CN105531552A - 烃类气体处理 - Google Patents

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Abstract

公开了一种用于紧凑处理总成的工艺和设备，以提高从烃类气体流中对C2(或C3)组分和重质烃类组分的回收。分离烃类气体流的优选方法大体包括：产生至少一个基本上冷凝的第一流和冷却的第二流，将所述两个流膨胀到较低压力，以及将所述流供应给分馏塔。在所公开的工艺和设备中，所述膨胀的第一流经加热以形成蒸气馏分和液体馏分。所述蒸气馏分与所述塔顶蒸气组合，被引导到在处理总成内的热量和质量传递装置，并且通过所述膨胀的第一流冷却并部分冷凝，以形成剩余蒸气流和冷凝流。所述冷凝流与所述液体馏分组合并在其塔顶进料点供应给所述塔。

Description

烃类气体处理
发明背景
乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和/或重质烃类可以回收自各种气体，诸如天然气，炼厂气，和从其它烃类物质(诸如煤炭、原油、石脑油、油页岩、沥青砂和褐煤)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，即，甲烷和乙烷一起占到天然气中的至少50％的摩尔百分比。天然气中还包含相对较少量的重质烃类，诸如丙烷、丁烷、戊烷等，以及氢气、氮气、二氧化碳和/或其它气体。
本发明大体涉及提高从此类气体流中回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和重质烃类。根据本发明，以近似摩尔百分比计算，待处理的气体流的典型分析如下：90.3％甲烷、4.0％乙烷及其它C2组分、1.7％丙烷及其它C3组分、0.3％异丁烷、0.5％正丁烷和0.8％戊烷，以及由氮气和二氧化碳组成的其余气体。有时还存在含硫气体。
天然气和液化天然气(NGL)成分的价格的历史周期性波动有时会降低乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和重质组分作为液体产物的增加值。这就促成了对于能够更高效回收这些产物的工艺的需求，对于以较低资本投入能够提供高效回收的工艺的需求，以及对于能够被容易地调适或调整以在更大范围上改变回收特定组分的工艺的需求。用于分离这些物质的可用工艺包括基于气体的冷却和冷冻、油类吸附以及冷冻油吸附的工艺。此外，由于可以使用能够发电同时使所处理的气体膨胀并从所述气体中提取热量的经济型设备，因此深度冷冻工艺受到欢迎。取决于气体源的压力、气体的富集度(乙烷、乙烯和重质烃类含量)以及所要的终端产物，可以采用这些工艺中任何一种以及这些工艺的组合。
如今，对于液化天然气回收，深度冷冻膨胀工艺一般是优选的，因为其能够通过简易启动提供最大程度简易性、操作灵活性、高的效率、安全性和良好的可靠性。美国专利No.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和8,590,340；重新发行的美国专利No.33,408；以及共同未决申请No.11/430,412、11/839,693、12/206,230、12/689,616、12/717,394、12/750,862、12/772,472、12/781,259、12/868,993、12/869,007、12/869,139、12/979,563、13/048,315、13/051,682、13/052,348、13/052,575及13/053,792描述了相关工艺(尽管在一些情况中本发明的描述是基于与在所引用的美国专利和共同未决申请中所述的那些工艺条件不同的工艺条件)。
在典型的深度冷冻膨胀回收工艺中，通过与工艺中的其它流和/或冷冻的外部来源(诸如丙烷压缩冷冻***)进行热交换，受压的进料气体流得到冷却。随着气体被冷却，液体可能被冷凝，并作为含有一些所要C2+组分的高压液体被收集在一个或多个分离器中。取决于气体的富集度和所形成的液体的量，高压液体可能膨胀到较低压力并被分馏。在液体膨胀期间所发生的汽化导致流被进一步冷却。在一些条件下，可能需要在膨胀之前对高压液体进行预先冷却以进一步降低膨胀后造成的温度。含有气液混合物的膨胀流在蒸馏(甲烷馏除器和乙烷馏除器)塔中进行分馏。在该塔中，经膨胀的冷却流被蒸馏，以从所要的C2组分、C3组分中分离出作为塔顶蒸气的剩余的甲烷、氮气和其它挥发性气体，并分离出作为塔底液体产物的重质烃类组分，或者从所要的C3组分中分离出作为塔顶蒸气的剩余的甲烷、C2组分、氮气和其它挥发性气体，并且分离出作为塔底液体产物的重质烃类组分。
如果进料气体没有完全冷凝(通常不是这样)，则部分冷凝后的剩余蒸气可以被分成两个流。该蒸气的一部分通过膨胀做功机或发动机，或膨胀阀，降低到更低压力，在该压力下使得额外的液体由于该流的进一步冷却而被冷凝。膨胀之后的压力与蒸馏塔的操作压力基本上相同。膨胀后所得的组合气液两相作为进料供应给蒸馏塔。
通过与其它工艺流(例如冷分馏塔顶流)热交换，蒸气的剩余部分被冷却到基本上冷凝。在进行冷却之前，一些或全部的高压液体可以与该蒸气部分组合。所得的冷却流然后通过诸如膨胀阀的恰当的膨胀装置膨胀到甲烷馏除器的操作压力。在膨胀期间，一部分液体将蒸发，导致全部流的冷却。然后，急骤膨胀的流作为顶部进料供应给甲烷馏除器。通常，急骤膨胀的流的蒸气部分和甲烷馏除器塔顶蒸气在蒸馏塔的上部分离器段中组合为剩余的甲烷产物气体。或者，冷却和膨胀的流可以供应给分离器以提供气液流。蒸气与塔顶馏分组合，并且液体供应给塔作为塔顶进料。
在此类分离工艺的理想操作中，离开该工艺的剩余气体将含有在进料气中的基本上全部的甲烷且基本上不含重质烃类组分，并且离开甲烷馏除器的底部馏分将含有基本上全部的重质烃类组分且基本上不含甲烷或更易挥发性组分。然而，在实践中，这种理想的情况不会出现，因为常规的甲烷馏除器大体上是作为汽提塔操作的。因此，该工艺的甲烷产物通常包含离开该塔的塔顶分馏段的蒸气，也包含没有经过任何精馏步骤的蒸气。因为塔顶液体进料含有相当量的这些组分和重质烃类组分，出现C2、C3和C4+组分的相当损失，导致在离开甲烷馏除器的顶部分馏段的蒸气中相应均衡量的C2组分、C3组分、C4组分和重质烃类组分。如果可以将上升蒸气与显著量的能够从蒸气中吸收C2组分、C3组分、C4组分和重质烃类组分的液体(回流)接触，则这些所要组分的损失就可以显著减少。
近年来，用于烃类分离的优选工艺使用上部吸收段以提供对于上升蒸气的额外精馏。在大多数这些工艺中，用于上部精馏段的回流流的来源为在压力下供应的剩余气体的再循环流。再循环剩余气体流常常通过与其它工艺流(例如，冷分馏塔顶流)热交换来冷却到基本上冷凝。所得的基本上冷凝的流然后通过诸如膨胀阀的恰当的膨胀装置膨胀到甲烷馏除器的操作压力。在膨胀期间，该液体的一部分常常将蒸发，导致全部流的冷却。然后，急骤膨胀的流作为顶部进料供应给甲烷馏除器。这种类型的典型工艺方案公开于美国专利No.4,889,545、5,568,737和5,881,569中，公开于共同未决申请No.12/717,394和13/052,348中，以及公开于Mowrey,E.Ross在2002年3月11日至13日在德克萨斯州达拉斯的气体处理器协会第81届年会的年报(ProceedingsoftheEighty-FirstAnnualConventionoftheGasProcessorsAssociation,Dallas,Texas,)中的“Efficient,HighRecoveryofLiquidsfromNaturalGasUtilizingaHighPressureAbsorber”中。不幸地，除了甲烷馏除器中额外的精馏段之外，这些工艺还需要使用压缩机以提供驱动力用于将回流流再循环到甲烷馏除器，使得使用这些工艺的设施的资本成本和操作成本增加。
生成上部精馏段的回流流的另一方法是使用急骤膨胀的基本上冷凝的流来冷却并部分地冷凝塔顶蒸气，并且加热的急骤膨胀的流然后被引导到在甲烷馏除塔上的塔中部进料点。从塔顶蒸气冷凝的液体被分离并作为塔顶进料供应给甲烷馏除器，同时未冷凝的蒸气作为剩余的甲烷产物气体而排出。加热的急骤膨胀的流仅是部分蒸发，并且因此还含有相当量的液体可以用于甲烷馏除器的补充回流，使得塔顶回流进料然后可以对离开塔下部的蒸气进行精馏。美国专利No.4,854,955是这种类型工艺的一个实例。不幸地，这种类型的工艺需要额外的精馏段外加回流冷凝器、筒和泵来产生用于该塔的回流流，增加了使用这种工艺的设施的资本成本。
然而，根据美国专利No.4,157,904和4,278,457(以及其它工艺)在美国和其它国家已经修建了许多天然气处理工厂，这些工厂没有上部吸收段来提供上升蒸气的额外精馏并且不能通过容易地修改来添加该特征。另外，这些工厂常常不具备多余的压缩能力来允许对回流流进行再循环，而这些工厂的甲烷馏除器和乙烷馏除器塔也不具有多余的蒸馏能力来容纳当添加新的回流流时造成的进料比例的增加。结果，在操作时，这些工厂并不能很有效率地从天然气中回收C2组分和重质组分(一般称作“乙烷回收”)，并且在从天然气中仅回收C3组分和重质组分(一般称作“乙烷排除”)操作时效率尤其低下。
本发明是一种提供额外精馏的新颖方法(与美国专利No.4,854,955和共同未决申请No.12/772,472和13/053,792中所用的类似)，其可以容易地添加到现有的天然气处理工厂中以增加对于所要C3组分的回收，而不需要额外的压缩或分馏能力。这种增加回收的增加值经常是显著的。对于之后给出的实施例，对于与相应烃类气体相比的烃类液体来说，使用每加仑US$0.74-1.08(€145-214每m3)的平均增加值计算，该额外的回收能力相对于现有技术带来的增加收入在每年US$575,000至US$1,120,000(€430,000至€835,000)的范围内。
本发明还将此前为单个设备项组合到共同壳体中，从而减少了占地空间需求和资本成本增加。出人意料地，申请人还发现更为紧凑的布置还可以在给定的功耗下显著增加产物回收，从而提高工艺效率并降低设施的操作成本。此外，更为紧凑的布置还减少了在传统工厂设计中用于将单个设备项相互连接所用的管路，进一步减少了资本成本并且还消除了相关法兰的管路连接。由于管路法兰对于烃类是潜在的泄漏源(这些烃类是挥发性有机化合物，VOC，其不仅会成为温室气体并且还可能是大气臭氧形成的前体)，因此消除这些法兰会减少可能破坏环境的大气排放的可能性。
根据本发明，发现可以获得89％以上的C2回收率。相似地，在不需要回收C2组分的情况中，可以维持99％以上的C3回收率。尽管也适用于较低压力和较暖温度下，但本发明在需要NGL回收塔顶温度为-50℉[-46℃]或以下的条件下在400至1500psia[2,758至10,342kPa(a)]范围或更高的压力下处理进料气体的情况下是尤其有利的。
附图简述
为了更好地理解本发明，参考以下实施例和附图。参见附图：
图1、图2和图3是根据美国专利No.4,157,904或4,278,457的现有技术天然气处理工厂的流程图；
图4、图5和图6为经调适以使用本发明的天然气处理工厂的流程图；以及
图7和图8是示出将本发明应用到天然气处理工厂的替代方法的流程图。
具体实施方式
在上述附图的以下说明中，给出表格总结了计算的用于代表性工艺条件的流量。在本文出现的表格中，出于便利，已经将流量值(每小时摩尔量)四舍五入到最接近的整数值。表中示出的总流的量包括所有非烃类组分并且因此一般大于烃类组分的流的流量的总和。所给出的温度是四舍五入到最接近的度数的近似值。还应注意，为比较附图中所示的工艺目的进行的工艺设计计算是基于在工艺与周围环境之间没有发生任何热泄漏的假设。市面可用的绝缘材料的质量使得这个假设成为非常合理的假设，并且本领域技术人员通常也会做出该假设。
为了便利，所报告的工艺参数均采用传统的英制单位和国际单位制(SI)单位。表中给出的摩尔流量既可以表示为每小时磅摩尔，也可以表示为每小时千克摩尔。被报告为马力(HP)和/或每小时千万英热单位(MBTU/小时)的能耗对应于以每小时磅摩尔为单位的所述摩尔流量。被报告为千瓦(kW)的能耗对应于以每小时千克摩尔为单位的所述摩尔流量。
现有技术的描述
图1是根据美国专利No.4,157,904或4,278,457使用现有技术从天然气中回收C2+组分的处理工厂的设计的工艺流程图。在模拟该工艺中，入口气体在100℉[38℃]和915psia[6,307kPa(a)]作为流31进入该厂。如果入口气体含有将防止产物流满足规格的一定浓度的硫化合物，则该硫化合物可以通过对该进料气体的恰当的预处理(未示出)来去除。此外，该进料流常常会被脱水处理以防止在深度冷冻条件下形成水合物(冰)。通常使用固体干燥剂实现该目的。
通过与冷却的剩余气体(流39a)、在44℉[7℃]下的甲烷馏除器再沸器液体(流41)和在-49℉[-45℃]下的甲烷馏除器侧再沸器液体(流40)发生热交换，进料流31在热交换器10中冷却。(在一些情况中，使用一个或多个补充的外部冷冻流可以是有利的，如虚线所示。)流31a然后以-24℉[-31℃]和900psia[6,203kPa(a)]进入分离器11，其中从冷凝液体(流33)中分离出蒸气(流32)。
来自分离器11的蒸气(流32)被分成两个流，34和37。来自分离器11的液体(流33)被任选地分成两个流，35和38。(流35可以含有在流33中的0％至100％的分离器液体。如果流35含有分离器液体的任何一部分，则图1中的工艺按照美国专利No.4,157,904进行。否则，图1中的工艺按照美国专利No.4,278,457进行。)对于图1所示的工艺，流35含有100％的全部分离器液体。含有约31％的全部分离器蒸气的流34与流35组合，并且组合流36通过热交换器12与冷的剩余气体(流39)处于热交换关系，其中流36被冷却到基本上冷凝。所得的基本上冷凝的在-134℉[-92℃]的流36a然后通过膨胀阀13急骤膨胀至分馏塔17的操作压力(大约395psia[2,721kPa(a)])。在膨胀期间，该流的一部分被蒸发，导致全部流的冷却。在图1所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b到达-140℉[-96℃]的温度并供应给在分馏塔17的上部区域中的分离器段17a。在其中分离出的液体成为对于甲烷馏除器段17b的顶部进料。
来自分离器11的蒸气的剩余的69％(流37)进入膨胀做功机14，其中从该部分高压进料中提取机械能。膨胀做功机14基本上等熵地将蒸气膨胀至塔操作压力，其中该膨胀功将膨胀流37a冷却到大约-95℉[-70℃]的温度。通常市面可用的膨胀器能够将在理想的等熵膨胀中理论上可用的功的近似80-85％加以回收。所回收的功经常用于驱动离心压缩机(诸如项15)，例如可以用于重新压缩剩余气体(流39b)。此后，部分冷凝的膨胀流37a作为进料在上部的塔中部进料点处供应给分馏塔17。流38中的剩余的分离器液体(如果存在的话)通过膨胀阀16膨胀到分馏塔17的操作压力，冷却流38a，然后在下部的塔中部进料点将其供应给分馏塔17。
塔17中的甲烷馏除器是常规的含有多个垂直间隔开的塔板、一个或多个填充床、或塔板和填充床的某一组合的蒸馏塔。而在天然气处理工厂中通常的情况为，分馏塔可以由两个段组成。上段17a为分离器，其中部分蒸发的顶部进料被分成其各自的蒸气部分和液体部分，并且其中从下部蒸馏段或甲烷馏除段17b上升的蒸气与顶部进料的蒸气部分组合以形成离开塔顶的冷的甲烷馏除器塔顶蒸气(流39)。下部的甲烷馏除段17b含有塔板和/或填充床并在下降的液体与上升的蒸气之间提供必要的接触。甲烷馏除段17b还包括再沸器(诸如前文描述的再沸器和侧再沸器以及补充再沸器18)，该再沸器将沿塔下降的液体的一部分加热并蒸发以提供汽提蒸气，该汽提蒸气沿塔上升以汽提出由甲烷和较轻组分构成的液体产物，流42。
基于塔底产物中的甲烷与乙烷的0.010:1的摩尔比的典型规格，液体产物流42从塔底以67℉[19℃]排出。剩余气体(甲烷馏除器塔顶蒸气流39)在热交换器12和热交换器10中与进入的进料气体逆流通过，其中在热交换器12中将其从-139℉[-95℃]加热至-37℉[-38℃](流39a)，并且其中在热交换器10中将其加热至91℉[33℃](流39b)。剩余气体然后经过两级重新压缩。第一级为由膨胀机14驱动的压缩机15。第二级为由补充动力源驱动的压缩机19，其将剩余气体(流39d)压缩至销售管线压力(saleslinepressure)。在排放冷却器20中冷却到110℉[43℃]之后，剩余气体产物(流39e)以915psia[6,307kPa(a)]流向销售气体管路，足以满足管线要求(常常近似入口压力)。
图1中所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示：
表I
(图1)
流的流量总结-磅摩尔/小时(千克摩尔/小时)
回收率*
乙烷89.85％
丙烷98.05％
丁烷+99.71％
功率
剩余气体压缩5,569HP[9,155kW]
*(基于没有四舍五入的流量)
图2是显示其中图1中的处理工厂的设计可以经调整以在较低的C2组分回收水平上操作的一种方式的工艺流程图。这是当天然气和液体烃类的相对值可变情况下的常见要求，有时使得对于C2组分的回收不具备可盈利性。已将图2的工艺应用于与之前图1所述的相同进料气体组成和条件。但是，在图2中的工艺的模拟中，工艺操作条件已经调整为将几乎全部的C2组分排除到剩余气体中，而不是将这些C2组分回收到分馏塔的塔底液体产物中。
在此工艺的模拟中，入口气体在100℉[38℃]和915psia[6,307kPa(a)]的条件下作为流31进入工厂，并且通过与冷的剩余气体流39a热交换来在热交换器10中冷却。(在图2的操作工艺中将几乎全部的C2组分排除到剩余气体的一个结果就是沿分馏塔17下降的液体的温度大大回升，以至于侧再沸器流40和再沸器流41不再用于使入口气体冷却，并且全部塔再沸热量必须由补充再沸器18来供应。)冷却流31a以2℉[-17℃]和900psia[6,203kPa(a)]进入分离器11，其中从冷凝液体(流33)中分离出蒸气(流32)。
来自分离器11的蒸气(流32)被分成两个流34和37，并且液体(流33)被任选地分成两个流35和38。对于图2所示的工艺，流35含有100％的全部分离器液体。含有约24％的全部分离器蒸气的流34与流35组合，并且组合流36通过热交换器12与冷的剩余气体(流39)处于热交换关系，其中流36冷却到基本上冷凝。所得的基本上冷凝的在-102℉[75℃]下的流36a然后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(大致为398psia[2,747kPa(a)])。在膨胀期间，流的一部分被蒸发，导致全部流的冷却。在图2所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b达到-137℉[-94℃]的温度并且在塔顶进料点供应给分馏塔17。
来自分离器11的蒸气的剩余76％(流37)进入膨胀做功机14，在该膨胀做功机中从该部分高压进料中提取机械能。膨胀做功机14将该蒸气基本上等熵地膨胀到塔操作压力，并且膨胀做功将膨胀流37a冷却到大约-71℉[-57℃]的温度，然后其作为进料在上部塔中部进料点供应给分馏塔17。流38中的剩余分离器液体(如果有的话)通过膨胀阀16膨胀到分馏塔17的操作压力，使流38a冷却，然后在下部塔中部进料点供应给分馏塔17。
注意到，当分馏塔17经操作以将C2组分排除到剩余气体产物中(如图2所示)时，该塔通常被称作乙烷馏除器，并且其下部段17b被称作乙烷馏除段。基于在塔底产物中的乙烷与丙烷的0.020:1的摩尔比，液体产物流42以230℉[110℃]从乙烷馏除器17的底部排出。剩余气体(乙烷馏除器塔顶蒸气流39)在热交换器12和热交换器10中与进入的进料气体逆流通过，其中在热交换器12中将其从-108℉[-78℃]加热到-36℉[-38℃](流39a)，并且其中在热交换器10中将其加热到99℉[37℃](流39b)，同时其提供冷却，如之前所述。该剩余气体然后经两级重新压缩，该两级包括由膨胀机14驱动的压缩机15以及由补充动力源驱动的压缩机19。在流39d在排出冷却器20中冷却到110℉[43℃]之后，剩余气体产物(流39e)以915psia[6,307kPa(a)]流向销售气体管路。
图2中所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示：
表II
(图2)
流的流量总结–磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
回收率*
丙烷93.60％
丁烷+99.12％
功率
剩余气体压缩5,565HP[9,149kW]
*(基于未经四舍五入的流量)
产物经济学有时偏向于仅将C2组分的一部分排除到剩余气体产物中。图3是示出其中图1中的处理工厂设计可以经调整以在中等C2组分回收水平下操作的一种方式的工艺流程图。图3的工艺也可以适用于之前关于图1和图2所述的相同进料气体组成和条件。然而，在图3工艺的模拟中，与图1工艺所回收的C2组分的量相比，工艺操作条件经调整以回收来自分馏塔的塔底液体产物中的C2组分的约一半。
在对于该工艺的此模拟中，入口气体以100℉[38℃]和915psia[6,307kPa(a)]作为流31进入工厂并且通过与冷的剩余气体流39a和在63℉[17℃]下的甲烷馏除器侧再沸器液体(流40)发生热交换而在热交换器10中冷却。(以图3工艺的C2组分回收水平，侧再沸器流40仍能够冷却到足以用于使入口气体冷却，从而减少原本必须要由补充再沸器18供应的塔再沸热量的量。)冷却流31a以8℉[-14℃]和900psia[6,203kPa(a)]进入分离器11，其中从冷凝的液体(流33)中分离出蒸气(流32)。
来自分离器11的蒸气(流32)分成两个流34和37，并且液体(流33)被任选地分成两个流35和38。对于图3中所示的工艺，流35含有100％的全部分离器液体。含有约27％的全部分离器蒸气的流34与流35组合并且组合流36通过热交换器12与冷的剩余气体(流39)处于热交换关系，其中流36被冷却到基本上冷凝。所得的在-120℉[-85℃]下的基本上冷凝的流36a然后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(大约384psia[2,644kPa(a)])。在膨胀期间，该流的一部分被蒸发，导致全部流的冷却。在图3所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b达到-141℉[-96℃]的温度并且在顶部进料点供应到分馏塔17。
来自分离器11的蒸气的剩余73％(流37)进入膨胀做功机14，其中从该部分高压进料中提取机械能。膨胀做功机14基本上等熵地将该蒸气膨胀到塔操作压力，其中膨胀做功使得膨胀流37a冷却到大约-69℉[-56℃]的温度，然后其作为进料在上部塔中部进料点供应到分馏塔17。在流38中的剩余的分离器液体(如果存在的话)通过膨胀阀16膨胀到分馏塔17的操作压力，冷却流38a，然后其在下部塔中部进料点供应到分馏塔17。
液体产物流42以130℉[54℃]离开塔底。剩余气体(乙烷馏除器塔顶蒸气流39)在热交换器12和热交换器10中与进入的进料气体逆流通过，其中在热交换器12中将其从-122℉[-86℃]加热到-29℉[-34℃](流39a)，并且在热交换器10中将其加热到86℉[30℃](流39b)，同时其提供冷却，如之前所述。然后，剩余气体经两级重新压缩，该两级包含由膨胀机14驱动的压缩机15以及由补充动力源驱动的压缩机19。在流39d在排出冷却器20中被冷却到110℉[43℃]之后，剩余气体产物(流39e)以915psia[6,307kPa(a)]流向销售气体管路。
图3所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示：
表III
(图3)
流的流量总结-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
回收率*
乙烷45.00％
丙烷96.51％
丁烷+99.56％
功率
剩余气体压缩5,564HP[9,147kW]
*(基于未经四舍五入的流量)
本发明的描述
实施例1
在液体产物中的C2组分回收水平必须减少的情况中(例如之前描述的图2现有技术工艺)，相对于图2中所示的现有技术工艺，本发明可以提供显著的效率优势。图4示出已经调适以使用本发明的图2中现有技术工艺的流程图。如图所示，图4工艺的操作条件已被调整以将液体产物中的乙烷含量降低至与图2现有技术工艺的相同水平。图4中呈现的工艺中所考虑的进料气体组成和条件与图2中的那些相同。因此，将图4工艺与图2工艺进行比较以显示本发明的优势。
所示的图4的工艺条件的大多数与图2工艺的对应工艺条件非常相同。主要区别在于急骤膨胀的基本上冷凝的流36b和塔顶蒸气流39的分布。在图4工艺中，基本上冷凝的流36a通过膨胀阀13急骤膨胀到略微高于分馏塔17的操作压力(大约402psia[2,774kPa(a)])。在膨胀期间，该流的一部分可以蒸发，导致全部流的冷却。在图4所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b到达-138℉[-94℃]的温度，然后被引导到在处理总成117的精馏段117a内的热量和质量传递装置中。该热量和质量传递装置可以包含翅片管型热交换器、板型热交换器、铜焊铝型热交换器或其它类型的热传递装置，包括多通道和/或多服务型热交换器。该热量和质量传递装置被配置用于在通过该热量和质量传递装置的一个通道向上流动的组合蒸气流与向下流动的急骤膨胀的基本上冷凝的流36b之间提供热交换，使得组合蒸气流得以冷却同时加热膨胀流。随着组合蒸气流冷却，组合蒸气流的一部分冷凝且下降同时剩余组合蒸气流继续通过该热量和质量传递装置向上流动。该热量和质量传递装置提供在冷凝液体与组合蒸气流之间的连续接触使得其能够在气相与液相之间提供质量传递，从而提供组合蒸气流的精馏。来自热量和质量传递装置底部的冷凝液体被引导到处理总成117的分离器段117b。
由于为组合蒸气流提供冷却和部分冷凝，急骤膨胀的流36b进一步蒸发，并且在-105℉[-76℃]离开在精馏段117a中的该热量和质量传递装置。加热的急骤膨胀的流排出到处理总成117的分离器段117b中，并且被分离成其各自的气相与液相。该气相与塔顶蒸气流39组合以形成组合蒸气流，该组合蒸气流进入精馏段117a中的热量和质量传递装置，如前文所述，并且该液相与来自该热量和质量传递装置的底部的冷凝液体组合以形成组合液体流152。组合液体流152离开处理总成117的底部并且通过泵21被泵送到较高压力，使得在-102℉[-75℃]的流152a可以在塔顶进料点进入分馏塔17。来自冷却的组合蒸气流的剩余的蒸气作为冷的剩余气流151以-117℉[-83℃]离开在处理总成117的精馏段117a内的该热量和质量传递装置，其然后被加热和压缩，就如之前图2工艺中针对流39所描述的那样。
图4所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示：
表IV
(图4)
流的流量总结-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
回收率*
丙烷99.65％
丁烷+100.00％
功率
剩余气体压缩5,565HP[9,149kW]
*(基于未经四舍五入的流量)
表II和表IV的比较表明，与现有技术相比，本发明将丙烷回收率从93.60％提高为99.65％，并且将丁烷+的回收率从99.12％提高为100.00％。这些提高的回收率所带来的经济效益是显著的。使用与相应烃类气体相比的烃类液体的平均增加值$1.08/加仑[€214/m3]来计算，提高的回收率能够给工厂操作者带来超过US$1,120,000[€835,000]的额外年收入。表II和表IV的比较进一步表明使用与现有技术相同的功率可以获得这些增加的产物产率。从回收效率(通过每单位功率所回收的C3组分和重质组分的量来定义)来看，本发明相对于图2工艺的现有技术可以实现超过3％的提高。
通过本发明提供的相对于图2工艺的现有技术在回收效率上的提高主要归因于在处理总成117的精馏段117a中的急骤膨胀的流36b所提供的塔蒸气的间接冷却，而不是表征在图2中的现有技术工艺中的流36b的直接接触冷却。尽管流36b温度很低，但其却不是理想的回流流，因为其含有显著浓度的C3组分和C4+组分，这些组分原本应该被乙烷馏除器17捕获，结果由于针对图2的现有技术工艺在塔17的塔顶的均衡效应而导致这些所要组分的损失。然而，对于图4所示的本发明，不存在要克服的均衡效应，因为在急骤膨胀的流36b与待精馏的组合蒸气流之间不存在直接接触。
本发明的另外优势在于使用在精馏段117a中的热量和质量传递装置来同时冷却蒸气流并从中冷凝出重质烃类组分，从而提供比常规蒸馏塔使用回流更有效率的精馏。结果，与使用常规质量传递设备和常规热量传递设备所可能的情况相比，通过使用在膨胀流36b中可用的冷冻，可以从组合蒸气流中移除更多的C3组分和重质烃类组分。
除了在加工效率上的增加以外，本发明还提供相对于现有技术的两个其它优势。首先，本发明的加工总成117的紧凑布置通过以单个设备项(本发明的图4中的加工总成117)来取代在美国专利No.4,854,955的现有技术中的三个独立的设备项(美国专利No.4,854,955的图4中的热交换器23、在蒸馏塔24的顶部的上部吸收段和回流筒26)。这减少了占地空间需求并且消除了互连管路，从而减少了为使用本发明而修改工艺工厂的资本成本。第二，互连管路的消除意味着与美国专利No.4,854,955现有技术相比，为使用本发明而修改的工艺工厂所用法兰连接可以大大减少，从而减少了工厂潜在的泄漏源的数量。烃类属于挥发性有机化合物(VOC)，其中一些归类为温室气体并且其中一些可能是引起大气臭氧形成的前体，这意味着本发明减少了可能破坏环境的大气释放的可能性。
本发明的一个额外优势是其可以很容易地并入到现有天然气处理工厂中以实现上述优越性能。如图4所示，现有工厂仅需要两个连接(一般称作“接头(tie-in)”)：对于急骤膨胀的基本上冷凝的流36b的连接(由流36b与流152a之间的虚线表示，工作时去除)以及对于塔顶蒸气流39的连接(由在流39与流151之间的虚线表示，工作时去除)。在新的处理总成117安装在分馏塔17附近的同时，现有工厂可以继续运转，只有在给这两个现有管线安装新的接头安装完成时才会有短暂的工厂停工。工厂然后可以重新启动，在运转和操作中的其余现有设备全部与之前完全一样，除了产物回收率现在更高而不会增加剩余气体压缩功率。
实施例2
如果产物经济学偏向于仅将C2组分中的一部分排除到剩余气体产物中，则本发明还能提供优势。图4工艺的操作条件可以变更为如图5所示，以将液体产物中的乙烷含量增加到图3现有技术工艺的相同水平。图5呈现的工艺中所要考虑的进料气体组成和条件与图3中那些相同。因此，可以将图5工艺与图3工艺相比较以进一步显示本发明的优势。
所示的图5工艺的大多数工艺条件与图3工艺的相应工艺条件非常相同。主要区别还是在于经急骤膨胀的基本上冷凝的流36b和塔顶蒸气流39的分布。在图5工艺中，基本上冷凝的流36a通过膨胀阀13急骤膨胀到略微高于分馏塔17的操作压力(大约390psia[2,691kPa(a)])。在膨胀期间，该流中的一部分可以蒸发，导致全部流的冷却。在图5所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b到达-141℉[-96℃]的温度，然后被引导到在处理总成117的精馏段117a内的热量和质量传递装置。随着组合蒸气流通过该热量和质量传递装置的一个通道向上流动并冷却，其一部分被冷凝并且下降同时剩余组合蒸气流继续向上流动。该热量和质量传递装置提供在冷凝液体与组合蒸气流之间的连续接触，使得其还能提供在气相与液相之间的质量传递，从而给组合蒸气流提供精馏。来自该热量和质量传递装置底部的冷凝液体被引导到处理总成117的分离器段117b。
由于其提供了组合蒸气流的冷却和部分冷凝，急骤膨胀的流36b被进一步蒸发，并以-136℉[-93℃]离开在精馏段117a中的热量和质量传递装置。加热的急骤膨胀的流排放到处理总成117的分离器段117b，并且分离成其各自的气相和液相。气相与塔顶蒸气流39组合以形成组合蒸气流，该组合蒸气流如前所述进入在精馏段117a中的热量和质量传递装置，并且液相与来自热量和质量传递装置底部的冷凝液体组合以形成组合液体流152。组合液体流152离开处理总成117的底部并且通过泵21泵送到更高压力，使得流152a能够以-133℉[-92℃]在塔顶进料点进入分馏塔17。来自冷却的组合蒸气流的剩余蒸气作为冷的剩余气体流151以-128℉[-89℃]离开处理总成117的精馏段117a内的热量和质量传递装置，其然后被加热并压缩，如同之前针对图3工艺中的流39所描述的那样。
图5所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示：
表V
(图5)
流的流量总结–磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]
回收率*
乙烷45.00％
丙烷99.65％
丁烷+100.00％
功率
剩余气体压缩5,565HP[9,149kW]
*(基于未经四舍五入的流量)
表III和表V的比较表明，与现有技术相比，本发明将丙烷回收率从96.51％提高为99.65％，并且将丁烷+的回收率从99.56％提高为100.00％。提高的回收率所带来的经济效益是显著的。使用与相应烃类气体相比的烃类液体所带来的平均增加值$0.74/加仑[€145/m3]来计算，提高的回收率能够给工厂操作者带来超过US$575,000[€430,000]的额外年收入。表III和表V的比较还可以看出使用与现有技术相同的功率可以获得这些增加的产物产率。从回收效率(通过每单位功率所回收的C3组分和重质组分的量来定义)来看，本发明相对于图3工艺的现有技术可以实现接近2％的提高。
本发明的图5实施方案和图4实施方案一样提供关于处理总成117的加工效率和紧凑布置的相同的优势。本发明的图5实施方案克服了在现有技术图3工艺中的与膨胀流36b相关的均衡限制，以经由在处理总成117的精馏段117a中的间接冷却和同时质量传递来从塔顶蒸气中去除重质组分。本发明的图5实施方案还通过以单个设备项(图5中的加工总成117)来取代在美国专利No.4,854,955工艺的现有技术中的三个独立的设备项。这减少了占地空间需求并且消除了互连管路，从而减少了为使用本发明的实施方案而修改现有工艺工厂的资本成本，同时也减少了可能破坏环境的烃类的大气释放的可能性。
实施例3
本发明还可以用于回收液体产物中的最大量的C2组分。图4工艺的操作条件可以改变为如图6所示以将该液体产物的乙烷含量增加到与图1现有技术工艺的乙烷含量的相同水平。在图6呈现的工艺中所考虑的进料气体组成和条件与图1中的那些相同。因此，可以将图6工艺与图1的工艺相比较。
所示的图6工艺的工艺条件的大多数与图1工艺的相应工艺条件相同。主要区别还是在于急骤膨胀的基本上冷凝的流36b与塔顶蒸气流39的分布。在图6工艺中，基本上冷凝的流36a通过膨胀阀13急骤膨胀到略微高于分馏塔17的操作压力(大约396psia[2,731kPa(a)])。在膨胀期间，该蒸气的一部分可以蒸发，导致全部流的冷却。在图6所示的工艺中，离开膨胀阀13的膨胀流36b到达-140℉[-96℃]的温度，然后被引导到处理总成117的精馏段117a内的热量和质量传递装置。随着组合蒸气流通过该热量和质量传递装置的一个通道向上流动并冷却，其一部分被冷凝并下降同时其余的组合蒸气流继续向上流动。该热量和质量传递装置提供在冷凝液体与组合蒸气流之间的连续接触以使得其还能够提供在气相与液相之间的质量传递，从而提供组合蒸气流的精馏。来自该热量和质量传递装置底部的冷凝液体被引导到处理总成117的分离器段117b。
由于其提供组合蒸气流的冷却和部分冷凝，急骤膨胀的流36b进一步蒸发并以-141℉[-96℃]离开在精馏段117a中的热量和质量传递装置。(注意到，由于通过该热量和质量传递装置的压力下降以及在流36b中所含的液体甲烷的一部分的最后蒸发，尽管被加热，但是流36b的温度略微下降。)加热的急骤膨胀的流排放到处理总成117的分离器段117b中并且分离成其各自的气相和液相。气相与塔顶蒸气流39组合以形成组合蒸气流，该组合蒸气流进入在精馏段117a中的热量和质量传递装置，如之前所述，并且液相与来自该热量和质量传递装置底部的冷凝液体组合以形成组合液体流152。组合液体流152离开处理总成117的底部并通过泵21泵送到更高压力使得流152a能够以-141℉[-96℃]在塔顶进料点进入分馏塔17。来自冷却的组合蒸气流中剩余的蒸气作为冷的剩余气体流151以-139℉[-95℃]离开处理总成117的精馏段117a内的热量和质量传递装置，其然后被加热和压缩，如之前图1工艺中针对流39所描述的那样。
图6所示的工艺的流的流量和能耗的总结如下表所示。
表VI
(图6)
流的流量总结-磅摩尔/小时(千克摩尔/小时)
回收率*
乙烷89.79％
丙烷98.03％
丁烷+99.71％
功率
剩余气体压缩5,569HP(9,155kW)
*(基于未经四舍五入的流量)
表I和表VI的比较表明，当该工艺用于回收最大量的C2组分时，本发明可以基本实现与现有技术相同的回收率水平。当以此方式操作时，用于处理总成117的精馏段117a中的间接冷却和同时质量传递的温度驱动力非常低，因为塔顶流39的温度几乎与急骤膨胀的流36b的温度相同，从而降低了精馏段117a的效果。尽管当本发明以此方式操作时相对于现有技术在组分回收率上没有提高，但是也没有降低。这意味着，当经济学偏向于操作该工厂以回收在液体产物中的最大量的C2组分时不会有损失，但是当经济学偏向于操作该工厂以将C2组分中的一些或全部排除到剩余气体产物中时，该工厂具有之前关于实施例1和实施例2所述的全部优点。
其它实施方案
一些情况可能偏向于也将液体泵安装在处理总成内部以进一步减少设备项的数目和占地空间要求。此类实施方案示于图7中，其中如图所示，泵121安装在处理总成117内部以将组合液体流从分离器段117b经由导管152发送到塔17的塔顶进料点。如果使用潜水泵或密封式电动泵，则该泵及其驱动器可以都安装在该处理总成内部，或者仅将泵本身安装在该处理总成内部(例如使用泵的磁耦合驱动)。不管是哪一种选项，可能破坏环境的烃类的大气释放的可能性仍然进一步减少。
一些情况可能偏向于将该处理总成定位在比在分馏塔17上的塔顶进料点更高的位置上。在此类情况中，可以通过使用如图8所示的重力头来使组合液体流152流向在分馏塔17上的塔顶进料点，从而消除在7个实施方案中对如图4所示的泵21/121的需要。
本发明提供了操作该工艺所需的每单位公用工程消耗的C3组分和重质烃类组分提高的回收率。操作该工艺所需的公用工程消耗的改善也可以表现为对压缩或再压缩的功率需求的降低、对外部冷冻所需的功率需求的降低、对补充加热的能量需求的降低、或者是上述改善的组合。
尽管已经描述被认为是本发明的优选实施方案，但是本领域技术人员将意识到可以对其作出其它或进一步的修改，例如，在不偏离由以下权利要求所定义的本发明的精神的前提下根据各种条件、进料类型或其它需求来修改本发明。

Claims (10)

1.一种用于气体流的分离的工艺，所述气体流含有甲烷、C2组分、C3组分和重质烃类组分，所述工艺将所述气体流分离成挥发性剩余气体馏分和相对难挥发性馏分，所述相对难挥发性馏分含有所述C2组分、C3组分和重质烃类组分的大部分或所述C3组分和重质烃类组分的大部分，在所述工艺中：
(a)所述气体流在一个或多个热交换步骤和至少一个分开步骤中处理以产生至少一个第一流和至少一个第二流，所述至少一个第一流已在压力下冷却以基本上全部冷凝，并且所述至少一个第二流已在压力下冷却；
(b)所述基本上冷凝的第一流膨胀到较低压力由此进一步冷却，并且然后供应给在蒸馏塔的塔顶进料位置，以产生至少一个塔顶蒸气流和塔底液体流；
(c)所述冷却的第二流膨胀到所述较低压力，并且然后在塔中部进料位置供应给所述蒸馏塔；以及
(d)至少所述膨胀的进一步冷却的第一流和所述膨胀的第二流以所述较低压力在所述蒸馏塔中分馏，由此所述相对难挥发性馏分的组分被回收在所述塔底液体流中，并且所述挥发性剩余气体馏分作为所述塔顶蒸气流排出；
改进之处在于其中
(1)所述膨胀的进一步冷却的第一流在安装在处理总成中的热量和质量传递装置中加热，并且然后作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(2)所述塔顶蒸气流与所述蒸气馏分组合以形成组合蒸气流；
(3)所述组合蒸气流在所述热量和质量传递装置中冷却，从而供应步骤(1)中的加热的至少一部分而同时将来自所述组合蒸气流的所述难挥发性组分冷凝，从而形成冷凝流和剩余蒸气流，并且然后将来自所述处理总成的所述剩余蒸气流作为所述挥发性剩余气体馏分排出；
(4)所述冷凝流与所述液体馏分组合以形成组合液体流；
(5)所述组合液体流供应给所述蒸馏塔的所述塔顶进料位置；以及
(6)所述组合液体流相对于所述蒸馏塔的量和温度能够有效地将所述蒸馏塔的塔顶温度维持在一个温度，由此在所述相对难挥发性馏分中的组分的大部分被回收在所述塔底液体流中。
2.根据权利要求1所述的工艺，其中所述组合液体流是使用泵送装置供应给所述蒸馏塔的所述塔顶进料位置。
3.根据权利要求2所述的工艺，其中所述泵送装置安装在所述处理总成中。
4.根据权利要求1、2或3所述的工艺，其中
(1)在所述一个或多个热交换步骤中，所述气体流在压力下冷却，足以使其部分冷凝；
(2)所述部分冷凝的气体流被分离从而提供蒸气流和至少一个液体流；
(3)所述蒸气流在所述至少一个分开步骤中分开以产生至少一个第一蒸气流和第二蒸气流；
(4)所述第一蒸气流在所述一个或多个热交换步骤中在压力下冷却以基本上全部冷凝并且从而形成所述基本上冷凝的第一流；
(5)所述第二蒸气流膨胀到所述较低压力，从而形成所述膨胀的第二流；
(6)所述至少一个液体流的至少一部分膨胀到所述较低压力，因此所述膨胀的液体流在低于所述塔中部进料位置的下部塔中部进料位置供应给所述蒸馏塔；以及
(7)至少所述膨胀的进一步冷却的第一流、所述膨胀的第二流以及所述膨胀的液体流在所述较低压力下在所述蒸馏塔中分馏，由此所述相对难挥发性馏分的组分被回收在所述塔底液体流中。
5.根据权利要求4所述的工艺，其中
(1)所述第一蒸气流与所述至少一个液体流的至少一部分组合以形成组合流，因此所述组合流在所述一个或多个热交换步骤中在压力下冷却以基本上全部冷凝，并且然后膨胀到所述较低压力，由此进一步冷却；
(2)所述膨胀的冷却的组合流在所述热量和质量传递装置中被加热，并且然后作为所述蒸气馏分和所述液体馏分排出；以及
(3)所述至少一个液体流的任何剩余部分膨胀到所述较低压力，因此所述膨胀的液体流在所述下部塔中部进料位置供应给所述蒸馏塔。
6.一种用于气体流的分离的设备，所述气体流含有甲烷、C2组分、C3组分和重质烃类组分，所述气体流被分离成挥发性剩余气体馏分和相对难挥发性馏分，所述相对难挥发性馏分含有所述C2组分、C3组分和重质烃类组分的大部分或所述C3组分和重质烃类组分的大部分，在所述设备中具有：
(a)一个或多个热交换装置和至少一个分开装置，以产生至少一个第一流和至少一个第二流，所述至少一个第一流已经在压力下冷却以基本上全部冷凝，并且所述至少一个第二流已经在压力下冷却；
(b)第一膨胀装置，其经连接以接收在压力下的所述基本上冷凝的第一流并将其膨胀到较低压力，由此所述第一流被进一步冷却；
(c)蒸馏塔，其与所述第一膨胀装置连接，以在塔顶进料位置接收所述膨胀的进一步冷却的第一流，其中所述蒸馏塔产生至少一个塔顶蒸气流和塔底液体流；
(d)第二膨胀装置，其经连接以接收在压力下的所述冷却的第二流并将其膨胀到所述较低压力；
(e)所述蒸馏塔进一步连接至所述第二膨胀装置以在塔中部进料位置接收所述膨胀的第二流；以及
(f)所述蒸馏塔经调适以在所述较低压力下对至少所述膨胀的进一步冷却的第一流和所述膨胀的第二流进行分馏，由此所述相对难挥发性馏分中的组分被回收在所述塔底液体流中，并且所述挥发性剩余气体馏分作为所述塔顶蒸气流排出；
改进之处在于其中所述设备包括
(1)热量和质量传递装置，其安装在处理总成中并连接至所述第一膨胀装置以接收所述膨胀的进一步冷却的第一流并将其加热，并且然后将所述加热的膨胀的第一流作为蒸气馏分和液体馏分排出；
(2)第一组合装置，其安装在所述处理总成中并连接至所述蒸馏塔并且连接至所述热量和质量传递装置以接收所述塔顶蒸气流和所述蒸气馏分并形成组合蒸气流；
(3)所述热量和质量传递装置进一步连接至所述第一组合装置以接收所述组合蒸气流并将其冷却，从而供应元件(1)中的加热的至少一部分而同时将来自所述组合蒸气流的难挥发性组分冷凝，从而形成冷凝流和剩余蒸气流，并且然后将来自所述处理总成的所述剩余蒸气流作为所述挥发性剩余气体馏分排出；
(4)第二组合装置，其安装在所述处理总成中并连接至所述热量和质量传递装置以接收所述冷凝流和所述液体馏分并形成组合液体流；
(5)所述第二组合装置进一步连接至所述蒸馏塔以将所述组合液体流供应给所述蒸馏塔的所述塔顶进料位置；以及
(6)控制装置，其经调适以调节所述组合液体流相对于所述蒸馏塔的量和温度以将所述蒸馏塔的塔顶温度维持在一个温度，由此在所述相对难挥发性馏分中的组分的大部分被回收在所述塔底液体流中。
7.根据权利要求6所述的设备，其中
(1)泵送装置连接至所述第二组合装置以接收所述组合液体流并将其泵送到较高压力；以及
(2)所述泵送装置进一步连接至所述蒸馏塔以将所述组合液体流供应给所述蒸馏塔的所述塔顶进料位置。
8.根据权利要求7所述的设备，其中所述泵送装置安装在所述处理总成内。
9.根据权利要求6、7或8所述的设备，其中
(1)所述一个或多个热交换装置经调适以在压力下冷却所述气体流，足以使其部分冷凝；
(2)分离装置连接至所述一个或多个热交换装置以接收所述部分冷凝的气体流并将其分离成蒸气流和至少一个液体流；
(3)所述至少一个分开装置连接至所述分离装置并且经调适以接收所述蒸气流并将其分成至少一个第一蒸气流和第二蒸气流；
(4)所述一个或多个热交换装置连接至所述至少一个分开装置并且经调适以接收所述第一蒸气流并将其冷却到足以基本上使其冷凝的程度，并且从而形成所述基本上冷凝的第一流；
(5)所述第二膨胀装置连接至所述至少一个分开装置并且经调适以接收所述第二蒸气流并将其膨胀到所述较低压力，从而形成所述膨胀的第二流；
(6)第三膨胀装置连接至所述分离装置以接收所述至少一个液体流的至少一部分并将其膨胀到所述较低压力，所述第三膨胀装置进一步连接至所述蒸馏塔以将所述膨胀的液体流在所述塔中部进料点下方的下部塔中部进料点供应给所述蒸馏塔；以及
(7)所述蒸馏塔经调适以在所述较低压力下将至少所述膨胀的进一步冷却的第一流、所述膨胀的第二流和所述膨胀的液体流进行分馏，由此将所述相对难挥发性馏分中的组分回收在所述塔底液体流中。
10.根据权利要求9所述的设备，其中
(1)第三组合装置连接至所述至少一个分开装置和所述分离装置以接收所述第一蒸气流和所述至少一个液体流的至少一部分并形成组合流；
(2)所述一个或多个热交换装置连接至所述第三组合装置并且经调适以接收所述组合流并且将其冷却到足以基本上使其冷凝的程度；
(3)所述第一膨胀装置连接至所述一个或多个热交换装置并且经调适以接收所述基本上冷凝的组合流并将其膨胀到所述较低压力，由此将其进一步冷却；
(4)所述热量和质量传递装置经调适以接收所述膨胀的进一步冷却的组合流并将其加热，然后将所述加热的膨胀的组合流作为所述蒸气馏分和所述液体馏分排出；以及
(5)所述第三膨胀装置经调适以接收所述至少一个液体流的任何剩余部分并将其膨胀到所述较低压力，因此所述膨胀的液体流在所述下部塔中部进料位置供应给所述蒸馏塔。
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