在塔中部较上进料位置处供给至分馏塔20。塔20中的脱甲烷塔是一种传统蒸馏塔，所述传统蒸馏塔包括多个竖直间隔开的 塔盘、一个或多个填料床、或塔盘和填料的组合。如在天然气处理工厂中的通常情形，分馏 塔可包括两段。上部段20a是分离器，其中部分汽化的顶部进料被分流成相应的蒸汽部分 和液体部分，而且其中从较低的蒸馏塔或脱甲烷塔段20b上升的蒸汽与顶部进料的蒸汽部 分组合以形成冷的脱甲烷塔塔顶馏出蒸汽(流38)，所述塔顶馏出蒸汽以-124° F[-87°C] 离开塔顶不。较低的脱甲烷塔段20b包括塔盘和/或填料，并提供下降的液体与上升的蒸汽之间的必要接触。脱甲烷段20b还包括再沸器(比如再沸器21和之前所述的侧再沸器)， 所述再沸器加热和汽化沿塔向下流动的液体的一部分以提供汽提蒸汽，该汽提蒸汽沿塔向 上流动以汽提甲烷和较轻组分的液体产物(流41)。 液体产物41基于使底部产物中的甲烷与乙烷的摩尔比为通常规定的0.025 1 而以113° F[45°C ]离开塔底部。残余气体(脱甲烷塔塔顶馏出蒸汽流38)与进入的进 料气体逆流地经过热交换器15，在热交换器15中其被加热至-34° F[-37°C ](流38a)， 在热交换器13中其被加热至_6 ° F[-21 °C ](流38b)，在热交换器10中其被加热至 80° F[27°C](流38c)。然后，残余气体在两个阶段进行再压缩。第一阶段是由膨胀机17 驱动的压缩机18。第二阶段是由补充动力源驱动的压缩机25，将残余气体(流38d)压缩至 销售管线压力。残余气体产物(流38f)在排出冷却器26中冷却至120° F[49°C]之后， 以1015pSia[6，998kPa(a)]流入销售气体管道，该压力足以满足管线压力要求(通常大约 是入口压力)。
<formula>formula see original document page 25</formula>动力
残余气压缩23，635HP 制冷压缩 7，535HP 总压缩 31，170HP [12，388kff] [51，243kff]
*(基于未四舍五入的流率)
图2是根据美国专利7，191，617的现有技术的替代工艺。图2的工艺已应用于与 上述图1所述相同的进料气组成和条件。在该工艺的模拟中，与图1的模拟工艺相同，选择 操作条件以使对于给定的回收水平能耗最小。 在图2工艺的模拟中，入口气体作为流31进入工厂，并且在热交换器10中通过与-5° F[-20°C ]的冷残余气体(流45b)、33° F W °C ]的脱甲烷塔较下侧的再沸 器液体(流40)和丙烷致冷剂进行热交换而被冷却。冷却后的流31a以0° F[-18°C ] 和955pSia[6，584Pa(a)]进入分离器11，在该分离器11中蒸汽(流32)与冷凝液体 (流33)分离。分离器液体(流33)通过膨胀阀12膨胀至分馏塔20的操作压力(大约 450psia [3，103kPa(a)])，流33a在塔中部较低进料位置处被供给至分馏塔20之前先冷却 至-27° F[-33°C]。来自分离器11的蒸汽(流32)在热交换器13中通过与-36° F[_38°C ]的冷残 余气体(流45a)和-38° F[-39°C ]的脱甲烷塔较上侧的再沸器液体(流39)进行热交换 而被进一步冷却。冷却后的流32a以-29° F[-34°C ]和950psia[6，550kPa(a)]进入分离 器14，在该分离器14中蒸汽(流34)与冷凝液体(流37)分离。分离器液体(流37)通过 膨胀阀19膨胀至塔操作压力，流37a在塔中部第二较低进料位置处被供给至分馏塔20之 前先冷却至-64° F[-53°C]。来自分离器14的蒸汽(流34)被分流成两支流35和36。包括总蒸汽的大约37% 的流35经过热交换器15与-120° F[-84°C]的冷残余气(流45)进行热交换，在该处流 35被冷却至充分冷凝。然后，由此产生的-115° F[-82°C ]的充分冷凝流35a通过膨胀阀 16闪胀至分馏塔20的操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被汽化，导致流35b在塔中部 较上进料位置处供给至分馏塔20之前先冷却至-129° F[-89°C ]。来自分离器14(流36)的剩余63%蒸汽进入做功膨胀机17，其中从高压进料的这 部分提取机械能。做功膨胀机17将蒸汽基本等熵膨胀至塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀 流36a冷却至大约-84° F[-65°C]的温度。部分冷凝的膨胀流36a其后作为进料在塔中 部第三较低进料位置处供给至分馏塔20。塔20中的脱甲烷塔包括两段上部吸收(精馏)段20a，所述上部吸收段包括塔盘 和/或填料，以提供上升的膨胀流35b和36a的蒸汽部分和下降的冷液体之间的必要接触， 从而冷凝和吸收来自上升蒸汽中的乙烷、丙烷和较重组分；和下部汽提段20b，所述下部汽 提段包括塔盘和/或填料，以提供下降的液体和上升的蒸汽之间的必要接触。脱甲烷段20b 还包括再沸器(比如再沸器21和之前描述的侧再沸器)，所述再沸器加热和汽化沿塔向下 流动的液体的一部分以提供汽提蒸汽，所述汽提蒸汽沿塔向上流动以汽提甲烷和轻组分的 液体产物(流41)。流36a在位于脱甲烷塔20吸收段20a的下部区域的中部进料位置处进 入脱甲烷塔20。膨胀流的液体部分与从吸收段20a下降的液体混合，组合后的液体继续向 下进入脱甲烷塔20的汽提段20b。膨胀流的蒸汽部分上升通过吸收段20a并且与下降的冷 液体接触以冷凝和吸收乙烷、丙烷和较重组分。蒸馏蒸汽的一部分(流42)从汽提段20b的上部区域被抽出。该流随后 从-91° F[-68°C ]被冷却至-122° F[-86°C ]，并且在热交换器22中通过与从脱甲烷 塔顶部以-127° F[-88°C ]流出的冷得脱甲烷塔塔顶馏出流38进行热交换而被部分冷 凝(流42a)。脱甲烷塔塔顶冷流由于其冷却和冷凝了流42的至少一部分而略微升温 至-120° F[-84°C ](流 38a)。回流分离器23的操作压力(447psia[3，079kPa(a)])保持略低于脱甲烷塔20的 操作压力。这提供驱动力，所述驱动力使蒸馏蒸汽流42流经热交换器22，此后进入回流分 离器23，在该回流分离器中23冷凝液体(流44)与任何未冷凝的蒸汽(流43)分离。流43随后与来自热交换器22的升温的脱甲烷塔塔顶馏出流38a组合，以形成-120° F[_84°C ] 的冷残余气体流45。来自回流分离器23的液体流44由泵24降压到略高于脱甲烷塔20的操作压力的 压力，流44a随后作为冷的顶部进料(回流)供给至脱甲烷塔20。该冷液体回流吸收和冷 凝在脱甲烷塔20的吸收段20a的上部精馏区域中上升的丙烷和较重组分。在脱甲烷塔20的汽提段20b中，进料流被汽提出它们的甲烷及较轻组分。由此 产生的液体产物(流41)从塔20底部以114° F[45°C]流出。形成塔顶馏出物的蒸馏蒸 汽流(流38)由于其如前所述向蒸馏流42提供冷却而在热交换器22中被升温，然后与来 自回流分离器23的蒸汽流43组合以形成冷残余气体流45。残余气体与进入的进料气体 逆向地经过热交换器15，由于残余气体提供如前所述的冷却，在热交换器15中它被加热 至-36° F[-38°C](流45a)，在热交换器13中它被加热至-5° F[_20°C ](流45b)，在热 交换器10中它被加热至80° F[27°C](流45c)。残余气体随后分两个阶段进行再压缩，由 膨胀机17驱动的压缩机18和由补充动力源驱动的压缩机25。在流45e在排出冷却器26 中被冷却至120° F[49°C ]之后，残余气体产物(流45f)以1015psia[6, 998kPa(a)]流至 销售气体管道。图2所示工艺的流流速和能耗的概述在下面表格中列出
表II
(图2)
流流量概述_榜摩尔/小、时[千克摩尔/小时]
流甲烷乙烷丙烷丁烷+总计
3153，2286，1923，0702，91265，876
3249，2444，6701，65081556，795
333，9841，5221，4202，0979，081
3447’4404，0811，20442053，536
371, 8045894463953，259
3517，5531，51044515519，808
3629，8872，57175926533，728
3848，67581123149，805
425，5553732226，000
434，421113204，562
441，1342602021，438
4553, 09692425154，367
411325，2683，0452，91111，509
回收率*
乙烷85. 08%
丙烷99. 20%
丁烷+99. 98%
动力
残余气体压缩23，636HP[38，857kff]
制冷压缩7，561HP [12,430kff]总压缩31，197HP [51，287kff](基于未四舍五入的流率)对表I和表II的比较表明与图1的工艺相比，图2的工艺将乙烷回收率从 84. 20%提高至85. 08%，将丙烷回收率从98. 58%提高至99. 20%，将丁烷+的回收率从 99. 88%提高至99. 98%。表I和表II的比较进一步表明用基本上相同的动力需求实现 了产量的提高。本发明的概述实例1图3是根据本发明的工艺的流程图。图3所示工艺中所考虑的进料气体组成和条 件与图1和图2的相同。因此，图3的工艺可与图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，进料气体作为流31进入工厂，并且在热交换器10中通 过与-4° F[-20°C ]的冷残余气体(流45b)、36° F[2 °C ]的脱甲烷塔较下侧的再沸 器液体(流40)和丙烷制冷剂进行热交换而被冷却。冷却后的流31a以1° F[-17°C ] 和955pSia[6，584kPa(a)]进入分离器11，在分离器11中蒸汽(流32)与冷凝液体 (流33)分离。分离器液体(流33)通过膨胀阀12膨胀至分馏塔20的操作压力(约 452psia[3, 116kPa(a)])，流33a在塔中部较低进料位置处被供给至分馏塔20之前先冷却 至-25° F [-32°C ]。来自分离器11的蒸汽(流32)在热交换器13中通过与-38° F[_39°C ]的冷残 余气体(流45a)和-37° F[-38°C ]的脱甲烷塔较上侧的再沸器液体(流39)进行热交换 而进一步被冷却。冷却后的流32a以-31° F[-35°C ]和950psia[6，550kPa(a)]进入分离 器14，在分离器14蒸汽(流34)与冷凝液体(流37)分离。分离器液体(流37)通过膨胀 阀19膨胀至塔的操作压力，流37a在塔中部第二较低进料位置处被供给至分馏塔20之前 先冷却至-65° F[-54°C]。来自分离器14的蒸汽(流34)被分流成两支流35和36。包含总蒸汽的约38% 的流35经过热交换器15与-124° F[-86°C ]的冷残余气体(流45)进行热交换，在该处 其被冷却至充分冷凝。由此产生的-119° F[-84°C]的充分冷凝流35a随后通过膨胀阀16 闪胀至分馏塔20的操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流的冷却。在 图3所示的工艺中，离开膨胀阀16的膨胀流35b达到-129° F[-89°C]的温度并且在塔中 部较高进料位置处供给至分馏塔20。来自分离器14(流36)的剩余62%蒸汽进入做功膨胀机17，其中从高压进料的这 部分提取机械能。做功膨胀机17将蒸汽基本等熵膨胀至塔操作压力，通过做功膨胀将膨胀 蒸汽36a冷却至大约-85° F[-65°C]的温度。部分冷凝的膨胀流36a其后作为进料在塔 中部第三较低进料位置处供给至分馏塔20。塔20中的脱甲烷塔是传统的蒸馏塔，包括多个竖直间隔开的塔盘、一个或多个填 料床、或塔盘和填料的一些组合。脱甲烷塔包括两段上部吸收(精馏)段20a，所述上部 吸收段20a包括塔盘和/或填料以提供上升的膨胀流35b和36a的蒸汽部分和下降的冷液 体之间的必要接触，从而冷凝和回收来自上升蒸汽中的C2组分、C3组分和较重组分；下部汽提段20b，所述下部汽提段20b包括塔盘和/或填料，以提供下降的液体和上升的蒸汽之间 的必要接触。脱甲烷段20b还包括再沸器(比如再沸器21和之前描述的侧再沸器)，所述 再沸器加热和汽化沿塔向下流动的液体的一部分以提供汽提蒸汽，所述汽提蒸汽沿塔向上 流动以汽提甲烷和较轻组分的液体产物(流41)。流36a在位于脱甲烷塔20的吸收段20a 的下部区域中的中部进料位置处进入脱甲烷塔20。膨胀流的部分液体与从吸收段20a下 降的液体混合，而且组合后的液体继续向下进入脱甲烷塔20的汽提段20b。膨胀流的蒸汽 部分上升通过吸收段20a并且与下降的冷液体接触以冷凝和吸收C2组分、C3组分和较重组 分。蒸馏蒸汽(流42)的一部分从吸收段20a的下部区域的膨胀流36a的进料 位置之上、吸收段20a的中部区域被抽出。该蒸馏蒸汽流42随后从-101° F[-74°C] 被冷却至-124° F[-86°C ]，并且在热交换器22中通过与从脱甲烷塔20顶部流出 的-128° F[-89°C ]的冷的脱甲烷塔塔顶馏出流38进行热交换而被部分冷凝(流 42a)。冷得脱甲烷塔塔顶馏出流由于其冷却和冷凝了流42的至少一部分而被略微升温 至-124° F[-86°C ](流38a)。回流分离器23中的操作压力(448psia[3，090kPa(a)])保持略低于脱甲烷塔20 的操作压力。这提供了驱动力，所述驱动力使蒸馏蒸汽流42流经热交换器22并且此后进入 回流分离器23，在该回流分离器23中冷凝液体(流44)与任何未冷凝蒸汽(流43)分离。流 43随后与来自热交换器22的升温的脱甲烷塔塔顶馏出流38a组合以形成-124° F[_86°C] 的冷残余气体流45。来自回流分离器23的液体流44被泵24降压至略高于脱甲烷塔20的操作压力的 压力，流44a随后以-123° F [_86°C ]作为冷的塔顶部进料(回流)供给至脱甲烷塔20。 该冷液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔20的吸收段20a的上部精馏区域中上升的C2组分、C3 组分和较重组分。在脱甲烷塔20的汽提段20b中，进料流被汽提出它们的甲烷及较轻组分。由此 产生的液体产物(流41)从塔20底部以113° F[45°C]流出。形成塔塔顶馏出流的蒸馏 蒸汽流(流38)因其如前所述向蒸馏流42提供冷却而在热交换器22中被升温，然后与来 自回流分离器23的蒸汽流43组合以形成冷残余气体流45。残余气体与进入的进料气体 逆向地经过热交换器15，由于残余气体如前所述提供了冷却，在热交换器15中其被加热 至-38° F[-39°C ](流45a)，在热交换器13中其被加热至-4° F[_20°C ](流45b)，在热 交换器10中其被加热至80° F[27°C ](流45c)。残余气体随后分两个阶段进行再压缩，由 膨胀机17驱动的压缩机18和由补充动力源驱动的压缩机25。在流45e在排出冷却器26 中被冷却至120° F[49°C ]之后，残余气体产物(流45f)以1015psia[6, 998kPa(a)]流至 销售气体管道。图3所示工艺的流流速和能耗的概述在下面表格中列出表 III(附图3)流流速概括_磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]流 甲烷 乙烷 丙烷 丁烷+ 总计31 53,228 6,192 3,070 2,912 65,876
29
32 49,34033 3,88834 47，28937 2,05135 17,82836 29,46138 49,10342 4,94643 3，99044 95645 53，09341 135回收率*乙烧 87.3丙烷99. 3i丁烧 + 99. ￡动力残余气体压缩制冷压缩总压缩女(基于未四舍五入的流率)通过对表I、II和III的比较表明与现有技术相比，本发明将乙烷回收率从 84. 20% (图1)和85. 08% (图2)提高至87. 33 %，将丙烷回收率从98. 58% (图1)和 99. 20% (图2)提高至99. 36%，将丁烷+回收率从99. 88% (图1)和99. 98% (图2)提 高至99. 99%。表I、II和III的比较进一步说明使用比现有技术略少的动力会实现产量 的提高。在回收效率(定义为每单位动力所回收的乙烷量)方面，本发明比图1的现有技 术工艺提高了 4%而比图2的现有技术工艺提高了 3%。本发明相对于图1现有技术的工艺所提供的提高的回收率和回收效率是由于回 流流44a所提供的补充精馏，降低了含在入口进料气体中C2组分、C3组分和C4+组分的流失 到残余气体的量。尽管供给至脱甲烷塔20的吸收段20a的膨胀并充分冷凝的进料流35b提 供了含在膨胀进料36a和从汽提段20b上升的蒸汽中的C2组分、C3组分和较重烃组分的大 量回收，但是它由于平衡作用而不能捕获所有的C2组分、C3组分和较重烃组分，因为流35b 本身含有〔2组分、C3组分和较重烃组分。然而，本发明的回流流44a主要是液体甲烷且包含 非常少的C2组分、C3组分和较重烃组分，以使得只有很小量回流流至吸收段20a的上部精 馏区域就足以捕获C2组分的大部分和几乎所有的C3组分和较重烃组分。因此，除了乙烷的 回收率增加之外，几乎100%的丙烷和基本所有的更较重烃组分被回收在离开脱甲烷塔20 底部的液体产物41中。由于膨胀并充分冷凝的进料流35b所提供的大量液体回收，所需的 回流量(流44a)足够小以使得冷的脱甲烷塔塔顶馏出蒸汽(流38)可提供制冷以形成该 回流，而不会对热交换器15中的进料流35的冷却产生显著影响。
本发明相对于图2的现有技术工艺的关键特征在于蒸馏蒸汽流42的抽出位置。图 2工艺的抽出位置位于分馏塔20的汽提段20b的上部区域，而本发明从膨胀流36a的进料 位置之上、吸收段20a的中部区域抽出蒸馏蒸汽流42。吸收段20a中部区域中的蒸汽已被 源于回流流44a的冷液体和膨胀并充分冷凝的流35b部分精馏。结果是，通过比较表II和 表III可看出，本发明的蒸馏蒸汽流42与图2的现有技术工艺的相应流42相比含有显著 低浓度的C2组分、C3组分和C4+组分。由此产生的回流流44a可更加有效率地精馏吸收段 20a中的蒸汽，减少所需的回流流44a量，从而相对于现有技术提高本发明的效率。如果回流流44a仅含有甲烷和更多易挥发性组分而不含由C2+组分，则回流流44a 甚至更加有效。不幸的是，仅利用处理流中可得到的制冷而不升高流42的压力不可能从蒸 馏蒸汽流42中冷凝足够量的这种回流，除非流42含有至少一些C2+组分。有必要明智地选 择吸收段20a的抽出位置，以使得由此产生的蒸馏蒸汽流42含有足够的易于冷凝的C2+组 分，又不会通过使回流流44a含有过多的C2+组分而削弱回流流44a的有效性。因此，本发 明的蒸馏蒸汽流42的抽出位置必须针对每个应用进行评估。实施例2如图4所示的本发明的另一个具体实施例显示了从塔中抽出蒸馏蒸汽的一种替 代装置。图4所示工艺中所考虑的进料气体组成和条件与图1至3中的相同。因此，图4 可与图1和2的工艺进行比较以说明本发明的优点，同样图4可与图3所示的实施例进行 比较。在图4工艺的模拟中，进料气体作为流31进入工厂并在热交换器10中通过 与-4° F[-20°C ]的冷残余气体(流45b)、35° F[2 °C ]的脱甲烷塔较下侧的再沸器 液体(流40)和丙烷制冷剂进行热交换而被冷却。冷却后的流31a以1° F[-17°C ] 和955pSia[6，584kPa(a)]进入分离器11，在分离器11中蒸汽(流32)与冷凝液体 (流33)分离。分离器液体(流33)通过膨胀阀12膨胀至分馏塔20的操作压力(约 451psia[3, 107kPa(a)])，流33a在塔中部较低进料位置处供给至分馏塔20之前先冷却 至-25° F[-32°C]。来自分离器11的蒸汽(流32)在热交换器13中通过与-40° F[_40°C ]的冷残 余气体(流45a)和-37° F[-39°C ]的脱甲烷塔较上侧的再沸器液体(流39)进行热交换 而进一步被冷却。冷却后的流32a以-32° F[-35°C ]和950psia[6，550kPa(a)]进入分离 器14，在分离器14中蒸汽(流34)与冷凝液体(流37)分离。分离器液体(流37)通过膨 胀阀19膨胀至塔的操作压力，流37a在塔中部第二较低进料位置处供给至分馏塔20之前 先冷却至-67° F[-55°C]。来自分离器14的蒸汽(流34)被分流成两支流35和36。包含总蒸汽的大约37% 的流35经过热交换器15与-123° F[-86°C]的冷残余气体(流45)进行热交换，在该处 该流35被冷却充分冷凝。然后，由此产生的-118° F[-83°C]的充分冷凝流35a通过膨胀 阀16闪胀至分馏塔20的操作压力。在膨胀过程中，流的一部分被蒸发，导致整个流的冷却。 在图4所示的工艺中，离开膨胀阀16的膨胀流35b达到-129° F [-90°C ]的温度并且在 塔中部较高进料位置处供给至分馏塔20。来自分离器14的剩余63%的蒸汽(流36)进入做功膨胀机17，其中从高压进料 的这部分提取机械能。做功膨胀机17将蒸汽基本等熵膨胀至塔的操作压力，通过膨胀做功将膨胀流36a冷却至约-86° F[-66°C]的温度。部分冷凝的膨胀流36a随后作为进料在 塔中部第三较低进料位置处供给至分馏塔20。蒸馏蒸汽(流54)的第一部分从吸收段20a的下部区域中的膨胀流36a的进料位 置之上、吸收段20a的中部区域被抽出。蒸馏蒸汽(流55)的第二部分从膨胀流36a的进料 位置之下、汽提段20b的上部区域被抽出。-105° F[-76°C]的第一部分与-92° F[_69°C ] 的第二部分组合以形成组合蒸汽流42。组合蒸汽流42随后从-102° F[-74°C]被冷却 至-124° F[-87°C]并且在热交换器22中通过与从脱甲烷塔顶部流出的-129° F[_90°C ] 的冷的脱甲烷塔塔顶馏出流38进行热交换而被部分冷凝(流42a)。冷的脱甲烷塔塔顶馏 出流由于其冷却和冷凝了流42的至少一部分而略微升温至-122° F[-86°C ](流38a)。回流分离器23中的操作压力(447pSia[3，081kPa(a)])保持略低于脱甲烷塔20 的操作压力。这提供了驱动力，所述驱动力使组合蒸汽流42流经热交换器22并且此后进入 回流分离器23，在该回流分离器23中冷凝液体(流44)与任何未冷凝蒸汽(流43)分离。流 43随后与来自热交换器22的升温的脱甲烷塔塔顶馏出流38a组合以形成-123° F[_86°C] 的冷残余气体流45。来自回流分离器23的液体流44被泵24降压至略高于脱甲烷塔20的操作压力的 压力，流44a随后以-124° F[-86°C]作为冷得塔顶部进料(回流)供给至脱甲烷塔20。 该冷液体回流吸收和冷凝在脱甲烷塔20的吸收段20a的上部精馏区域中上升的C2组分、C3 组分和较重组分。在脱甲烷塔20的汽提段20b中，进料流被汽提出它们的甲烷及较轻组分。由此 产生的液体产物(流41)以112° F[44°C ]从塔20底部流出。形成塔塔顶馏出物的蒸馏 蒸汽流(流38)由于其如前所述向蒸馏流42提供冷却而在热交换器22中被升温，然后与 来自回流分离器23的蒸汽流43组合以形成冷残余气体流45。残余气体与进入的进料气 体逆向地经过热交换器，由于残余气体如前所述提供了冷却，在热交换器15中其被加热 至-40° F[-40°C ](流45a)，在热交换器13中其被加热至-4° F[_20°C ](流45b)，在热 交换器10中其被加热至80° F[27°C ](流45c)。残余气体随后在两个阶段进行再压缩，由 膨胀机17驱动的压缩机18和由补充动力源驱动的压缩机25。流45e在排出冷却器26中 被冷却至120° F[49°C ]之后，残余气体产物(流45f)以1015psia[6, 998kPa(a)]流至销 售气体管道。图4所示的流流速和能耗的概述在下面表格中列出表 IV(图4)流流速概括_磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]流甲烷 乙烷丙烷丁烷+总计
3153，228 6，1923，0702，91265，876
3249，418 4，7151，67883457，064
333，810 1，4771，3922，0788，812
3447，253 4，0161，16239353，213
372， 165 6995164413，851
3517，436 1，48242914519，636
32
3629，8172，53473324833，577
3847，82165216048，759
544，888241705，200
551，576104611，700
426，4643451316，900
435，271116105，434
441，1932291211，466
4553，09276817054， 193
411365，4243，0532，91211，683
回收率*
乙烷87. 59%
丙烷99. 43%
丁烷+99. 99%
动力
残余气体压缩23，612HP[38，818kff]
制冷压缩 7，470HP[12，281kff]
总压缩1 31，082HP[51，099kff]女(基于未四舍五入的流率)通过对表III和表IV的比较表明与本发明图3所示的实施例相比，图4的实施例 进一步将乙烷回收率从87. 33%提高至87. 59%，将丙烷回收率从99. 36%提高至99. 43%。 表III和表IV的比较进一步说明使用基本相同量的动力会实现产量的提高。在回收效率 (定义为每单位动力所回收的乙烷量)方面，本发明图4的实施例与图1的现有技术工艺相 比提高了 4%而与图2的现有技术工艺相比提高了 3%。本发明的图4实施例相对于图3实施例的回收率提高是由于图4实施例的回流流 44a的量增加。从表III和表IV的比较可看出，图4实施例的回流流44a的流率高了 24%。 较高的回流流率改善了吸收段20a上部区域的补充精馏，这降低了含在入口进料气体中的 c2组分、c3组分和c4+组分流失到残余气体的量。该较高的回流流速是可能的，因为图4实施例的组合蒸汽流42比图3实施例的蒸 馏蒸汽流42更容易被冷凝。应该注意的是，组合蒸汽流42的一部分(流55)从膨胀流36a 的塔中部进料位置之下从蒸馏塔20中被抽出。这样，流55比从膨胀流36a的塔中部进料 位置之上抽出的其它部分(流54)进行更少的精馏，因此其有较高浓度的C2+组分。结果 是，图4实施例的组合蒸汽流42的C3+组分的浓度略高于图3实施例的蒸馏蒸汽流42，从 而当其被塔塔顶馏出流38冷却时允许更多的流被冷凝。本质上，蒸馏流的抽出部分在蒸馏塔上的位置不同允许适应组合蒸汽流42的组 成，从而优化给定操作条件下的回流生产。有必要明智地选择吸收段20a和汽提段20b的 抽出位置，以及在每个位置抽出的相对量，以使得由此产生的组合蒸汽流42含有足够的易 于冷凝的C2+组分，而不会通过使回流流44a含有过多的C2+组分而削弱回流流44a的有效 性。对于该实施例相对于在图3实施例的回收率增加必须针对每种应用进行评估，所述应 用与图4实施例与图3实施例相比所预期的资金成本的略微增加相关。
其它实施例根据本发明，设计脱甲烷塔的吸收(精馏)段包括多个理论上的分离阶段通常是有利的。然而，只使用如此少的两个理论阶段就可达到本发明的有益效果。例如，离开回流 分离器23的被降压的冷凝液体(流44a)的全部或部分可与来自膨胀阀16的被膨胀并充 分冷凝的流35b的全部或部分组合(比如在管道中将膨胀阀与脱甲烷塔连接)，并且如果被 完全混合，蒸汽和液体将会混在一起并且根据整个混合流中的不同组分的相对挥发性不同 而分离。两支流的这种混合(通过与膨胀流36a的至少一部分接触而被组合)应被认为是 出于本发明的目的而构成吸收段。图3至6示出了构造成单个容器的分馏塔。图7和8示出了构造成两个容器的分 馏塔，所述两个容器是吸收器(整流器)塔27 (接触和分离装置)和汽提器(蒸馏器)塔 20。在这种情况下，蒸馏蒸汽(流54)的一部分从吸收器塔27的下部段被抽出并进入回流 冷凝器22 (可选的，与来自汽提器塔20的塔顶馏出蒸汽流50的一部分(流55)组合)，从 而产生用于吸收器塔27的回流。来自汽提器塔20的塔顶馏出蒸汽流50的剩余部分(流 51)流入吸收器塔27的下部段以与回流流52和膨胀且充分冷凝的流35b接触。泵28用 来使来自吸收器塔27底部的液体(流47)进入汽提器塔20的顶部，以使得两个塔作为一 个蒸馏系统有效地起作用。是否将分馏塔构造成单个容器(比如图3至6所示的脱甲烷塔 20)还是多个容器的决定取决于很多因素，比如工厂大小、到分馏设施的距离等。某些情况可优选将蒸馏流42a的剩余蒸汽部分与来自分馏塔20 (图6)或吸收器 塔27 (图8)的塔顶馏出流38混合，然后将混合后的流供给至热交换器22以提供蒸馏流42 或组合蒸汽流42的冷却。如图6和图8所示，由回流分离蒸汽(流43)与塔顶馏出流38 组合而成的混合流45进入热交换器22。如前所述，蒸馏蒸汽流42或组合蒸汽流42被部分冷凝并且由此产生的冷凝物用 来从通过脱甲烷塔20的吸收段20a上升或吸收器塔27上升的蒸汽中吸收有价值的C2组 分、C3组分和较重组分。然而，本发明不限于该实施例。例如，在蒸汽或冷凝物的其它设计 方案指明部分应该经旁路通过脱甲烷塔20的吸收段20a或者吸收器塔27的情况下，以这 种方式仅处理这些蒸汽的一部分或者仅使用冷凝物的一部分作为吸收剂也可以是有利的。 一些情形可优选将蒸馏蒸汽流42或组合蒸汽流42在热交换器22中全部冷凝，而不是部分 冷凝。其它情形可优选蒸馏蒸汽流42是从分馏塔20侧部抽吸的全部蒸汽，而不是从侧部 抽吸的部分蒸汽。还应注意的是，根据进料气体流的组成，使用外部精馏来提供蒸馏蒸汽流 42或组合蒸汽流42在热交换器22中的部分冷却可以是有利的。进料气体条件、工厂大小，可用的设备，或其它因素可表明去掉做功膨胀机17或 者用替代的膨胀设备(比如膨胀阀)来替换做功膨胀机是可行的。尽管个别的流膨胀被描 述为在特定的膨胀设备中，但在合适时也可采用替代的膨胀装置。例如，条件是进料流的充 分冷凝部分(流35a)的作用膨胀可得到保证。在进料气体较贫乏时，图3和图4中的分离器11可能不能有效工作。在这些情况 下，在图3和图4所示的热交换器10和13中完成的进料气体冷却可在不需要如图5至8所 示的中间分离器的情况下完成。是否在多个阶段中冷却和分离进料气体的决定取决于进料 气体的富含度、工厂大小、可用的设备等。根据进料气体中较重烃的量和进料气体的压力， 图3至8中从热交换器10离开的冷却进料流31a和/或图3和4中从热交换器13离开的冷却流32a可能不含有任何液体(由于其温度高于露点，或由于其压力高于其临界凝结压力)，以使得不需要图3至8所示的分离器11和/或图3和4所示的分离器14。高压液体(图3和4中的流37和图5至8的流33)不需要被膨胀并且被供至蒸 馏塔上的塔中部进料位置。但是，它们的全部或部分可与流入热交换器15的分离器蒸汽的 一部分(图3和4中的流35和图5至8中的流34)组合(如图5至8所示的虚线流46)。 液体的任何剩余部分可通过合适的膨胀设备被膨胀，比如膨胀阀或膨胀机，并且被供至蒸 馏塔上的塔中部进料位置(图5至8中的流37a)。图3和4中的流33和图3至8中的流 37还可在流入脱甲烷塔之前的膨胀步骤之前或之后用于入口气体冷却或其它热交换工作。根据本发明，可采用外部制冷来补充可用于来自于其它处理流的入口气体的冷 却，特别是在富含入口气体的情况下。用于工艺热交换的分离器液体和脱甲烷塔侧部抽吸 液体的使用和分布，以及用于入口气体冷却的热交换器的特定布置必须针对每个特定应用 以及对用于特别的热交换工作的处理流的选择进行评估。某些情况可优选使用离开吸收段20a或吸收器塔27的冷蒸馏液体的一部分进行 热交换，比如图5至8中的虚线流49。尽管只有来自吸收段20a或吸收器塔27的液体的 一部分可用于工艺热交换，而不会降低脱甲烷塔20或汽提器塔20的乙烷回收率，有时通过 使用这些液体比使用来自汽提段20b或汽提器塔20的液体可得到更多服务(duty)。这是 因为脱甲烷塔20吸收段20a(或吸收器塔27)中的液体比那些在汽提段20b (或汽提器塔 20)中的液体可得到更低的温度水平。如图5至8所示的虚线流53，在一些情况下，将来自回流泵24的液体流(流44a) 分开为至少两支流可以是有利的。一部分(流53)可随后被供给至分馏塔20的汽提段(图 5和6)或汽提器塔20的顶部(图7和8)，以增加蒸馏系统的那部分中的液体流量并改善 精馏，从而降低流42中的C2+组分的浓度。在这些情况下，剩余部分(流52)被供给至吸 收段20a(图5和6)或吸收器塔27(图7和8)的顶部。根据本发明，蒸汽进料的分开可通过若干种方式完成。在图3至8所示的工艺过 程中，蒸汽的分开发生在可能已形成的任意液体的冷却和分离之后。但是，高压气体可在入 口气体的任意冷却之前或在气体的冷却之后而且在任意分离阶段之前进行分开。在一些实 施例中，蒸汽分开可在分离器中实施。应意识到，分开的蒸汽进料的每个分支中的相应进料量取决于若干因素，包括气 体压力、进料气体组成、从进料中可经济地提取的热量、和可用马力量。供入塔顶部的更多 进料可提高回收率而降低从膨胀器回收的动力，从而增加再压缩的马力需求。增加塔较低 位置的进料会降低动力损耗，但还可降低产物的回收率。塔中部进料的相应位置可根据入 口进料组成或其它因素(比如需要的回收水平和在入口气体冷却过程中形成的液体量)而 改变。而且，两支或更多支进料流，或它们的部分，可根据各支流的相应温度和量进行组合， 组合流随后供至塔中部进料位置。本发明提供了进行工艺操作所需的每单位量有用能耗的C2组分、C3组分和较重烃 组分的提高的回收率。操作脱甲烷塔工艺所需的有用能耗的改进可体现在对压缩和再压缩 的动力需求减少、对外部制冷的动力需求减少、对塔再沸器的能量需求减少、或者它们的结合。
虽然已描述了被认为是本发明优选实施例的实施例，但本领域技术人员应该意识到可对其进行其它和进一步的修改，例如，使本发明适合不同条件、进料类型或其它需求，而不偏离如下述权利要求书所限定的本发明的实质。
权利要求
一种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至分馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对不易挥发性馏分的组分被回收；改进接下来的冷却，其中所述冷却流被分流成第一流和第二流；和(1)所述第一流被冷却以基本将其全部冷凝并且随后被膨胀至所述较低压力，由此所述第一流被进一步冷却；(2)所述被膨胀冷却的第一流随后在塔中部第一进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(3)所述第二流被膨胀至所述较低压力并在塔中部第二进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(4)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述蒸馏塔的一个区域被抽出并被充分冷却以将其至少一部分冷凝，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(5)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(6)一塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的一上部区域被抽出并被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，由此提供步骤(4)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(7)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地将所述蒸馏塔的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
2.一种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供一冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至蒸馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对 不易挥发性馏分的组分被回收；改进在于，所述气体流被充分冷却以将其部分冷凝；和(1)所述部分冷凝的气体流被分离由此提供一蒸汽流和至少一支液体流；(2)所述蒸汽流随后被进一步分流成第一流和第二流；(3)所述第一流被冷却以将其基本全部冷凝并且随后被进一步膨胀至所述较低压力， 由此所述第一流被进一步冷却；(4)所述被膨胀冷却的第一流在塔中部第一进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(5)所述第二流膨胀至所述较低压力并且在塔中部第二进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(6)所述至少一支液体流的至少一部分膨胀至所述较低压力并且在塔中部第三进料位 置处被供给至所述蒸馏塔；(7)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述蒸馏塔的一区域被抽出并被充分冷却以将其至少一部分冷凝，由此形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(8)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(9)一塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的一上部区域被抽出并被引导至与所述蒸汽蒸馏 流进行热交换并被加热，从而提供步骤(7)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的 塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(10)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地将所述蒸馏塔的顶部温度保持 在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
3.—种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供一冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至蒸馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对 不易挥发性馏分的组分被回收；改进在于，所述气体流被充分冷却以将其部分冷凝；和(1)所述部分冷凝的气体流被分离，从而提供一蒸汽流和至少一支液体流；(2)所述蒸汽流随后被分流成第一流和第二流；(3)所述第一流与所述至少一支液体流的至少一部分组合以形成一组合流，且所述组 合流被冷却以将其基本全部冷凝并且随后被膨胀至所述较低压力，由此所述组合流被进一 步冷却；(4)所述被膨胀冷却的组合流在塔中部第一进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(5)所述第二流膨胀至所述较低压力并且在塔中部第二进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(6)所述至少一支液体流的任何剩余部分被膨胀至所述较低压力并且在塔中部第三进 料位置处被供给至所述蒸馏塔；(7)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述蒸馏塔的一区域被抽出并被充分冷 却以将其至少一部分冷凝，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(8)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；(9)一塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的一上部区域被抽出并被引导至与所述蒸汽蒸馏 流进行热交换并被加热，从而提供步骤(7)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的 塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(10)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地将所述蒸馏塔的顶部温度保持 在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
4.一种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供一冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至蒸馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对不易挥发性馏分的组分被回收；改进接下来的冷却，其中所述冷却流被分流成第一流和第二流；和(1)所述第一流被冷却以将其基本全部冷凝并且随后被膨胀至所述较低压力，由此所 述第一流被进一步冷却；(2)所述被膨胀冷却的第一流随后在塔中部进料位置处被供给至一接触和分离装置， 该接触和分离装置生产出一第一塔顶馏出蒸汽流和一塔底液体流，此后所述塔底液体流被 供给至所述蒸馏塔；(3)所述第二流被膨胀至所述较低压力并在塔的第一较低进料位置处被供给至所述接 触和分离装置；(4)一第二塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的一上部区域被抽出，并在塔的第二较低进 料位置被供给至所述接触和分离装置；(5)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述接触和分离装置的一区域被抽出并 被充分冷却以将其至少一部分冷凝，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(6)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；(7)所述第一塔顶馏出蒸汽流被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，从而 提供步骤(5)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的第一塔顶馏出蒸汽流中的至少 一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(8)进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和温度有效地将所述接触和分离装置 的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
5. 一种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供一冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至蒸馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对 不易挥发性馏分的组分被回收；改进在于，所述气体流被充分冷却以将其部分冷凝；和(1)所述部分冷凝气体流被分离，从而提供一蒸汽流和至少一支液体流；(2)所述蒸汽流随后被分流成第一流和第二流；(3)所述第一流被冷却以将其基本全部冷凝并且随后被膨胀至所述较低压力由此其被 进一步冷却；(4)所述被膨胀冷却的第一流随后在一塔中部进料位置处被供给至一接触和分离装 置，该接触和分离装置生产出一第一塔顶馏出蒸汽流和一塔底液体流，此后所述塔底液体 流被供给至所述蒸馏塔；(5)所述第二流被膨胀至所述较低压力并在塔的第一较低进料位置处被供给至所述接 触和分离装置；(6)所述至少一支液体流的至少一部分膨胀至所述较低压力，并在一塔中部进料位置 处供给至所述蒸馏塔；(7)—第二塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的上部区域被抽出并在塔的第二较低进料位置被供给至所述接触和分离装置；(8)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述接触和分离装置的一区域被抽出并 被充分冷却以将其至少一部分冷凝，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(9)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；(10)所述第一塔顶馏出蒸汽流被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，从而 提供步骤(8)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的第一塔顶馏出蒸汽流中的至少 一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(11)进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和温度有效地将所述接触和分离装 置的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
6. 一种工艺，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，在该工艺中(a)所述气体流在压力下被冷却以提供一冷却流；(b)所述冷却流被膨胀至一较低压力，由此所述冷却流被进一步冷却；和(c)所述被进一步冷却流被引导至蒸馏塔并在所述较低压力下被分馏，由此所述相对 不易挥发性馏分的组分被回收；改进在于，所述气体流被充分冷却以将其部分冷凝；和(1)所述部分冷凝气体流被分离，从而提供一蒸汽流和至少一支液体流；(2)所述蒸汽流随后被分流成第一流和第二流；(3)所述第一流与所述至少一支液体流的至少一部分组合以形成一组合流，所述组合 流被冷却以将其基本全部冷凝并且随后被进一步膨胀至所述较低压力，由此所述组合流被 进一步冷却；(4)所述被膨胀冷却的组合流在一塔中部进料位置处被供给至一接触和分离装置，该 接触和分离装置生产出一第一塔顶馏出蒸汽流和一塔底液体流，随后所述塔底液体流被供 给至所述蒸馏塔；(5)所述第二流被膨胀至所述较低压力并在塔的第一较低进料位置处被供给至所述接 触和分离装置；(6)所述至少一支液体流的任何剩余部分膨胀至所述较低压力，并在一塔中部进料位 置处供给进所述蒸馏塔；(7)—第二塔顶馏出蒸汽流从所述蒸馏塔的一上部区域被抽出并在一塔下部第二进料 位置处被供给至所述接触和分离装置；(8)一蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流上方的所述接触和分离装置的一区域被抽出并 被充分冷却以将其至少一部分冷凝，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流；(9)所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；(10)所述第一塔顶馏出蒸汽流被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，从而 提供步骤(8)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的第一塔顶馏出蒸汽流中的至少 一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(11)进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和温度有效地将所述接触和分离装 置的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
7.根据权利要求1、2或3所述的改进，其中(1)所述塔顶馏出蒸汽流与所述残余蒸汽流组合以形成组合蒸汽流；和(2)所述组合蒸汽流被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，从而提供所述 蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的组合蒸汽流的至少一部分 作为所述易挥发性残余气体馏分。
8.根据权利要求4、5或6所述的改进，其中(1)所述第一塔顶馏出蒸汽流与所述残余蒸汽流组合以形成组合蒸汽流；和(2)所述组合蒸汽流被引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并被加热，从而提供所述 蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的组合蒸汽流中的至少一部 分作为所述易挥发性残余气体馏分。
9.根据权利要求1、2或3所述的改进，其中 (1)一第二蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流下方的所述蒸馏塔的一区域被抽出；(2)所述蒸汽蒸馏流与所述第二蒸汽蒸馏流组合以形成一组合蒸馏流；(3)所述组合蒸馏流被充分冷却以将其至少部分冷凝，从而形成所述残余蒸汽流和所 述冷凝流；和(4)所述塔顶馏出蒸汽流被引导至与所述组合蒸馏流进行热交换并被加热，从而提供 步骤(3)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作 为所述易挥发性残余气体馏分。
10.根据权利要求1、2或3所述的改进，其中(1)一第二蒸汽蒸馏流从所述膨胀的第二流下方的所述蒸馏塔的一区域被抽出；(2)所述蒸汽蒸馏流与所述第二蒸汽蒸馏流组合以形成一组合蒸馏流；(3)所述组合蒸馏流被充分冷却以将其至少部分冷凝，从而形成所述残余蒸汽流和所 述冷凝流；(4)所述塔顶馏出蒸汽流与所述残余蒸汽流组合以形成一组合蒸汽流；和(5)所述组合蒸汽流被引导至与所述组合蒸馏流进行热交换并被加热，从而提供步骤 (3)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易 挥发性残余气体馏分。
11.根据权利要求4、5或6所述的改进，其中(1)所述第二塔顶馏出流被分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流，由此所述 第三蒸汽蒸馏流在所述塔下部第二进料位置处被供给至所述接触和分离装置；(2)所述蒸汽蒸馏流与所述第二蒸汽蒸馏流组合以形成一组合蒸馏流；(3)所述组合蒸馏流被充分冷却以将其至少部分冷凝，从而形成所述残余蒸汽流和所 述冷凝流；(4)所述第一塔顶馏出蒸汽流被引导至与所述组合蒸馏流进行热交换并被加热，从而 提供步骤(3)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的第一塔顶馏出蒸汽流中的至少 一部分作为所述易挥发性残余气体馏分。
12.根据权利要求4、5或6所述的改进，其中(1)所述第二塔顶馏出流被分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流，由此所述 第三蒸汽蒸馏流在所述塔下部第二进料位置处被弓I导至所述接触和分离装置；(2)所述蒸汽蒸馏流与所述第二蒸汽蒸馏流组合以形成一组合蒸馏流；(3)所述组合蒸馏流被充分冷却以将其至少部分冷凝，从而形成所述残余蒸汽流和所 述冷凝流；(4)所述第一塔顶馏出蒸汽流与所述残余蒸汽流组合以形成一组合蒸汽流；和(5)所述组合蒸汽流被引导至与所述组合蒸馏流进行热交换并被加热，从而提供步骤 (3)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易 挥发性残余气体馏分。
13.根据权利要求1、2或3所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；和(3)所述第二部分在所述膨胀的第二流的下方的一塔中部进料位置处被供给至所述蒸 馏塔。
14.根据权利要求7所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；和(3)所述第二部分在所述膨胀的第二流下方的一塔中部进料位置处被供给至所述蒸馏士X
15.根据权利要求9所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；和(3)所述第二部分在一塔中部进料位置处被供给至所述蒸馏塔，所述塔中部进料位置 是与所述第二蒸汽蒸馏流被抽出的区域基本相同的区域。
16.根据权利要求10所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔；和(3)所述第二部分在一塔中部进料位置处被供给至所述蒸馏塔，所述塔中部进料位置 是与所述第二蒸汽蒸馏流被抽出的区域基本相同的区域。
17.根据权利要求4、5或6所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；和(3)所述第二部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔。
18.根据权利要求8所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；和(3)所述第二部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔。
19.根据权利要求11所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；和(3)所述第二部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔。
20.根据权利要求12所述的改进，其中(1)所述冷凝流被分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述第一部分在所述顶部进料位置处被供给至所述接触和分离装置；和(3)所述第二部分在一顶部进料位置处被供给至所述蒸馏塔。
21.一种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，由此所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)分流设备，所述分流设备连接至所述第一冷却装置，用于接收所述冷却流并将其分 流成第一流和第二流；(2)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述分流装置，用于接收所述第一流并对 其充分冷却以将其充分冷凝；(3)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分冷 凝的第一流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用 于将所述被膨胀冷却的第一流在一塔中部第一进料位置处供给至所述蒸馏塔；(4)所述第一膨胀装置连接至所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述 较低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用于将所述膨胀的第二流在一塔 中部第二进料位置处供给至所述蒸馏塔；(5)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第二流上 方的所述蒸馏塔的一区域接收一蒸汽蒸溜流；(6)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流 并将其充分冷却以将其至少部分冷凝；(7)分离装置，所述分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷凝的蒸馏流 并将其分离；从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述分流装置进一步连接至所述蒸馏塔， 用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所述蒸馏塔；(8)所述蒸馏塔进一步连接至所述热交换装置，用于引导在所述蒸馏塔内被分离的所 述塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并且加热所述塔顶馏出蒸 汽流，从而提供步骤(6)冷却的至少一部分，并随后排出所述被加热的塔顶馏出蒸汽流中 的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(9)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度，从而 将所述蒸馏塔的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部 分被回收。
22.—种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性 馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，从而所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下充分冷却所述进料气体以将其部分冷凝；(2)第一分离装置，所述第一分离装置连接至所述第一冷却装置，用于接收所述部分冷 凝的进料并将其分离成一蒸汽流和至少一支液体流；(3)分流装置，所述分流装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述蒸汽流并将其分 流成第一流和第二流；(4)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述分流装置，用于接收所述第一流并将 其充分冷却以将其充分冷凝；(5)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分冷 凝的第一流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用 于将所述被膨胀冷却的第一流在一塔中部第一进料位置处供给至所述蒸馏塔；(6)所述第一膨胀装置连接至所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述 较低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用于将所述膨胀的第二流在一塔 中部第二进料位置处供给至所述蒸馏塔；(7)第三膨胀装置，所述第三膨胀装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述至少一 支液体流的至少一部分并将其膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀装置进一步连接至所述 蒸馏塔，用于将所述膨胀的液体流在一塔中部第三进料位置处供给至所述蒸馏塔；(8)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第二流上 方的所述蒸馏塔的一区域接收一蒸汽蒸馏流；(9)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流 并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；(10)第二分离装置，所述第二分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷 凝的蒸馏流并将其分离，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述第二分离装置进一步连 接至所述蒸馏塔，用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所述蒸馏 塔；(11)所述蒸馏塔进一步连接至所述热交换装置，用于引导在所述蒸馏塔内分离的所述 塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并加热所述塔顶馏出蒸汽流， 从而提供步骤(9)冷却的至少一部分，并随后排出所述加热的塔顶馏出蒸汽流中的至少一 部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(12)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度，从 而将所述蒸馏塔的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
23. 一种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，由此所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下充分冷却所述进料气体以将其部分冷凝；(2)第一分离装置，所述第一分离装置连接至所述第一冷却装置，用于接收所述部分冷 凝的进料并将其分离成一蒸汽流和至少一支液体流；(3)分流装置，所述分流装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述蒸汽流并将其分 流成第一流和第二流；(4)组合装置，所述组合装置连接至所述分流装置和所述第一分离装置，用于接收所述 第一流和所述至少一支液体流的至少一部分并形成一组合流；(5)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述组合装置，用于接收所述组合流并将 其充分冷却以将其充分冷凝；(6)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分冷 凝的组合流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用 于将所述被膨胀冷却的组合流在一塔中部第一进料位置处供给至所述蒸馏塔；(7)所述第一膨胀装置连接所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述较 低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔，用于将所述膨胀的第二流在一塔中 部第二进料位置处供给至所述蒸馏塔；(8)第三膨胀装置，所述第三膨胀装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述至少一 支液体流的任何剩余部分并将其膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀装置进一步连接至所 述蒸馏塔，用于将所述膨胀液体流在一塔中部第三进料位置处供给至所述蒸馏塔；(9)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第二流上 方的所述蒸馏塔的一区域接收一蒸汽蒸馏流；(10)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏 流并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；(11)第二分离装置，所述第二分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷 凝蒸馏流并将其分离，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述第二分离装置进一步连接 至所述蒸馏塔，用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所述蒸馏塔；(12)所述蒸馏塔进一步连接至所述热交换装置，用于引导在所述蒸馏塔中分离的所述 塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并加所述塔顶馏出蒸汽流，从 而提供步骤(10)冷却的至少一部分，并随后排出所述加热的塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(13)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度，从 而将所述蒸馏塔的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要 部分被回收。
24. 一种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，由此所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一第一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)分流装置，所述分流装置连接至所述第一冷却装置，用于接收所述冷却流并将其分 流成第一流和第二流；(2)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述分流装置，用于接收所述第一流并将 其充分冷却以将其充分冷凝；(3)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分 冷凝的第一流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至所述接触和分 离装置，用于将所述被膨胀冷却的第一流在一塔中部进料位置处供给至所述接触和分离装 置；所述接触分流装置适于产生一第二塔顶馏出蒸汽流和一底部液体流；(4)所述第一膨胀装置连接至所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述 较低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述接触和分离装置，用于将所述膨胀的第二 流在塔的第一较低进料位置处供给至所述接触和分离装置；(5)所述蒸馏塔连接至所述接触和分离装置，用于接收所述底部液体流的至少一部分；(6)所述接触分流装置进一步连接至所述蒸馏塔，用于在塔的第二较低进料位置接收 所述第一塔顶馏出蒸汽流的至少一部分；(7)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述接触和分离装置，用于在所述膨胀的 第二流上方的所述接触和分离装置的一区域接收一蒸汽蒸馏流；(8)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流 并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；(9)分离装置，所述分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷凝的蒸馏流 并将其分离，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述分流装置进一步连接至所述接触和 分离装置，用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所述接触和分离装 置；(10)所述接触和分离装置进一步连接至所述热交换装置，用于引导从所述接触和分离 装置分离的所述第二塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并加热所述第二塔顶馏出蒸汽流，从而提供步骤(8)冷却的至少一部分，并随后排出所述加热的 第二塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(11)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和 温度，从而将所述接触和分离装置的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏 分中的组分的主要部分被回收。
25. 一种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，由此所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一第一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下充分冷却所述进料气体以将其部分冷凝；(2)第一分离装置，所述第一分离装置连接至所述第一冷却装置，用于接收所述部分冷 凝的进料并将其分离成一蒸汽流和至少一支液体流；(3)分流装置，所述分流装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述蒸汽流并将其分 流成第一流和第二流；(4)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述分流装置，用于接收所述第一流并将 其充分冷却以将其充分冷凝；(5)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分冷 凝的第一流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至一接触和分离装 置，用于将所述被膨胀冷却的第一流在一塔中部进料位置处供给至所述接触和分离装置， 所述接触和分离装置适于产生一第二塔顶馏出蒸汽流和一底部液体流；(6)所述第一膨胀装置连接至所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述 较低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述接触和分离装置，用于将所述膨胀的第二 流在塔的第一较低进料位置处供给至所述接触和分离装置；(7)第三膨胀装置，所述第三膨胀装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述至少一 支液体流的至少一部分并将其膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀装置进一步连接至所述 蒸馏塔，用于将所述膨胀的液体流在一塔中部进料位置处供给至所述蒸馏塔；(8)所述蒸馏塔连接至所述接触和分离装置，用于接收所述底部液体流的至少一部分；(9)所述接触和分离装置进一步连接所述蒸馏塔，用于在塔的第二较低进料位置接收 所述第一塔顶馏出蒸汽流的至少一部分；(10)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述接触和分离装置，用于在所述膨胀 的第二流上方的所述接触和分离装置的一区域接收一蒸汽蒸馏流；(11)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；(12)第二分离装置，所述第二分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷 凝的蒸馏流并将其分离，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述第二分离装置进一步连 接至所述接触和分离装置，用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所 述接触和分离装置；(13)所述接触和分离装置进一步连接至所述热交换装置，用于引导从所述接触和分离 装置中分离的所述第二塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并加 热所述第二塔顶馏出蒸汽流，从而提供步骤(11)冷却的至少一部分，并随后排出所述加热 的第二塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(14)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和 温度，从而将所述接触和分离装置的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏 分中的组分的主要部分被回收。
26. 一种设备，用于将含有甲烷、C2组分、C3组分、和较重烃组分的气体流分离成易挥发 性残余气体馏分和相对不易挥发性馏分，所述相对不易挥发性馏分含有的主要部分为所述 C2组分、C3组分、和较重烃组分或者所述C3组分和较重烃组分，所述设备具有(a)用于在压力下冷却所述气体的第一冷却装置，所述第一冷却装置连接用于提供一 压力下的冷却流；(b)第一膨胀装置，所述第一膨胀装置连接用于接收所述压力下的冷却流的至少一部 分并将其膨胀至一较低压力，由此所述流被进一步冷却；和(c)蒸馏塔，所述蒸馏塔连接用于接收所述被进一步冷却流，所述蒸馏塔适于将所述被 进一步冷却流分离成一第一塔顶馏出蒸汽流和所述相对不易挥发性馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下充分冷却所述进料气体以将其部分冷凝；(2)第一分离装置，所述第一分离装置连接至所述第一冷却装置，用于接收所述部分冷 凝的进料并将其分离成一蒸汽流和至少一支液体流；(3)分流装置，所述分流装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述蒸汽流并将其分 流成第一流和第二流；(4)组合装置，所述组合装置连接至所述分流装置和所述第一分离装置，用于接收所述 第一流和所述至少一支液体流的至少一部分并形成一组合流；(5)第二冷却装置，所述第二冷却装置连接至所述组合装置，用于接收所述组合流并将 其充分冷却以将其充分冷凝；(6)第二膨胀装置，所述第二膨胀装置连接至所述第二冷却装置，用于接收所述充分冷 凝的组合流并将其膨胀至所述较低压力，所述第二膨胀装置进一步连接至一接触和分离装 置，用于将所述被膨胀冷却的组合流在一塔中部进料位置处供给至所述接触和分离装置， 所述接触和分离装置适于产生一第二塔顶馏出蒸汽流和一底部液体流；(7)所述第一膨胀装置连接所述分流装置，用于接收所述第二流并将其膨胀至所述较 低压力，所述第一膨胀装置进一步连接至所述接触和分离装置，用于将所述膨胀的第二流 在塔的第一较低进料位置处供给至所述接触和分离装置；(8)第三膨胀装置，所述第三膨胀装置连接至所述第一分离装置，用于接收所述至少一支液体流的任何剩余部分并将其膨胀至所述较低压力，所述第三膨胀装置进一步连接至所 述蒸馏塔，用于将所述膨胀的液体流在一塔中部进料位置处供给至所述蒸馏塔；(9)所述蒸馏塔连接至所述接触和分离装置，用于接收所述底部液体流的至少一部分；(10)所述接触和分离装置进一步连接所述蒸馏塔，用于在塔下部第二进料位置处接收 所述第一塔顶馏出蒸汽流的至少一部分；(11)蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述接触和分离装置，用于在所述膨胀 的第二流上方的所述接触和分离装置的一区域接收一蒸汽蒸馏流；(12)热交换装置，所述热交换装置连接至所述蒸汽抽出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏 流并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；(13)第二分离装置，所述第二分离装置连接至所述热交换装置，用于接收所述部分冷 凝蒸馏流并将其分离，从而形成一残余蒸汽流和一冷凝流，所述第二分离装置进一步连接 至所述接触和分离装置，用于将所述冷凝流的至少一部分在一顶部进料位置处供给至所述 接触和分离装置；(14)所述接触和分离装置进一步连接至所述热交换装置，用于引导在所述接触和分离 装置中分离的所述第二塔顶馏出蒸汽流的至少一部分与所述蒸汽蒸馏流进行热交换并加 热所述第二塔顶馏出蒸汽流，从而提供步骤(12)冷却的至少一部分，并随后排出所述加热 的第二塔顶馏出蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏分；和(15)控制装置，所述控制装置适于调节进入所述接触和分离装置的所述进料流的量和 温度，从而将所述接触和分离装置的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏 分中的组分的主要部分被回收。
27.根据权利要求21的改进，其中(1)组合装置，所述组合装置连接至所述蒸馏塔和所述分离装置，用于接收所述塔顶馏 出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所述蒸 汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少 一部分，并在此后排出所述加热组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏 分。
28.根据权利要求22的改进，其中(1)组合装置，所述组合装置连接至所述蒸馏塔和所述第二分离装置，用于接收所述塔 顶馏出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所述蒸 汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少 一部分，并在此后排出所述加热的组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体 馏分。
29.根据权利要求23所述的改进，其中(1)一第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸馏塔和所述第二分离装置，用于 接收所述塔顶馏出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述第二组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所述蒸汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的 至少一部分，并在此后排出所述加热组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气 体馏分。
30.根据权利要求24所述的改进，其中(1)一组合装置，所述组合装置连接至所述接触和分离装置和所述分离装置，用于接收 所述第二塔顶馏出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所述蒸 汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少 一部分，并在此后排出所述加热组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏 分。
31.根据权利要求25所述的改进，其中(1)一组合装置，所述组合装置连接至所述接触和分离装置和所述第二分离装置，用于 接收所述第二塔顶馏出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所述蒸 汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的至少 一部分，并在此后排出所述加热组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气体馏 分。
32.根据权利要求26所述的改进，其中(1)一第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述接触和分离装置和所述第二分离 装置，用于接收所述第二塔顶馏出蒸汽流和所述残余蒸汽流并形成一组合蒸汽流；和(2)所述热交换装置适于从所述第二组合装置接收所述组合蒸汽流并将其引导至与所 述蒸汽蒸馏流进行热交换，从而加热所述组合蒸汽流并供给所述蒸汽蒸馏流的所述冷却的 至少一部分，并在此后排出所述加热组合蒸汽流中的至少一部分作为所述易挥发性残余气 体馏分。
33.根据权利要求21所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)一组合装置，所述组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽出装置，用 于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置适于连接所述组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其充分冷 却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述分流装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其分 离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
34.根据权利要求22所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)一组合装置，所述组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽出装置，用 于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置适于连接所述组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
35.根据权利要求23所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流从下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽 出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其充分 冷却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
36.根据权利要求27所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽 出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置适于连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其分 离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
37.根据权利要求28所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽 出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置适于连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
38.根据权利要求28所述的改进，其中(1)一第二蒸汽抽出装置，所述蒸汽抽出装置连接至所述蒸馏塔，用于从所述膨胀的第 二流下方的所述蒸馏塔的一区域接收一第二蒸汽蒸馏流；(2)—第三组合装置，所述第三组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述第二蒸汽抽 出装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(3)所述热交换装置适于连接至所述第三组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(4)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
39.根据权利要求24所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料位 置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)一组合装置，所述组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用于接收所 述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其充分 冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其分 离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
40.根据权利要求25所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料 位置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)一组合装置，所述组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用于接收所 述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其充分 冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
41.根据权利要求26所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料 位置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用 于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
42.根据权利要求30所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料 位置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其分 离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
43.根据权利要求31所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料 位置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)—第二组合装置，所述第二组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用 于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述第二组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
44.根据权利要求32所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述蒸馏塔，用于接收所述第一塔顶馏 出蒸汽流并将其分流成一第二蒸汽蒸馏流和一第三蒸汽蒸馏流；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述塔下部第二进料 位置处接收所述第三蒸馏蒸汽流；(3)—第三组合装置，所述第三组合装置连接至所述蒸汽抽出装置和所述分流装置，用 于接收所述蒸汽蒸馏流和所述第二蒸汽蒸馏流并形成一组合蒸馏流；(4)所述热交换装置适于连接至所述第三组合装置，用于接收所述组合蒸馏流并将其 充分冷却以将其至少一部分冷凝；和(5)所述第二分离装置适于从所述热交换装置接收所述部分冷凝的组合蒸馏流并将其 分离，从而形成所述残余蒸汽流和所述冷凝流。
45.根据权利要求21或27所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述分离装置，用于接收所述冷凝流并 将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述蒸馏塔适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处接收所述 第一部分；和(3)所述蒸馏塔进一步适于连接至所述第二分流装置，用于在所述膨胀的第二流下方 的一塔中部进料位置处接收所述第二部分。
46.根据权利要求22、23、28或29所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述第二分离装置，用于接收所述冷凝 流并将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述蒸馏塔适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处接收所述 第一部分；和(3)所述蒸馏塔进一步适于连接所述第二分流装置，用于在所述膨胀的第二流下方的 一塔中部进料位置处接收所述第二部分。
47.根据权利要求33或36所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述分离装置，用于接收所述冷凝流并 将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述蒸馏塔适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处接收所述 第一部分；和(3)所述蒸馏塔进一步适于连接至所述第二分流装置，用于在一塔中部进料位置接收 所述第二部分，所述塔中部进料位置是与所述第二蒸汽蒸馏流被抽出的区域基本相同的区 域。
48.根据权利要求34、35、37或38所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述分离装置，用于接收所述冷凝流并 将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述蒸馏塔适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处接收所述 第一部分；和(3)所述蒸馏塔进一步适于连接所述第二分流装置，用于在一塔中部进料位置处接收 所述第二部分，所述塔中部进料位置是与所述第二蒸汽蒸馏流被抽出的区域基本相同的区 域。
49.根据权利要求24或30所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述分离装置，用于接收所述冷凝流并 将其分离成至少第一部分和第二部分；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处 接收所述第一部分；和(3)所述蒸馏塔适于连接至所述第二分流装置，用于在一顶部进料位置接收所述第二 部分。
50.根据权利要求25、26、31或32所述的改进，其中(1)一第二分流装置，所述第二分流装置连接至所述第二分离装置，用于接收所述冷凝 流并将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第二分流装置，用于在所述顶部进料位置处 接收所述第一部分；和(3)所述蒸馏塔适于连接所述第二分流装置，用于在一顶部进料位置处接收所述第二 部分。
51.根据权利要求或39或42所述的改进，其中(1)一第三分流装置，所述第三分流装置连接至所述分离装置，用于接收所述冷凝流并 将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述接触和分离装置适于连接所述第三分流装置，用于在所述顶部进料位置处接 收所述第一部分；和(3)所述蒸馏塔适于连接至所述第三分流装置，用于在一顶部进料位置处接收所述第 二部分。
52.根据权利要求40、41、43或44所述的改进，其中(1)一第三分流装置，所述第三分流装置连接至所述第二分离装置，用于接收所述冷凝 流并将其分流成至少第一部分和第二部分；(2)所述接触和分离装置适于连接至所述第三分流装置，用于在所述顶部进料位置处 接收所述第一部分；和(3)所述蒸馏塔适于连接至所述第三分流装置，用于在一顶部进料位置处接收所述第 二部分。
全文摘要
本发明公开了一种从烃气体流中回收乙烷、乙烯、丙烷、丙烯，和较重烃组分的工艺。该气体流被冷却并分流成第一流和第二流。第一流进一步被冷却以将其基本全部冷凝，并且随后被膨胀至蒸馏塔压力，并在塔中部第一进料位置处供给至所述蒸馏塔。第二流膨胀至塔压力，然后在塔中部第二进料位置处供给至塔。一蒸汽蒸馏流从第二流的进料位置上方从塔中抽出，然后被引导至与塔顶蒸汽流进行热交换来冷却蒸汽蒸馏流并将其至少一部分冷凝，以形成一支冷凝流。冷凝流的至少一部分作为顶部进料被引导至蒸馏塔。进入所述蒸馏塔的进料的量和温度有效地将所述蒸馏塔的顶部温度保持在一温度，由此所述相对不易挥发性馏分中的组分的主要部分被回收。
文档编号C10G5/06GK101827916SQ200880111933
公开日2010年9月8日 申请日期2008年10月15日 优先权日2007年10月18日
发明者H·M·哈德森, J·D·威尔金森, J·T·林奇, K·T·奎利亚尔, T·L·马丁内斯 申请人:奥特洛夫工程有限公司