CN1759286A - 低温天然气加工厂的lng生产 - Google Patents

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Abstract

本发明公开一种与加工天然气以回收天然气液体(NGL)相结合的液化天然气方法。该方法中，从NGL回收工厂的物流之一取出待液化的天然气物流，在压力下冷却，使之冷凝。从NGL回收工厂取出一种蒸馏物流，以提供冷凝天然气物流所需的某些冷却。已冷凝物流的一部分膨胀到中压，然后用来提供冷凝天然气物流所需的某些冷却，之后再按规定路线送到NGL回收工厂，从而其含有的任何更重质的烃回收在NGL产品中。已冷凝物流的其余部分膨胀到低压，形成液化的天然气物流。

Description

低温天然气加工厂的LNG生产
发明背景
本发明涉及加工天然气以生产高甲烷纯度的液化天然气(LNG)的方法。特别地，通过集成在利用低温工艺回收天然气液体(NGL)和/或液化石油气(LPG)的天然气加工厂中，本发明很好地适用于联产LNG。
天然气典型地从钻入地下储藏的油井中回收。它通常含有主要部分的甲烷，即甲烷占该气体的至少50摩尔％。根据特定的地下储藏，天然气还含有相对少量的更重质烃如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等，以及水、氢、氮、二氧化碳和其它气体。
大多数天然气以气体形式被处理。将天然气从气源输送到气体加工厂，以及之后输送到天然气消费者的最常见手段是高压气体传输管网。但是，在许多情况下，已经发现，必须和/或理想的是使天然气液化以便输送或使用。例如，在偏远地区，通常没有管网设施允许方便地输送天然气到市场上。这种情况下，由于LNG的比容比气态天然气小很多，允许用货船或运货卡车输送LNG，从而大大减少了运输费用。
支持天然气液化的另一情况是它作为机动车辆燃料的用途。在大都市地区有大批的公交车、出租车和卡车，如果有可获得的经济的LNG来源，那么这些车辆都可由LNG提供动力。与由燃烧更高分子量烃的汽油和柴油提供动力的类似车辆相比，这些以LNG为燃料的车辆产生显著少的空气污染，这是因为天然气的清洁燃烧性质。此外，由于甲烷的C∶H比低于全部其它的烃燃料，如果LNG具有高的纯度(即甲烷纯度为95摩尔％或更高)，那么产生的二氧化碳(一种“温室气体”)量将显著减少。
本发明总体上涉及作为低温气体加工厂联产品的天然气的液化，该低温气体加工厂还生产天然气液体(NGL)如乙烷、丙烷、丁烷和更重质烃组分。根据本发明的待加工天然气物流的典型分析，以近似摩尔百分数计，为92.3％甲烷，4.4％乙烷和其它C2组分，1.5％丙烷和其它C3组分，0.3％异丁烷，0.3％正丁烷，0.3％的戊烷和更高烷，其余为氮气和二氧化碳。某些时候还存在含硫气体。
已知很多用于使天然气液化的方法。例如，参见Finn，Adrian J.，Grant L.Johnson和Terry R.Tomlinson，″LNG Technology forOffshore and Mid-Scale Plants″，Proceedings of theSeventy-Ninth Annual Convention of the Gas ProcessorsAssociation，第429-450页，Atlanta，Georgia，2000年3月13-15日，以及Kikkawa，Yoshitsugi，Masaaki Ohishi和Noriyoshi Nozawa，″Optimize the Power System of Baseload LNG Plant″，Proceedingsof the Eightieth Annual Convention of the Gas ProcessorsAssociation，San Antonio，Texas，2001年3月12-14，可纵览大量的这类方法。美国专利4,445,917；4,525,185；4,545,795；4,755,200；5,291,736；5,363,655；5,365,740；5,600,969；5,615,561；5,651,269；5,755,114；5,893,274；6,014,869；6,053,007；6,062,041；6,119,479；6,125,653；6,250,105 B1；6,269,655 B1；6,272,882 B1；6,308,531 B1；6,324,867 B1；6,347,532 B1；2001年11月22日公开的国际专利公开第WO01/88447A1号；2001年4月20日提交的我们的共同未决美国专利申请序列号第09/839,907号；2002年6月4日提交的我们的共同未决美国专利申请序列号第10/161,780号；以及2002年10月23日提交的我们的共同未决美国专利申请序列号第10/278,610号也描述了相关的方法。这些方法总体上包括多个步骤，其中，天然气被纯化(通过除去水和不可取化合物如二氧化碳和含硫化合物)、冷却、冷凝和膨胀。天然气的冷却和冷凝可通过很多不同的方式完成。“级联冷却”采用天然气与数种致冷剂的热交换，该数种致冷剂具有依次降低沸点，如丙烷、乙烷和甲烷。作为可选方案，这一热交换可利用单一致冷剂，通过在各种不同压力程度下蒸发该致冷剂实现。“多组分冷却”采用天然气与一种或多种致冷剂流体的热交换，该致冷剂流体由数种致冷剂组分构成，代替了多个单组分致冷剂。天然气的膨胀可等焓地(例如用Joule-Thomson膨胀)和等熵地(例如用做功-膨胀涡轮机)实现。
虽然这些方法的任一种都能用来生产车用级LNG，但是，与这些方法相关的资本和操作费用总体上使这类设备的安装不经济。例如，液化之前从天然气除去水、二氧化碳、硫化合物等所需的纯化步骤，就像所采用冷却循环的驱动器一样，意味着这类设备的相当大资本和操作费用。这使本发明人研究将LNG生产集成入从天然气回收NGL的低温气体加工厂的可行性。这样一种集成LNG生产方法将消除对单独的气体纯化设备和压缩设备的需求。此外，将LNG液化的冷却/冷凝和NGL回收所需工艺冷却集成在一起的潜力，将导致LNG液化方法显著的效率提高。
根据本发明，已经发现，利用比现有技术方法更少的能量，能够从低温NGL回收工厂联产甲烷纯度超过99％的LNG，同时不会减少NGL的回收水平。本发明虽然适用于较低压力和较高温度，但特别有利的是，在400～1500psia(2,758～10,342kPa(绝压))或更高，在要求NGL回收塔的塔顶温度为-50°F(-46℃)或更低的条件下，加工原料气体。
为了更好地了解本发明，可参考下面的实施例和附图。参见附图：
图1是根据美国专利第4,278,457号的现有技术的低温天然气加工厂流程图。
图2是根据现有技术方案改造所述低温天然气加工厂使之适于联产LNG时的流程图。
图3是利用根据美国专利第5,615,561号的现有技术方案，改造所述低温天然气加工厂使之适于联产LNG时的流程图。
图4是利用根据共同未决美国专利申请序列号09/839,907的一个实施方案，改造所述低温天然气加工厂使之适于联产LNG时的流程图。
图5是根据本发明，所述低温天然气加工厂适于联产LNG时的流程图。
图6是流程图，示出由所述低温天然气加工厂联产LNG的本发明应用的一个可选方法。
图7是流程图，示出由所述低温天然气加工厂联产LNG的本发明应用的另一个可选方法。
在对上述附图的以下说明中，提供了一些按代表性工艺条件计算的流量汇总表。为了方便起见，在本说明书的表格中，流量数值(以摩尔/小时)已四舍五入成最接近的整数。表中所列的总物流流量包括所有非烃组分，因此它通常大于烃组分物流流量之和。所列温度为近似值，已四舍五入成最接近的温度。还应当指出，为了比较图中所示工艺而进行的方法设计计算都基于一个假设，即从周围环境到工艺或从工艺到周围环境没有热损失。商业上可获得的绝缘材料的质量使这一假设成为非常合理的假设，而且这一假设为本领域技术人员所典型采用。
为方便起见，用传统的英制单位和国际单位制体系(SI)报告工艺参数。表格所列摩尔流量可解释为磅·摩尔/小时，或千克·摩尔/小时。报告为马力(HP)或千·英制热单位/小时(MBTU/Hr)的能耗对应于所述以磅·摩尔/小时计的摩尔流量。报告为千瓦的能耗对应于所述以千克·摩尔/小时计的摩尔流量。报告为加仑/天(gallons/D)或磅/小时(Lbs/hour)的LNG产量对应于所述以磅·摩尔/小时计的摩尔流量。报告为立方米/天(m3/D)或千克/小时(kg/H)的LNG产量对应于所述以千克·摩尔/小时计的摩尔流量。
现有技术描述
现在参看图1，为了比较的目的，我们从不联产LNG的NGL回收工厂实施例开始。在根据US4,278,457的现有技术NGL回收工厂模拟中，90°F(32℃)和740psia(5,102kPa(a))的进料气作为物流31进入工厂。如果进料气含有使产品物流不能符合规格的某一浓度二氧化碳和/或硫化合物，那么通过适当的原料气预处理(未示出)除去这些化合物。另外，原料流通常脱水，以防止在低温条件下生成水合物(冰)。固体干燥剂典型地用于此目的。
原料流31在换热器10内与-66°F(-55℃)的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36a)，来自甲烷馏除器底泵18的56°F(13℃)塔底液体产品(物流41a)，36°F(2℃)的甲烷馏除器再沸器液体(物流40)，-35°F(-37℃)的甲烷馏除器侧再沸器液体(物流39)进行热交换，从而原料流31被冷却。应当注意的是，在所有情况下，换热器10表示多个单独的换热器，或一个多通道换热器，或它们的任何组合(对于指定的冷却设备，决定是否采用多个换热器取决于很多因素，包括但不限于进料气流量、换热器尺寸、物流温度等)。冷却后的物流31a在-43°F(-42℃)和725psia(4,999kPa(a))下进入分离器11，冷凝液(物流35中)与蒸汽(物流32)分离。
从分离器11出来的蒸汽(物流32)被分成两股物流，33和34。占总蒸汽约27％的物流33流过换热器12，与甲烷馏除器塔顶蒸汽流36进行热交换，使物流33a冷却和基本冷凝。-142°F(-9 7℃)的已基本冷凝的物流33a然后通过一个合适的膨胀设备如膨胀阀13，急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约320psia(2,206kPa(a))。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流冷却。在图1所示方法中，离开膨胀阀13的已膨胀物流33b达到-153°F(-103℃)，之后送入位于分馏塔17上部区域的分离段17a中。在分离段17a中分离的液体成为甲烷馏除器17b的塔顶进料。
从分离器11出来的其余73％蒸汽(物流34)进入做功膨胀机14，由这部分高压原料提取机械能。做功膨胀机14使蒸汽从约725psia(4,999kPa(a))基本上等熵膨胀到塔操作压力，做功膨胀使膨胀后的物流34a冷却到约-107°F(-77℃)。典型的商业可获得膨胀机能回收80～85％的理想等熵膨胀的理论可获得功。回收的功常用来驱动例如再次压缩残余气体(物流38)的离心压缩机(如附图标记15)。膨胀后的部分冷凝物流34a作为原料，在中间点送入蒸馏塔中。分离器液体(物流35)被膨胀阀16类似地膨胀到塔的操作压力，从而物流35a冷却到-72°F(-58℃)，然后在较低的中间塔进料处，进入分馏塔17的甲烷馏除器中。
分馏塔17中的甲烷馏除器是一个常规蒸馏塔，包括多个垂直间隔的塔盘，一个或多个填充床，或塔盘和填料的某种组合。和天然气加工厂常见的情况一样，分馏塔由两段构成。上段17a是分离器，其中部分蒸发的塔顶进料分成相应的蒸汽部分和液体部分，从较低的蒸馏级或甲烷馏除器17b上升的蒸汽与塔顶进料的蒸汽部分合并，形成冷的甲烷馏除器顶蒸汽(物流36)，在-150°F(-101℃)下离开塔的顶部。较低的甲烷馏除器17b装有塔盘和/或填料，它提供下降液体和上升蒸汽之间的必要接触。甲烷馏除器还包括再沸器，它们加热沿塔下降的部分液体并使之蒸发，因而提供向上流过塔的汽提蒸汽。
液体产品物流41在51°F(10℃)下离开塔的底部，它基于一种典型规格，即以底部产品的摩尔计，甲烷∶乙烷为0.028∶1。该物流在泵18中加压到约650psia(4,482kPa(a))(物流41a)。约56°F(13℃)的物流41a在换热器10中被加热到85°F(29℃)(物流41b)，它同时提供对物流31的冷却。(泵的排放压力通常由液体产品的最终目标设定。通常，液体产品流到储罐，泵的排放压力被如此设定以防止物流41b在换热器10中加热时出现任何蒸发。)
甲烷馏除器的塔顶蒸汽(物流36)与进入原料气逆流地通过换热器12，被加热到-66°F(-55℃)(物流36a)；再通过换热器10，被加热到68°F(20℃)(物流36b)。加热后的甲烷馏除器塔顶蒸汽的-部分被取出作为加工厂的燃料气体(物流37)，其余部分成为残余气体(物流38)。(必须取出的燃料气体量很大程度上取决于驱动工厂气体压缩机的发动机和/或涡轮机所需燃料)，如该实施例中的压缩机19。残余气体再经两级压缩。第一级是膨胀机14驱动的压缩机15。第二级是补充能源驱动的压缩机19，它把残余气体(物流38b)压缩到销售管网压力。残余气体产品(物流38c)在排放冷却器20中被冷却到120°F(49℃)，之后在740psia(5,102kPa(a))下流到销售气体管网内，该压力足以满足管网要求(通常为进料压力数量级)。
图1所示方法的物流流量和能耗汇总列入下表：
表I
(图1)
物流流量汇总——磅·摩尔/小时(千克·摩尔/小时)
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷及更高烷   合计
  313235333436373841   35,47335,2102639,50725,70335,43253134,90141   1,6891,614754361,17821132081,478   58549887134364606579   33118015149131000331   38,43237,85158110,22027,63135,95153935,4122,481
回收率*
乙烷            87.52％
丙烷            98.92％
丁烷及更高烷    99.89％
能量
残余气体压缩    14,517HP(23,866kW)
*(基于未四舍五入的流量)
图2示出图1的NGL回收工厂经改造适于联产LNG的一种方式，这种情况下是通过应用类似于Price所述的现有技术LNG生产方法实现上述改造(Brian C.Price，″LNG Production for Peak ShavingOperations″，Proceedings of the Seventy-Eighth AnnualConvention of the Gas Processors Association，第273-280页，Atlanta，Georgia，2000年3月13-15日)。图2所示方法考虑的进料气组成和条件与图1所示相同。在这一实施例和下面所有实施例中，模拟都基于联产公称50,000加仑/天(417立方米/天)LNG，其中LNG体积在流动(非标准)条件下测量。
在图2方法的模拟中，NGL回收工厂的进料气冷却、分离和膨胀设计与图1所用相同。这种情况下，NGL回收工厂产生的已压缩和冷却的甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流45c)分成两部分。一部分(物流38)是用于工厂的残余气体，被引入销售气体管网。另一部分(物流71)是LNG生产工厂的原料物流。
NGL回收工厂的进料气(物流31)在加工之前未经二氧化碳去除处理。虽然进料气的二氧化碳浓度(约0.5摩尔％)不会对NGL回收工厂产生任何操作问题，但是，这一二氧化碳显著部分将在甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)中离开工厂，接下来污染LNG生产段的原料流(物流71)。此物流中的二氧化碳浓度为约0.4摩尔％，高于该现有技术方法所能容忍的浓度(约0.005摩尔％)。因此，在进入LNG生产段之前，原料流71必须在二氧化碳去除段50中进行加工，以避免由二氧化碳结冰导致的操作问题。虽然很多不同的方法能用于去除二氧化碳，但是其中的很多方法导致处理后的气流部分或完全被水饱和。由于原料流中的水也会导致LNG生产段的结冰问题，因此非常可能的是，二氧化碳去除段50还必须包括处理后的气流脱水。
处理后的原料流作为物流72，在120°F(49℃)和730psia(5,033kPa(a))下进入LNG生产段，在换热器51中通过与-261°F(-163℃)的致冷剂混合物(物流74b)进行热交换而冷却。换热器51的目的是将原料流冷却到基本上冷凝，而且，优选使该物流过冷，以消除后续膨胀步骤产生的任何闪蒸蒸汽。但对于前述条件，由于原料流的压力高于临界凝结压力，所以物流冷却时没有液体冷凝。相反地，冷却后的物流72a在-256°F(-160℃)下作为浓相流体离开换热器51。(临界凝结压力是蒸汽相能存在于多相流体的最大压力。在低于临界凝结压力的压力下，物流72a典型地将作为过冷液体流离开换热器51。)
物流72a进入做功膨胀机52，由这一高压物流提取机械能。膨胀机52使浓相流体从约728psia(5,019kPa(a))基本上等熵膨胀到稍高于大气压的LNG储存压力(18psia[124kPa(a)])。做功膨胀使膨胀后的物流72b冷却到约-257°F(-160℃)，之后该物流被引入容纳LNG产品的LNG储罐53中(物流73)。
物流72的所有冷却都由一个封闭循环的制冷循环提供。此循环的工作流体是烃和氮的混合物，混合物的组成根据需要调节，从而在用可获得的冷却介质在合理压力下冷凝的同时，提供所需的致冷剂温度。这种情况下，由于已经假设用环境大气冷凝，所以图2方法的模拟中采用由氮、甲烷、乙烷、丙烷和更重质烃组成的致冷剂混合物。以近似摩尔百分比计，该物流的组成为5.2％氮，24.6％甲烷，24.1％乙烷和18.0％丙烷，其余为更重质烃。
致冷剂物流74在120°F(49℃)和140psia(965kPa(a))下离开分凝器56。它进入换热器51，冷凝，并随后被闪蒸的致冷剂物流74b过冷至-256°F(-160℃)。过冷的液体物流74a在膨胀阀54中基本上等焓地从约138psia[951kPa(a)]急骤膨胀到约26psia[179kPa(a)]。膨胀时，一部分物流蒸发，使总物流冷却到-261°F(-163℃)(物流74b)。急骤膨胀后的物流74b然后再次进入换热器51，在蒸发和过热的同时提供对原料气(物流72)和致冷剂(物流74)的冷却。
过热的致冷剂蒸汽(物流74C)以110°F(43℃)离开换热器51并流到由补充电源驱动的致冷剂压缩机55。压缩机55压缩致冷剂到145psia(1000kPa(a))，然后，压缩后的物流74d返回到分凝器56以完成循环。
图2所示方法的物流流量和能耗汇总列入下表：
表II
(图2)
物流流量汇总——磅·摩尔/小时(千克·摩尔/小时)
  物流   甲烷   乙烷   丙烷  丁烷及更高烷  合计
  313637717274384173   35,47335,43259645245249234,38441452   1,6892114334812041,4783   585600036165790   331000056203310   38,43235,9516054594572,00034,8872,481457
回收率*
乙烷            87.52％
丙烷            98.92％
丁烷及更高烷    99.89％
LNG             50,043加仑/天[417.7立方米/天]
                7,397′磅/小时[7,397千克/小时]
LNG纯度*        98.94％
能量
残余气体压缩    14,484HP(23,811kW)
致冷剂压缩      2,282HP(3,752kW)
总压缩          16,766HP(27,563kW)
*(基于未四舍五入的流量)
如前所述，图2中的NGL回收工厂和图1方法中的工厂同样操作，故表II所列乙烷、丙烷、丁烷及更高烷的回收程度与表I完全相同。唯一的显著区别在于两方法用的工厂燃料气体量(物流37)。比较表I和II可见，图2方法的工厂燃料气消耗较大，这因为致冷剂压缩机55的附加能耗(假设由燃气轮机或涡轮机驱动)。因此相应更少量的气体进入残余气体压缩机19(物流45a)，所以与图1方法相比，图2方法的此压缩机能耗稍少。
图2方法比图1方法的压缩能量净增为2,249HP[3,697kW]，它用来产生了公称50,000加仑/天[417立方米/天]的LNG。由于LNG的密度根据其储存条件变化显著，因此更一致的是评价单位质量LNG的能耗。这种情况下，LNG产量为7,397磅/小时[7,397千克/小时]，故图2方法的单位能耗为0.304马力-小时/磅[0.500千瓦-小时/千克]。
对于改造将NGL回收工厂的残余气体用作LNG生产原料气源的现有技术LNG生产方法，从LNG原料气除去更重质烃的设备并未包括在内。因此，原料气中存在的全部更重质烃成为LNG产品的一部分，降低了LNG产品纯度(即甲烷浓度)。如果需要更高的LNG纯度，或者原料气来源含有更高浓度的更重质烃(例如进料气物流31)，就要求在原料物流72冷却到中压之后，从换热器51中取出该物流，分离出冷凝液体，使未冷凝蒸汽随后返回换热器51中以冷却到最终出口温度。这些冷凝液体优选含主要量的更重质烃，以及显著部分的液体甲烷，它们然后被再次蒸发，用来供给部分的工厂燃料气体需求。不幸的是，这意味着从LNG原料物流中去除的C2组分、C3组分和更重质烃组分不会从NGL回收工厂的NGL产品中回收，失去了它们对工厂操作者而言作为液体产品的价值。另外，对诸如本实施例所考虑的原料物流而言，由于方法的操作条件(即在高于物流的临界凝结压力的压力下操作)，原料物流的液体冷凝可能是不可能的，这就意味着这类情况下不能实现更重质烃的去除。
图2的方法基本上是独立的LNG生产设备，没有利用NGL回收工厂的工艺物流或设备。图3示出了另一种方式，其中通过应用根据美国专利第5,615,561号将LNG生产方法集成在NGL回收工厂中的LNG生产现有技术方法，改造图1的NGL回收工厂，使之适于联产LNG。图3所示方法中所考虑的进料气组成和条件与图1和图2所示相同。
图3方法的模拟中，NGL回收工厂的进料气冷却、分离和膨胀设计与图1所用相同。主要的区别在于对NGL回收工厂产生的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)、压缩且冷却的甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流45c)的安排。进料气在90°F(-32℃)和740psia(5,102kPa(a))下作为物流31进入工厂，在换热器10内与-69°F(-56℃)的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36b)，48°F(9℃)来自甲烷馏除器底部泵18的塔底液体产品(物流41a)，26°F(-3℃)的甲烷馏除器再沸器液体(物流40)，以及-50°F(-46℃)的甲烷馏除器侧再沸器液体(物流39)进行热交换，从而冷却。冷却的物流31a在46°F[-43℃]和725psia[4,999kPa(a)]下进入分离器11，将冷凝液体(物流35)与蒸汽(物流32)分离。
从分离器11出来的蒸汽(物流32)被分成两股物流，33和34。占总蒸汽约25％的物流33流过换热器12，与冷的甲烷馏除器塔顶蒸汽流36a进行热交换，被冷却到-142°F(-97℃)。产生的已基本冷凝物流33a然后通过膨胀阀13，急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约291psia(2,006kPa(a))。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流冷却。在图3所示方法中，离开膨胀阀13的已膨胀物流33b达到-158°F(-105℃)，在顶部塔的进料位置送入分馏塔17中。物流33b的蒸汽部分与沿塔的顶分馏级上升的蒸汽合并，形成甲烷馏除器的塔顶蒸汽物流36，从塔上部区域取出。
从分离器11出来的其余75％蒸汽(物流34)进入做功膨胀机14，由这部分高压原料提取机械能。做功膨胀机14使蒸汽从约725psia(4,999kPa(a))基本上等熵膨胀到塔操作压力，做功膨胀使膨胀后的物流34a冷却到约-116°F(-82℃)。膨胀后的部分冷凝物流34a随后作为原料在中间点送入蒸馏塔17。分离器液体(物流35)被膨胀阀16类似地膨胀到塔操作压力，从而使物流35a冷却到-80°F(-62℃)，然后再在较低的中间塔进料处进入分馏塔17。
液体产品(物流41)在42°F(6℃)下离开塔17底部。该物流在泵18中被加压到约650psia(4,482kPa(a))(物流41a)，在换热器10中被加热到83°F(28℃)(物流41b)，在加热的同时它提供了对物流31的冷却。形成塔顶物流的蒸馏蒸汽物流(物流36)在-154°F(-103℃)下离开甲烷馏除器17，分成两部分。一部分(物流43)引入LNG生产段的换热器51中，在加热到-42°F(-41℃)(物流43a)的同时提供该换热器中的大部分冷量。另一部分(物流42)绕过换热器51，由控制阀21调节绕过量以调节换热器51完成的冷却。两部分合并为-146°F(-99℃)，形成物流36a，该物流与进入的原料气逆流地通过换热器12，被加热到-69°F(-56℃)(物流36b)；再通过换热器10，被加热到72°F(22℃)(物流36c)。物流36c与来自LNG生产段的高压(HP)闪蒸蒸汽(物流73a)合并，形成72°F(22℃)的物流44。此物流的一部分被取出(物流37)作为加工厂燃料气体的一部分，其余(物流45)再经两级压缩，即膨胀机14驱动的压缩机15和补充能源驱动的压缩机19，然后在排放冷却器20中冷却到120°F(49℃)。冷却的压缩物流(物流45c)然后分成两部分。一部分是残余气体产品(物流38)，在740psia(5,102kPa(a))下流到销售气体管网。其余部分(物流71)为LNG生产段的原料物流。
NGL回收工厂的进料气(物流31)在加工前未经二氧化碳去除处理。虽然进料气的二氧化碳浓度(约0.5摩尔％)不会对NGL回收工厂产生任何操作问题，但二氧化碳的显著部分将在甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)中离开工厂，接下来污染LNG生产段的原料流(物流71)。物流中的二氧化碳浓度为约0.4摩尔％，高于此现有技术方法所能容忍的浓度(约0.005摩尔％)。对图2方法而言，在进入LNG生产段之前，原料流71必须在二氧化碳去除段50(可能还包括待处理气流的脱水)中进行加工，以避免由于二氧化碳结冰导致的操作问题。
处理后的原料气作为物流72在120°F(49℃)和730psia(5,033kPa(a))下进入LNG生产段，在换热器51中与-200°F(-129℃)的低压(LP)闪蒸蒸汽(物流75)，-164°F(-109℃)的高压闪蒸蒸汽(物流73)，-154°F(-103℃)的来自NGL回收工厂的一部分甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流43)进行热交换，从而冷却。换热器51的目的是将原料流冷却到基本上冷凝，而且优选使该物流过冷，从而减少在LNG冷却部分的后续膨胀步骤产生的闪蒸蒸汽量。但是，对前述条件而言，原料流的压力高于临界凝结压力，所以物流冷却时没有液体冷凝。相反地，冷却后的物流72a在-148°F(-100℃)下作为浓相流体离开换热器51。在低于临界凝结压力的压力下，物流72a典型地将作为冷凝(优选过冷)的液体物流离开换热器51。
物流72a在膨胀阀52中基本上等焓地从约727psia(5,012kPa(a))急骤膨胀到高压闪蒸槽53的操作压力，约279psia[1,924kPa(a)]。膨胀时，-部分物流蒸发，使总物流冷却到-164°F(-109℃)(物流72b)。急骤膨胀的物流72b然后进入高压闪蒸槽53中，分离出高压闪蒸蒸汽(物流73)，如前所述将其引入换热器51。高压闪蒸槽的操作压力被设定为使离开换热器51的已加热高压闪蒸蒸汽(物流73a)处于足够压力下，从而允许其并入离开NGL回收工厂的已加热的甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36c)中，而且在取出一部分(物流37)作为工厂燃料气体部分之后，由压缩机15和19压缩。
来自高压闪蒸槽53的高压闪蒸液体(物流74)在膨胀阀54中从高压闪蒸槽的操作压力基本上等熵地急骤膨胀到低压闪蒸槽55的操作压力，约118psia[814kPa(a)]。膨胀时，一部分物流蒸发，使总物流冷却到-200°F(-129℃)(物流74a)。急骤膨胀的物流74a然后进入低压闪蒸槽55中，分离出低压闪蒸蒸汽(物流75)，如前所述将其引入换热器51。低压闪蒸槽的操作压力被设定为使离开换热器51的已加热低压闪蒸蒸汽(物流75a)处于足够压力下，从而允许其用作工厂燃料气体。
来自低压闪蒸槽55的低压闪蒸液体(物流76)在膨胀阀56中从低压闪蒸槽的操作压力基本上等熵地急骤膨胀到稍高于大气压的LNG储存压力(18psia[124kPa(a)])。膨胀时，一部分物流蒸发，使总物流冷却到-254°F(-159℃)(物流76a)，然后引入LNG储罐57中，从LNG产品(物流78)中分离出膨胀产生的闪蒸蒸汽(物流77)。
来自LNG储罐77的闪蒸蒸汽(物流77)压力太低不能用作工厂燃料气且温度太低不能直接进入压缩机。因此，首先将其在加热器58中加热到-30°F(-34℃)(物流77a)，然后用压缩机59和60(由补充能源驱动)压缩该物流(物流77c)。在后冷器61中冷却后，115psia(793kPa(a))的物流77d与物流37和75a合并成为工厂燃料气(物流79)。
图3所示方法的物流流量和能耗汇总列入下表：：
表III
(图3)
物流流量汇总——磅·摩尔/小时(千克·摩尔/小时)
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷及更高烷   合计
  3132353334364371727374757677374579384178   35,47335,1553188,64826,50735,4322,8358158158573015058013033035,18761034,37241450   1,6891,599903931,206210175505050220822031,4795   58548210311936350000000005055800   3311661654112500000000000003310   38,43237,7516819,28728,46435,9482,8768278248673815158713233535,69961834,8722,484455
回收率*
乙烷                     87.60％
丙烷                     99.12％
丁烷及更高烷             99.92％
LNG                      50,063加仑/天[417.8立方米/天]
                         7,365Lb/Hr[7,365kg/Hr]
LNG纯度*                 98.91％
能量
残余气体压缩1            7,071HP(28,065kW)
闪蒸蒸汽压缩             142HP(233kW)
总压缩                   17,213HP(28,298kW)
*(基于未四舍五入的流量)
图3的方法利用冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)的一部分(物流43)为LNG生产方法提供制冷，这夺去NGL回收工厂的某些制冷。比较用于图3方法的表III和用于图2方法的表II所示回收程度，显示二者方法的NGL回收保持为基本上相同的程度。但是，这导致图3方法公用消耗的费用增加。比较表III和表II的公用消耗，显示图3方法的残余气体压缩高于图2方法几乎18％。因此，保持图3方法的回收程度只能通过降低甲烷馏除器17的操作压力，增加膨胀机14的做功膨胀，并因此降低甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)的温度，从而弥补在物流43中从NGL回收工厂损失的制冷。
比较表I和III可见，图3方法的工厂燃料气体消耗较高，这是因为闪蒸蒸汽压缩机59和60的附加能耗(假设它们由燃气轮机或涡轮机驱动)，以及残余气体压缩机19的较高能耗。因此，相应地较少量的气体进入残余气体压缩机19中(物流45a)，但是因为较高的压缩比，图3方法中该压缩机的能耗仍高于图1方法。图3方法比图1方法的压缩功率净增为2,696HP[4,432kW]，产生了50,000加仑/天[417立方米/天]的LNG。图3方法的单位能耗为0.366HP-H/Lb[0.602kW-H/kg]，或者高于图2方法约20％。
图3方法没有在LNG生产段提供从原料气除去更重质烃的设备。虽然原料气中存在的某些更重质烃在闪蒸蒸汽(物流73和75)中离开分离器53和55，但是大多数的更重质烃成为LNG产品的一部分，降低了纯度。图3方法不能增加LNG纯度，而且，如果含较高浓度更重质烃的原料气(例如进料气物流31，或甚至当NGL回收工厂在较低回收程度下操作时的残余气体物流45c)为LNG生产工厂供给原料气，则LNG纯度甚至低于此实施例所述。
图4示出图1的NGL回收工厂经改造适于联产LNG的另一种方式，这种情况下改造是通过应用根据我们的共同未决美国专利申请序列号No.09/839,907的一个实施方案的LNG生产方法，该方法也将LNG生产方法集成在NGL回收工厂中。图4所示方法中考虑的进料气组成和条件与图1、2和3相同。
在图4方法的模拟中，NGL回收工厂的进料气冷却、分离和膨胀设计与图1所用相同。主要的区别在于对NGL回收工厂产生的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)、压缩且冷却的第三残余气体(物流45a)的安排。进料气在90°F(-32℃)和740psia(5,102kPa(a))下作为物流31进入工厂，通过在换热器10内与-66°F(-55℃)的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流42a)，52°F(11℃)的来自甲烷馏除器底部泵18的塔底液体产品(物流41a)，31°F(0℃)的甲烷馏除器再沸器液体(物流40)，以及-42°F(-41℃)的甲烷馏除器侧再沸器液体(物流39)的热交换而冷却。冷却的物流31a在-44°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]下进入分离器11，将冷凝液体(物流35)与蒸汽(物流32)分离。
从分离器11出来的蒸汽(物流32)被分成两股物流，33和34。占总蒸汽约26％的物流33流过换热器12，与冷的蒸馏蒸汽流42进行热交换，冷却到-146°F(-99℃)。产生的已基本冷凝的物流33a然后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约306psia(2,110kPa(a))。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流冷却。图4所示方法中，离开膨胀阀13的已膨胀物流33b达到-155°F(-104℃)，在顶部塔的进料位置送入分馏塔17中。物流33b的蒸汽部分与从塔的顶分馏级上升的蒸汽合并，形成蒸馏蒸汽物流36，从塔的上部区域取出。
从分离器11出来的其余74％蒸汽(物流34)进入做功膨胀机14，由这部分高压原料提取机械能。做功膨胀机14使蒸汽从约725psia(4,999kPa(a))基本上等熵膨胀到塔的操作压力，做功膨胀使膨胀后物流34a冷却到约-110°F(-79℃)。膨胀后的部分冷凝物流34a随后作为原料在中间点处送入蒸馏塔17。分离器液体(物流35)被膨胀阀16类似地膨胀到塔操作压力，从而将物流35a冷却到-75°F(-59℃)，然后在较低的中间塔进料处进入分馏塔17。
液体产品(物流41)在47°F(8℃)下离开塔17底部。该物流在泵18中被加压到约650psia(4,482kPa(a))(物流41a)，在换热器10中被加热到83°F(28℃)(物流41b)，它同时提供了对物流31的冷却。形成塔顶物流的蒸馏蒸汽物流(物流36)在-151°F(-102℃)下分成两部分。一部分(物流43)引入LNG生产段。其余部分(物流42)与进入的原料气逆流地通过换热器12，被加热到-66°F(-55℃)(物流42a)；再通过换热器10，被加热到72°F(22℃)(物流42b)。已加热的蒸馏蒸汽物流的一部分被取出(物流37)作为加工厂燃料气体的一部分，其余成为第一残余气体(物流44)。第一残余气体然后再经两级压缩，即膨胀机14驱动的压缩机15和补充能源驱动的压缩机19，形成压缩的第一残余气体(物流44b)。
现在转到LNG生产段，原料物流71在120°F(49℃)和740psia(5,102kPa(a))下进入换热器51。在换热器51中，与冷的LNG闪蒸蒸汽(物流83a)、来自NGL回收工厂的-151°F(-120℃)的蒸汽蒸汽物流(物流43)、闪蒸液体(物流80)和-142°F(-97℃)的蒸馏塔再沸器液体(物流76)进行热交换，原料物流71被冷却为-120°F(-84℃)。(对于所述条件，原料物流压力高于临界凝结压力，因此物流冷却时没有液体冷凝。相反地，冷却物流71a作为浓相液体离开换热器51。对于其它加工条件，可能原料气体压力将低于其临界凝结压力，这种情况下原料物流冷却到基本上冷凝。)产生的已冷却物流71a通过一个合适的膨胀设备如膨胀阀52，急骤膨胀到蒸馏塔56的操作压力(420psia(2,896kPa(a))。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流冷却。在图4所示方法中，离开膨胀阀52的已膨胀物流71b达到-143°F(-97℃)，随后作为原料在中间点送入蒸馏塔56中。
蒸馏塔56充当LNG纯化塔，它回收原料流(物流71b)中存在的几乎全部二氧化碳和比甲烷更重质的烃作为塔底产品(物流77)，使塔顶(物流74)的唯一显著杂质是原料物流所含的氮。蒸馏塔56的回流是通过在换热器51中，使塔的塔顶蒸汽(物流74，-144°F(-98℃))与-155°F(-104℃)的冷LNG闪蒸蒸汽(物流83a)和-157°F(-105℃)的闪蒸液体(物流80)进行热交换，使之冷却和冷凝从而获得的。-146°F(-99℃)的已冷凝物流74a分成两部分。一部分(物流78)成为LNG冷却部分的原料。另一部分(物流75)进入回流泵55。泵送后，-145°F(-98℃)的物流75a从塔顶进料点进入LNG纯化塔56，为塔提供回流液体。这一回流液体精馏沿塔上升的蒸汽，从而塔顶物流(物流74)和接下来的LNG冷却部分原料物流78含有少量的二氧化碳以及比甲烷更重质的烃。
用于LNG冷却部分的原料流(已冷凝液体物流78)在-146°F(-99℃)下进入换热器58，通过与-255°F(-159℃)的冷LNG闪蒸蒸汽(物流83)及冷闪蒸液体(物流79a)的热交换而过冷。该冷闪蒸液体通过从换热器58取出一部分过冷原料流(物流79)，经适当膨胀设备如膨胀阀59急骤膨胀到略高于分馏塔17的操作压力产生。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流从-156°F(-104℃)冷到-160°F(-106℃)(物流79a)。急骤膨胀的物流79a随后如前所述送入换热器58。
其余部分的部分过冷原料物流在换热器58中进一步过冷到-169°F(-112℃)(物流82)。然后进入做功膨胀机60，由这部分中压物流提取机械能。做功膨胀机60使过冷的液体从约414psia(2,854kPa(a))基本上等熵膨胀到略高于大气压的LNG储存压力(18psia(124kPa(a))，做功膨胀使膨胀后物流82a冷却到约-255°F(-159℃)，之后该物流送入LNG储罐61，从LNG产品(物流84)中分离出膨胀产生的闪蒸蒸汽(物流83)。
来自LNG纯化塔56的塔底物流77被膨胀阀57急骤膨胀到略高于分馏塔17的操作压力。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流从-141°F(-96℃)冷到-156°F(-105℃)(物流77a)。急骤膨胀后的物流77a随后与离开换热器58的-155°F(-104℃)已加热闪蒸液体物流79b合并，形成-157°F(-105℃)的混合闪蒸液体物流(物流80)，送入换热器51中。该物流被加热到-90°F(-68℃)(物流80a)，它同时如前所述为LNG原料流71和塔顶蒸汽物流74提供冷却，之后，该物流在较低的塔中间进料点处送入分馏塔17中。
来自LNG储罐61的闪蒸蒸汽(物流83)与进料液体逆流地通过换热器58，被加热到-155°F(-104℃)(物流83a)。然后进入换热器51，被加热到115°F(46℃)(物流83b)，同时为LNG原料流71和塔顶物流74提供冷却。由于此物流在低压下(15.5psia(107kPa(a))，因此在用作工厂燃料气体之前，必须被压缩。用包括中间冷却器64的压缩机63和65(由附加能源驱动)压缩该物流(物流83e)。在后置冷却器66中冷却之后，115psia(793kPa(a))的物流83f与物流37合并，成为工厂的燃料气体(物流85)。
来自NGL回收工厂的冷蒸馏蒸汽物流(物流43)在换热器51中，在为LNG原料流71提供冷却的同时被加热到115°F(46℃)，成为第二残余气体(物流43a)，随后在附加能源驱动的压缩机62中被再次压缩。压缩后的第二残余气体(物流43b)和压缩后的第一残余气体(物流44b)合并，形成第三残余气体物流45。第三残余气体物流45a在排放冷却器20中冷却到120°F(49℃)，之后分成两个部分。一部分(物流71)成为LNG生产段的原料物流。另一部分(物流38)成为残余气体产品，在740psia(5,102kPa(a))下流入销售气体管网。
图4所示方法的物流流量和能耗汇总列入下表：
表IV
(图4)
物流流量汇总-磅·摩尔/小时(千克·摩尔/小时)
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷及更高烷   合计
  3132353334364237717477757879838543384184   35,47335,2012729,25825,94336,68434,7843761,9231,2291,173479750792165921,90034,38541455   1,6891,611784241,18722221021201200002122081,4790   5854959013036566000000000065790   3311781534713100000000000003310   38,43237,8355979,95127,88437,22235,2943821,9511,2421,193484758802226041,92834,8892,483456
回收率*
乙烷                       87.52％
丙烷                       99.05％
丁烷及更高烷               99.91％
LNG                        50,070加仑/天[417.9立方米/天]
                           7,330磅/小时[7,330千克/小时]
LNG纯度*                   99.84％
能量
第一残余气体压缩           15,315HP(25,178kW)
第二残余气体压缩           1,124HP(1,848kW)
闪蒸蒸汽压缩               300HP(493kW)
总压缩                     16,739HP(27,519kW)
*(基于未四舍五入的流量)
比较图4方法的表IV和图1方法的表I所示回收程度可知，二者NGL回收工厂的回收基本上保持为相同程度。图4方法比图1方法的压缩功率净增为2,222HP(3,653kW)，产生了50,000加仑/天[417立方米/天]的LNG，故图4方法的单位能耗为0.303HP-H/Lb[0.498kW-H/kg]。这与图2方法的单位能耗大约相同，低于图3方法约17％。
发明内容
图5示出根据本发明方法的流程图。图5所示方法考虑的进料气组成和条件与图1～4所示方法相同。因此，可将图5的方法与图2～4的方法进行比较，以说明本发明的优点。
在图5模拟的方法中，NGL回收工厂的进料气冷却、分离和膨胀设计与图1所用基本相同。主要的区别在于对NGL回收工厂产生的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)、压缩且冷却的第三残余气体(物流45a)的安排。进料气在90°F(32℃)和740psia(5,102kPa(a))下作为物流31进入工厂，通过在换热器10内与-66°F(-55℃)的冷甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流42a)，53°F(12℃)的来自甲烷馏除器底部泵18的塔底液体产品(物流41a)，32°F(0℃)的甲烷馏除器再沸器液体(物流40)，以及-42°F(-41℃)的甲烷馏除器侧再沸器液体(物流39)的热交换而冷却。冷却的物流31a在-44°F[-42℃]和725psia[4,999kPa(a)]下进入分离器11，将冷凝液体(物流35)与蒸汽(物流32)分离。
从分离器11出来的蒸汽(物流32)被分成两股物流，33和34。占总蒸汽约26％的物流33流过换热器12，与冷的蒸馏蒸汽流42进行热交换，被冷到-146°F(-99℃)。产生的已基本冷凝的物流33a然后通过膨胀阀13急骤膨胀到分馏塔17的操作压力(约306psia(2,110kPa(a))。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流冷却。图5所示方法中，离开膨胀阀13的已膨胀物流33b达到-155°F(-104℃)，在顶部塔的进料位置送入分馏塔17中。物流33b的蒸汽部分与从塔的顶分馏级上升的蒸汽合并，形成蒸馏蒸汽物流36，从塔的上部区域取出。
从分离器11出来的其余74％蒸汽(物流34)进入做功膨胀机14，由这部分高压原料提取机械能。做功膨胀机14使蒸汽从约725psia(4,999kPa(a))基本上等熵膨胀到塔的操作压力，同时做功膨胀使膨胀后物流34a冷却到约-110°F(-79℃)。膨胀后的部分冷凝物流34a随后作为原料在中间点处送入蒸馏塔17。分离器液体(物流35)被膨胀阀16类似地膨胀到塔操作压力，从而物流35a冷却到-75°F(-59℃)，然后在较低的中间塔进料处进入分馏塔17。
液体产品(物流41)在47°F(9℃)下离开塔17底部。该物流在泵18中被加压到约650psia(4,482kPa(a))(物流41a)，在换热器10中被加热到83°F(28℃)(物流41b)，同时提供了对物流31的冷却。形成塔顶物流的蒸馏蒸汽物流(物流36)在-152°F(-102℃)下分成两部分。一部分(物流43)引入LNG生产段。其余部分(物流42)与进入的原料气逆流地通过换热器12，被加热到-66°F(-55℃)(物流42a)；再通过换热器10，被加热到72°F(22℃)(物流42b)。一部分已加热的蒸馏蒸汽物流被取出(物流37)作为加工厂燃料气体的一部分，其余成为第一残余气体(物流44)。第一残余气体然后再经两级压缩，即膨胀机14驱动的压缩机15和补充能源驱动的压缩机19，形成压缩的第一残余气体(物流44b)。
NGL回收工厂的进料气(物流31)在加工之前不经二氧化碳去除处理。虽然进料气的二氧化碳浓度(约0.5摩尔％)不会对NGL回收工厂产生任何操作问题，但这一二氧化碳的显著部分将在甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流36)中离开工厂，接下来污染LNG生产段的原料流(物流71)。物流中的二氧化碳浓度为约0.4摩尔％，高于图5的本发明操作条件(约0.025摩尔％)。与图2和图3方法类似，在进入LNG生产段之前，原料流71必须在二氧化碳去除部分50(其可能还包括处理后气体物流的脱水)中进行加工，以避免由二氧化碳结冰导致的操作问题。
处理后的原料物流72在120°F(49℃)和730psia(5,033kPa(a))下进入换热器51。应当注意的是，在所有情况下，换热器51表示多个单独的换热器，或一个多通道换热器，或它们的任何组合(对于指定的冷却设备，决定是否采用多个换热器取决于很多因素，包括但不限于进料气流量、换热器尺寸、物流温度等。)通过在换热器51中与冷LNG闪蒸蒸汽(物流83a)，来自NGL回收工厂的-152°F(-102℃)蒸馏蒸汽物流(物流43)，以及闪蒸液体(物流79b)进行热交换，原料物流72被冷却到-120°F(-84℃)。(对所述条件而言，原料流的压力高于临界凝结压力，所以当物流冷却时没有液体冷凝。相反地，冷却后的物流72a作为浓相流体离开换热器51。对其它处理条件而言，有可能原料气体压力低于其临界凝结压力，这时原料物流将被冷却到基本上冷凝。)
用于LNG冷却部分的原料流(浓相72a)在-120°F(-84℃)下进入换热器58，通过与-254°F(-159℃)的冷LNG闪蒸蒸汽(物流83)及冷闪蒸液体(物流79a)的热交换而进一步冷却。该冷闪蒸液体是通过从换热器58取出一部分的部分过冷原料流(物流79)，用适当膨胀设备如膨胀阀59急骤膨胀到略高于分馏塔17的操作压力从而产生。膨胀期间，一部分物流蒸发，使总物流从-155°F(-104℃)冷到-158 °F(-106℃)(物流79a)。急骤膨胀的物流79a随后如前所述被送入换热器58。应当注意的是，在所有情况下换热器58表示多个单独的换热器，或一个多通道换热器，或它们的任何组合。在某些情况下，合适的是将换热器51和换热器58的设备组合在一个单独的多通道换热器中。
其余部分的部分过冷原料物流在换热器58中被进一步冷却到-169°F(-112℃)(物流82)。然后进入做功膨胀机60，由这部分高压物流提取机械能。做功膨胀机60使过冷的液体从约720psia(4,964kPa(a))基本上等熵膨胀到略高于大气压的LNG储存压力(18psia(124kPa(a))。做功膨胀使膨胀后的物流82a冷却到约-254°F(-159℃)，之后该物流被送入LNG储罐61，从LNG产品(物流84)中分离出膨胀产生的闪蒸蒸汽(物流83)。
在158°F(-105℃)下离开换热器58的已加热闪蒸液体物流79b被送入换热器51中。它被加热到-85°F(-65℃)(物流79c)，同时如前所述为LNG原料物流72提供冷却，之后该物流在下部的塔中间进料点送入分馏塔17中。
来自LNG储罐61的闪蒸蒸汽(物流83)与进入的浓相物流逆流地通过换热器58，被加热到-158°F(-105℃)(物流83a)。然后进入换热器51，被加热到115°F(46℃)(物流83b)，同时为LNG原料流72提供冷却。由于此物流在低压下(15.5psia(107kPa(a))，因此在其用作工厂燃料气体之前必须被压缩。用包括中间冷却器64的压缩机63和65(由附加能源驱动)压缩该物流(物流83e)。在后置冷却器66中冷却之后，115psia(793kPa(a))的物流83f与物流37合并，成为工厂的燃料气体(物流85)。
来自NGL回收工厂的冷蒸馏蒸汽物流(物流43)在换热器51中，在为LNG原料流72提供冷却的同时被加热到115°F(46℃)，成为第二残余气体(物流43a)，随后在附加能源驱动的压缩机62中被再次压缩。压缩后的第二残余气体(物流4 3b)和压缩后的第一残余气体(物流44b)合并，形成第三残余气体物流45。第三残余气体物流45a在排放冷却器20中冷却到120°F(49℃)，之后被分成两部分。一部分(物流71)成为LNG生产段的原料物流。另一部分(物流38)成为残余气体产品，在740psia(5,102kPa(a))下流到销售气体管网中。
图5所示方法的物流流量和能耗汇总列入下表：
表V
(图5)
物流流量汇总-磅·摩尔/小时(千克·摩尔/小时)
  物流   甲烷   乙烷   丙烷   丁烷及更高烷   合计
  3132353334364237717279838543384184   35,47335,1982759,25725,94136,64634,7953911,8671,8671,2142035941,85134,38841450   1,6891,611784241,18721720621111702112041,4794   5854949113036466000000065790   3311771544713000000000003310   38,43237,8306029,94927,88137,18235,3043971,8941,8871,2262066031,87834,8912,476455
回收率*
乙烷                87.57％
丙烷                99.04％
丁烷及更高烷        99.90％
LNG                 50,025加仑/天[417.5立方米/天]
                    7,354Lb/Hr[7,354kg/Hr]
LNG纯度*            99.05％
能量
第一残余气体压缩    15,332HP(25,206kW)
第二残余气体压缩    1,095HP(1,800kW)
闪蒸蒸汽压缩        273HP(449kW)
总压缩              16,700HP(27,455kW)
*(基于未四舍五入的流量)
比较图5方法的表V和图1方法的表I所示回收程度，显示二者的NGL回收工厂的回收基本上保持为相同程度。图5方法比图1方法的压缩功率净增为2,183HP(3,589kW)，产生了50,000加仑/天[417立方米/天]的LNG，故图5方法的单位能耗为0.297HP-H/Lb[0.488kW-H/kg]。因此，本发明具有分别低于图2和图3现有技术方案2％和19％的单位能耗。
本发明还具有低于根据我们的共同未决美国专利申请序列号第09/839,907号的图4方法的单位能耗，该单位能耗减少约2％。更重要的是，本发明比图4方法更简单，因为没有类似于图4方法的NGL纯化塔56的第二蒸馏***，从而显著减少了用本发明构建的工厂的资本费用。
其它实施方案
本领域熟练技术人员将意识到，本发明适用于允许联产LNG的任何类型NGL工厂。之前描述的实施例已经示出，将本发明用于采用美国专利第4,278,457号所披露方法的NGL回收工厂，以便于对比本发明和现有技术。但是，本发明通常适用于产生-50°F(-46℃)蒸馏蒸汽的任何NGL回收方法。这类NGL回收方法的实例公开和描述在美国专利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；重新出版的US33,408；和我们的共同未决申请第09/677,220号中，这些文献的全部公开内容整体引入此处作为参考。此外，本发明适用于设计回收NGL产品中C3组分和更重质烃组分(即没有显著的C2组分回收)的NGL回收工厂，或适用于这样的NGL回收工厂：该工厂设计用来回收NGL产品中C2组分和更重质烃组分，其***作以将C2组分排除到残余气体中，从而仅回收NGL产品中的C3组分和更重质烃组分(即操作的乙烷排除模式)。
当进入LNG生产段的原料气体(物流72)的压力低于其临界凝结压力时，有利的是在冷却到中温后，取出原料物流，分离出可能形成的任何冷凝液体，然后在做功膨胀机中膨胀该蒸汽物流，之后再将膨胀后的物流冷却到基本上冷凝，这类似于图6所示实施方案。在分离器52中除去的冷凝液体(物流74)优选含原料气中的更重质烃，该物流随后被膨胀阀55急骤膨胀到分馏塔17的操作压力，并在较低的塔中间进料点送入分馏塔17中。这使这些更重质烃回收在NGL产品中(物流41)，从而增加了LNG的纯度(物流84)。如图7所示，某些情况下可能优选将蒸汽物流(物流73)保持在高压下，而不用做功膨胀机减压。
对于工厂原料气(物流31，图5)含可能在低温下固化的烃如重质石蜡烃或苯的情况，通过在NGL产品中回收这些化合物，NGL回收工厂能充当LNG生产段的原料调节单元。离开NGL回收工厂的残余气体将不含显著量的更重质烃，从而在这类情况下，能够用本发明完成用于联产LNG的工厂残余气体的加工，同时没有在LNG产品和LNG冷却部分的换热器内形成固体的危险。如图6和7所示，如果工厂进料气不含在低温下固化的化合物，则工厂进料气的一部分(物流30)能用作本发明的原料气体(物流72)。关于在特定情况下采用本发明何种实施方案的决定还受多种因素影响，如进料气和残余气体压力程度、工厂规模、可获取设备、资本及操作费用的经济平衡等。
根据本发明，LNG生产段的原料物流冷却可以多种方式进行。在图5～7的方法中，原料物流72、膨胀后物流73a(针对图6方法)和蒸汽物流73(针对图7方法)的冷却是通过一部分甲烷馏除器塔顶蒸汽(物流43)，以及LNG冷却部分产生的闪蒸蒸汽和闪蒸液体。但是，甲烷馏除器液体(如物流39)可用于供给图5～7中的物流72，或图6中的物流73a，或图7中的物流73的部分或全部冷却，就像图7所示急骤膨胀后的物流74a那样。此外，可采用任何温度低于物流待冷却温度的物流。例如，可以取出甲烷馏除器的侧蒸汽用于冷却。其它的冷却可能来源包括但不限于闪蒸的高压分离器液体，和机械制冷***。对冷却来源的选择将取决于多种因素，包括但不限于原料气组成和条件、工厂规模、换热器尺寸、潜在冷源的温度等。本领域熟练技术人员还将意识到，可以组合使用前述冷源或冷却方法的任何组合，以获得理想的原料物流温度。
根据LNG原料气体的更重质烃量和LNG原料气体压力，离开换热器51的冷却原料物流72a可不含任何液体(因为高于其露点，或者因为高于其临界凝结压力)，从而不需要图6所示的分离器52。这类情况下，冷却的原料物流能直接流入适当膨胀设备如做功膨胀机53中。
根据本发明，可采用外部制冷，以补给LNG原料气体从其它工艺物流可获取的冷却，特别是在原料气体比实施例所用更富集的情况下。对于各种具体应用而言，必须评估用于工艺换热的来自LNG冷却部分的闪蒸蒸汽和闪蒸液体的应用及分布，用于原料气冷却的换热器具体布置，以及为具体换热器设备选择工艺物流。
还将意识到的是，取出成为闪蒸液体(物流79)的物流72a(图5)，物流73b(图6)，或物流73a(图7)的相对量取决于多种因素，包括LNG原料气压力、LNG原料气组成，能经济地从原料提取的热量，以及可获得的马力。增加取出成为闪蒸液体的量，将减少闪蒸液体压缩的能耗，但是通过增加物流79回到甲烷馏除器17的循环量，从而增加了压缩第一残余气体的能耗。
在换热器58中，使冷凝液体物流72a(图5)、冷凝液体物流73b(图6)或冷凝液体物流73a(图7)过冷，减少了将物流膨胀到LNG储罐61操作压力时产生的闪蒸蒸汽(物流83)的量。这通过减少了闪蒸气体压缩机63和65的能耗，总体上降低了生产LNG的单位能耗。但是，某些环境可能偏向于消除任何过冷，以通过减小换热器58尺寸而降低设备资本费用。
虽然各物流膨胀示于特定膨胀设备中，但合适时可采用可选的膨胀装置。例如，可采用等焓闪蒸膨胀，以替代图5～7中过冷液体物流82的做功膨胀(其结果增加了由膨胀产生的闪蒸蒸汽相对量，从而增加了闪蒸蒸汽压缩的能耗)，或者替代图6中蒸汽物流73的做功膨胀(其结果增加了第二残余气体压缩的能耗)。
虽然已经描述了我们认为的本发明最佳实施方案，但是本领域熟练技术人员应认识到，在此基础上可采用其它的和更进一步的变型，例如调节本发明以适于各种条件、原料类型或其它要求，这不背离由下面的权利要求书所限定的本发明精神。

Claims (8)

1、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的方法，其中：
(a)从回收天然气液体的低温天然气加工厂取出所述天然气物流；
(b)在加压下冷却所述天然气物流，以冷凝该物流的至少一部分，形成冷凝物流；
(c)从所述加工厂取出一种蒸馏物流以供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)取出所述冷凝物流的第一部分，将其膨胀到中压，使之和所述天然气物流进行换热以供给所述冷却的至少一部分，之后将所述第一部分引入所述加工厂；和
(e)将其余部分的所述冷凝物流膨胀到低压，形成所述的液化天然气物流。
2、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的方法，其中：
(a)从回收天然气液体的低温天然气加工厂取出所述天然气物流；
(b)在加压下充分冷却所述天然气物流，以使之部分冷凝；
(c)从所述加工厂取出一种蒸馏物流，以供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)将所述部分冷凝的天然气物流分离成液流和蒸汽流，之后将所述液流引入所述加工厂；
(e)在加压下进一步冷却所述蒸汽流，以冷凝该蒸汽流的至少一部分，形成冷凝物流；
(f)取出所述冷凝物流的第一部分，将其膨胀到中压，使之和所述膨胀的蒸汽流进行换热以供给所述冷却的至少一部分，之后将所述第一部分引入所述加工厂；和
(g)将其余部分的所述冷凝物流膨胀到低压，以形成所述的液化天然气物流。
3、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的方法，其中：
(a)从回收天然气液体的低温天然气加工厂取出所述天然气物流；
(b)在加压下充分冷却所述天然气物流，以使之部分冷凝；
(c)从所述加工厂取出一种蒸馏物流，以供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)将所述部分冷凝的天然气物流分离成液流和蒸汽流，之后将所述液流引入所述加工厂；
(e)使所述蒸汽流膨胀到中压，并在该中压下进一步冷却，以冷凝该蒸汽流的至少一部分，形成冷凝物流；
(f)取出所述冷凝物流的第一部分，将其膨胀到中压，使之和所述膨胀的蒸汽流进行换热以供给所述冷却的至少一部分，之后将所述第一部分引入所述加工厂；和
(g)将其余部分的所述冷凝物流膨胀到低压，形成所述的液化天然气物流。
4、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的方法，其中：
(a)从回收天然气液体的低温天然气加工厂取出所述天然气物流；
(b)在加压下冷却所述天然气物流；
(c)从所述加工厂取出一种蒸馏物流，以供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)使所述冷却的天然气物流膨胀到中压，并在该中压下进一步冷却，以冷凝该物流的至少一部分，形成冷凝物流；
(e)取出所述冷凝物流的第一部分，将其膨胀到中压，使之和所述膨胀的蒸汽流进行换热以供给所述冷却的至少一部分，之后将所述第一部分引入所述加工厂；
(f)使其余部分的所述冷凝物流膨胀到低压，形成所述的液化天然气物流。
5、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的装置，包括：
(a)第一取出设备，其连接于回收天然气液体的低温天然气加工厂，以取出所述天然气物流；
(b)换热设备，其连接于所述第一取出设备，以接收所述天然气物流并在加压下冷却，从而冷凝该物流的至少一部分，形成冷凝物流；
(c)第二取出设备，其连接于所述加工厂以取出一种蒸馏物流，所述第二取出设备进一步连接于所述换热设备，以加热所述蒸馏物流并因此供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)第三取出设备，其连接于所述换热设备，以取出所述冷凝物流的第一部分；
(e)第一膨胀设备，其连接于所述第三取出设备以接收所述第一部分并将其膨胀到中压，所述第一膨胀设备进一步连接以将所述膨胀的第一部分供应给所述换热设备，以加热所述已膨胀的第一部分并因此供应所述冷却的至少一部分，之后所述已加热且膨胀的第一部分被引入所述加工厂；和
(f)第二膨胀设备，其连接于所述换热设备以接收所述冷凝物流的其余部分，并使之膨胀到低压，从而形成所述液化的天然气物流。
6、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的装置，包括：
(a)第一取出设备，其连接于回收天然气液体的低温天然气加工厂，以取出所述天然气物流；
(b)换热设备，其连接于所述第一取出设备，以接收所述天然气物流并在加压下充分冷却，从而部分冷凝该物流；
(c)第二取出设备，其连接于所述加工厂以取出一种蒸馏物流，所述第二取出设备进一步连接于所述换热设备，以加热所述蒸馏物流并因此供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)分离设备，其连接于所述换热设备，以接收所述部分冷凝的天然气物流，并将其分离成蒸汽流和液流，之后所述液流被引入所述加工厂；
(e)所述分离设备被进一步连接以将所述蒸汽流供应给所述换热设备，其中所述换热设备适于进一步在加压下冷却所述蒸汽流，以冷凝该物流的至少一部分，形成冷凝物流；
(f)第三取出设备，其连接于所述换热设备，以取出所述冷凝物流的第一部分；
(g)第一膨胀设备，其连接于所述第三取出设备以接收所述第一部分并将其膨胀到中压，所述第一膨胀设备被进一步连接，以将所述已膨胀的第一部分供应给所述换热设备，从而加热所述已膨胀的第一部分并因此供应所述冷却的至少一部分，之后所述已加热且膨胀的第一部分被引入所述加工厂；和
(h)第二膨胀设备，其连接于所述换热部分，以接收所述冷凝物流的其余部分，并使之膨胀到低压从而形成所述液化的天然气物流。
7、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的装置，包括：
(a)第一取出设备，其连接于回收天然气液体的低温天然气加工厂，以取出所述天然气物流；
(b)换热设备，其连接于所述第一取出设备，以接收所述天然气物流并在加压下充分冷却，从而部分冷凝该物流；
(c)第二取出设备，其连接于所述加工厂以取出一种蒸馏物流，所述第二取出设备进一步连接于所述换热设备，以加热所述蒸馏物流并因此供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)分离设备，其连接于所述换热设备，以接收所述部分冷凝的天然气物流，并将其分离成蒸汽流和液流，之后所述液流被引入所述加工厂；
(e)第一膨胀设备，其连接于所述分离设备以接收所述蒸汽流并将其膨胀到中压，所述第一膨胀设备被进一步连接以将所述已膨胀的蒸汽流供应给所述换热设备，其中所述换热设备适于在所述中压下进一步冷却所述已膨胀的蒸汽流，从而冷凝该物流的至少一部分，并形成冷凝物流；
(f)第三取出设备，其连接于所述换热设备，以取出所述冷凝物流的第一部分；
(g)第二膨胀设备，其连接于所述第三取出设备以接收所述第一部分并将其膨胀到中压，所述第二膨胀设备被进一步连接以将所述已膨胀的第一部分供应给所述换热设备，从而加热所述已膨胀的第一部分并因此供应所述冷却的至少一部分，之后所述已加热且膨胀的第一部分被引入所述加工厂；和
(h)第三膨胀设备，其连接于所述换热设备，以接收所述冷凝物流的其余部分并将其膨胀到低压，从而形成所述液化的天然气物流。
8、液化含甲烷和更重质烃组分的天然气物流的装置，包括：
(a)第一取出设备，其连接于回收天然气液体的低温天然气加工厂，以取出所述天然气物流；
(b)换热设备，其连接于所述第一取出设备，以接收所述天然气物流并在加压下冷却；
(c)第二取出设备，其连接于所述加工厂以取出一种蒸馏物流，所述第二取出设备进一步连接于所述换热设备，以加热所述蒸馏物流并因此供应所述天然气物流的所述冷却的至少一部分；
(d)第一膨胀设备，其连接于所述换热设备以接收所述冷却的天然气物流并将其膨胀到中压，所述第一膨胀设备被进一步连接以将所述已膨胀的天然气物流供应给所述换热设备，其中所述换热设备适于在所述中压下进一步冷却所述已膨胀的天然气物流，从而冷凝该物流的至少一部分，并形成冷凝物流；
(e)第三取出设备，其连接于所述换热设备，以取出所述冷凝物流的第一部分；
(f)第二膨胀设备，其连接于所述第三取出设备以接收所述第一部分并将其膨胀到中压，所述第二膨胀设备被进一步连接，以将所述已膨胀的第一部分供应给所述换热设备，从而加热所述已膨胀的第一部分并因此供应所述冷却的至少一部分，之后所述已加热且膨胀的第一部分被引入所述加工厂；
(g)第三膨胀设备，其连接于所述换热设备，以接收所述冷凝物流的其余部分并将其膨胀到低压，从而形成所述液化的天然气物流。
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