专利名称：：烃气体处理的利记博彩app
技术领域：
：本发明涉及一种用于分离包含烃的气体的工艺。申请人根据美国法典标题35，章节119(e)要求于2005年6月20日提出的在先美国临时申请No.60/692,126的优先斥又。
背景技术：
：乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、和/或重质烃可以从各种气体回收，各种气体如天然气、炼油厂气、及从诸如煤、原油、石脑油、油页岩、焦油砂及褐煤之类的其它烃类材料得到的合成气体流。天然气通常具有较大比例的甲烷和乙烷，即甲烷和乙烷一起构成气体的至少50摩尔百分数。气体也包含较少量的如丙烷、丁烷、戊烷之类的重质烃，以及氢、氮、二氧化碳、及其它气体。本发明一般涉及从这样的气体流回收乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、及重质烃。按照本发明处理的气体流按近似摩尔百分数进行典型分析，是91.6%的甲烷、4.2%的乙烷和其它Q组分、1.3%的丙烷和其它<:3组分、0.4%的异丁烷、0.3%的正丁烷、0.5%的戊烷+、1.4%的二氧化碳，其余由氮组成。含硫气体有时也存在。天然气和其天然气液体(NGL)组分的价格的历史周期波动已经时常减小乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、及作为液体产品的重质组分的增加值。这已经导致对于可提供的更高效回收这些产品的工艺、对于能以较低资金投资和较低生产费用提供高效回收的工艺、及对于可容易地适应或调节以在大范围上改变特定组分的回收率的工艺的需要。用来分离这些物质的适用工艺包括那些基于气体的冷却和致冷、油吸附、及致冷油吸附的工艺。另外，因为可以获得产生动力而同时膨胀并从被处理气体吸收热量的经济型设备，低温工艺已经普遍使用。依据气体源的压力、气体的丰度(乙烷、乙烯、及重质烃含量)、及希望的最终产品，可以采用这些工艺的每一种或其组合。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No.3，292，380;No.4，061，481;No.4，140，504;No.4，157，904;No.4，171，964;No.4，185，978;No.4，251，249;No.4，278，457No.4，519,824;No.4，617，039;No.4，687，499;No.4，689，063;No.4，690，702No.4，854，955;No.4，869，740;No.4，889，545;No.5，275，005;No.5，555，748No.5，568，737;No.5，T71，712;No.5，799，507;No.5，881，569;No.5，890，378No.5，983，664;No.6，182，469;No.6，712，880;No.6，915,662;重新公布的美国专利No.33，408;美国申请公报No.2002/0166336Al;及共同待决申请No.ll/201，358描述了相关工艺(尽管本发明的描述在某些情况在典型的低温膨胀回收工艺中，在压力下供给的气体流通过与工艺的其它流和/或诸如丙烷压缩-致冷系统之类的外部致冷源进行热交换而冷却。当气体被冷却时，液体可以被冷凝或收集到一个或多个分离器中，作为包含一些希望的C2+或C3+组分的高压液体。依据气体的丰度和形成的液体量，高压液体可以膨胀到较低压力并且被分馏。在液体膨胀期间发生的汽化导致流的进一步冷却。在某些条件下，可能希望在膨胀之前预冷却高压液体，以便进一步降低由膨胀生成的温度。由液体和蒸汽的混合物组成的膨胀流在蒸馏(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，以把作为塔顶馏出物蒸汽的残余甲烷、氮、及其它易挥发气体与作为底部液体产品的希望的C2组分、C3组分及重质烃组分分离开，或者把作为塔顶馏出物蒸汽的残余曱烷、C2组分、氮、及其它易挥发气体与作为底部液体产品的希望C3组分和重质烃组分分离开。如果进料气体不完全冷凝(典型地它不会)，则部分冷凝剩余的蒸汽可通过做功膨胀机械或装置、或膨胀阀，传递到较低压力，在该较低压力下另外的液体作为流进一步冷却的结果被冷凝。膨胀之后的压力基本上与蒸馏塔操作压力相同。然后膨胀流作为顶部进料供给到脱甲烷器。典型地，膨胀流的蒸汽部分和脱曱烷器塔顶馏出物蒸汽在分馏塔的上部分离器部分组合，作为残余的甲烷产物气体。或者，冷却和膨胀的流可以供给到分离器，以提供蒸汽和液体流。蒸汽与塔顶馏出物相组合，并且液体被供给到塔作为塔顶进料(topcolumnfeed)。在这样一种分离工艺的理想操作中，离开工艺的残余气体将主要包含进料气体中的所有甲烷，而基本上没有重质烃组分，并且离开脱曱烷器的底部馏分将主要包含所有的重质烃组分，而基本上没有曱烷或更多的挥发性组分。然而，在实际中，由于两个主要原因得不到这种理想情形。第一原因是，传统的脱甲烷器大都作为提馏塔操作。该工艺的甲烷产物因此典型地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及C4+组分的显著损失是因为顶部液体进料包含相当量的这些组分，在离开脱曱烷器的顶部分馏段的蒸汽中导致对应平衡量的C2组分、C3组分、C4组分、及重质烃组分。如果能使上升蒸汽能够与从蒸汽中吸收C2组分、C3组分、C4组分、及重质烃组分的大量液体(回流)接触，则能显著减小这些希望组分的损失。不能得到这种理想情形的第二原因是，在进料气体中包含的二氧化碳在脱曱烷器中分馏，并且即使当进料气体包含的二氧化碳小于1%的浓度在塔中也会积累到高达5%至10%或更大的浓度。在这样的高浓度下，固体二氧化碳的形成依据温度、压力及液体溶解性可能发生。众所周知，天然气流通常包含二氧化碳，有时含量相当大。如果在进料气体中的二氧化碳浓度足够高，则由于固体二氧化碳堵塞工艺设备而不能如希望的那样处理进料气体(除非添加二氧化碳清除设备，这实质上会增加投资成本)。本发明提供一种用来产生补充液体回流流束的装置，该补充液体回流流束将改进对于希望产品的回收效率，而同时实质地减轻二氧化碳结冰的问题。在最近几年，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束的源典型地是在压力下供给的残余气体的再循环流。再循环残余气体流通常与其它工艺流，例如冷分馏塔塔顶馏出物，通过热交换被冷却到充分冷凝。生成的充分冷凝的流然后通过一个适当的膨胀装置，如一个膨胀阀，膨胀到脱曱烷器的操作压力。在膨胀期间，液体的一部分通常将汽化，导致整个流的冷却。然后闪胀流作为顶部进料供给到脱甲烷器。典型地，膨胀流的蒸汽部分和脱甲烷器塔顶馏出物蒸汽在分馏塔中在上部分离器段中组合，作为残余的曱烷产物气体。或者，冷却和膨胀的流可以供给到一个分离器，以提供蒸汽和液体流，从而此后蒸汽与塔顶馏出物相组合，并且液体被供给到塔中作为塔顶进料。这种类型的典型处理方案公开在美国专利No.4，889，545;No.5，568，737;No.5，881,569;No.6，712，880;及Mowrey，E.Ross，"Efficient,HighRecoveryofLiquidsfromNaturalGasUtilizingaHighPressureAbsorber(利用高压吸收器从天然气中有效、高回收率地回收液体)"，ProceedingsoftheEighty-FirstAnnualConventionoftheGasProcessorsAssociation,Dallas,Texas，2002年3月11-13日。
发明内容本发明也采用上部精馏段(或在某些实施例中的分离精馏塔)。然而，两个回流流束提供给这个精馏段。上部回流流束是如上所述的残余气体的再循环流。然而，另外，通过使用侧抽吸在塔的较低部分上升的蒸汽，在较低的进料点处提供辅助回流流束(它可以与一些分离器中的液体相组合)。因为C2组分的较高浓度和在蒸汽中的重质组分在塔中较低，大量的液体能在这种侧抽吸流中冷凝而不升高其压力，常常只使用在离开上部精馏段的冷蒸汽中适用的致冷。主要是液态甲烷和乙烷的这种冷凝液体，然后能用来从通过上部精馏段的较低部分上升的蒸汽中吸收C3组分、Ci组分、及重质烃组分，并且由此捕获在来自脱甲烷器的底部液体产物中的这些有价值的组分。由于较低的回流流束基本上捕获所有C3+组分，所以只有在上部回流流束中的较小液体流率需要吸收在上升蒸汽中剩余的C2组分，并且同样捕获在来自脱甲烷器的底部液体产物中的这些C2组分。至今，这样一种蒸汽侧抽吸特征已经用在Cs+回收系统中，如在受让人的美国专利No.5,799，507中表明的那样。然而，美国专利No.5，799,507的工艺和设备不适于高乙烷的回收。惊奇的是，申请人已经发现，通过把受让人的美国专利No.5，799，507发明的侧抽吸特征与受让人的美国专利No.5，568，737的残余回流特征相组合，可以改进C2回收率，而不牺牲C3+组分回收水平或系统效率。按照本发明，已经发现能得到超过97%的C2组分回收率，而不损失C3+组分回收率。本发明提供的进一步优点是容易适应使用实现受让人的美国专利No.5，799，507所要求的设备的大部分，与其它现有技术的工艺相比，导致较低资金投资成本。另外，本发明使得有可能实现曱烷和轻质组分与C2组分和重质组分的基本上100%的分离，同时保持与现有技术相同的回收水平，并且改进了二氧化碳结冰的危险的安全系数。本发明尽管在较低压力和较高温度下适用，但当在要求的-50。F[-46℃或更冷的NGL回收塔塔顶温度的条件下在400至1500psia[2,758至10,342kPa(a)或更高范围中处理进料气体时，特别有利。为了更好地理解本发明，参照如下例子和附图。参照附图图1是按照美国专利No.5,799，507的现有技术天然气处理工厂的流程图2是按照美国专利No.5,568，737的改进设计的基本情况下天然气处理工厂的流程图3是按照本发明的天然气处理工厂的流程图4是二氧化碳的浓度-温度图，表示本发明的效果；图5是表明本发明应用于天然气流的可选择装置的流程图6是二氧化碳的浓度-温度图，表示关于图5的工艺的本发明的效果；及图7至10是表明本发明应用于天然气流的可选择装置的流程图。具体实施例方式如下是对以上附图的解释，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)值为了便利起见已经四舍五入到最近的整数。在表格中表示的所有流的流率包括所有非烃组分，并因此一般大于烃组分的流束流率的总和。指示的温度是四舍五入到最近的度数的近似值。也应该注意，为了比较在附图描绘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的无热量泄漏的假设。可买到的隔热材料的质量使得这是一种非常合理的假设，并且这是一种由本领域的技术人员做出的典型假设。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以解释为磅摩尔/小时或千克摩尔/小时。能量消耗为马力(HP)和/或千英制热单位/小时(MBTU/Hr)与磅摩尔/小时为单位叙述的摩尔流率相对应验出的千瓦(kW)的能量消耗与以千克摩尔/小时为单位叙述的摩尔流率相对应。图1是工艺流程图，表示使用根据受让人的美国专利No.5，799，507的现有技术从天然气中回收C3+组分的处理工厂的设计。在该工艺的这种模型中，入口气体在120。F[49。C]和1040psia[7，171kPa(a)]下作为流31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)被除去。另外，进料流通常被脱水以防在低温条件下水合物(水)的形成。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中与-88。F[-67。Cl的冷残余气体(流52)和闪胀分离器液体(流33a)通过热交换被冷却。冷却的流31a在-34°F[-37。C1和1025psia[7，067kPa(a)]下进入分离器11，在该处4吏蒸汽(流32)从冷凝液体(流33)中分离。分离器液体(流33)由膨胀阀12膨胀到稍高于分馏塔19的工作压力，把流33a冷却到-67°F[-55°C]。流33a进入热交换器10如前所述的那样对进料气体提供冷却，把流33b在从塔中部较低的进料点处供给到分馏塔19之前，将其加热到U6。F[47。q。分离器蒸汽(流32)进入做功膨胀机械17，在该做功膨胀机械17中，从高压进料的这部分抽取机械能。机械17把蒸汽大体等熵地膨胀到近似420psia[2，894kPa(a)]的塔工作压力，通过做功膨胀把膨胀流32a冷却到近似-108。F[-78。q的温度。典型的可买到的膨胀器能够在理想等熵膨胀理论可得到的做功量的80-88%的量级上进行回收。回收的功常常用来驱动离心压缩机(如物品18)，离心压缩机例如能用来再压缩残余气体(流52a)。部分冷凝膨胀的流32a此后作为进料在塔中上部进料点处供给到分馏塔19。在塔19中的脱甲烷器是一种包含多个竖直隔开的塔盘、一个或多个填充床、或塔盘和填充物的某种组合的传统蒸馏塔。脱曱烷器塔包括两段上部吸收(精馏)段19a，该段包含塔盘和/或填充物，提供上升的膨胀流32a的蒸汽部分与下降的冷液体之间的必要接触，以冷凝和吸收C3组分和重质组分；和较低的汽提段19b，该段包含塔盘和/或填充物，提供下降的液体与上升的蒸汽之间的必要接触。脱甲烷段19b也包括至少一个重煮器(如重煮器20)，该重煮器加热和汽化沿塔向下流的液体的一部分以提供汽提蒸汽，该汽提蒸汽沿塔向上流，以汽提液体产物、流41、甲烷、<:2组分、及轻质组分。流32a在位于在脱曱烷器19的吸收段19a的较低区域的塔中上部进料位置处进入脱甲烷器19。膨胀流32a的液体部分与从吸收段19a向下降的液体混合，并且组合液体继续向下进入脱甲烷器19的汽提段19b中。膨胀流32a的蒸汽部分穿过吸收段19a向上升，并且与向下降的冷液体相接触以冷凝和吸收C3组分和重质组分。蒸馏蒸汽(流42)的一部分从汽提段19b的上部区域退出。这个流然后在热交换器22中通过与以-114。F[-81℃]从脱甲烷器19顶部离开的冷脱曱烷器塔顶馏出物流38和与以-112℉[-80℃]从吸收段19a的下部区域退出的冷蒸馏液体(流47)的一部分进行热交换净皮冷却并净皮部分冷凝(流42a)。随着冷脱曱烷器塔顶馏出物流和蒸馏液体把流42从-39。F[-40。CI冷却到约-109。F[-78℃](流42a)，冷脱甲烷器塔顶馏出物流被加温到近似-87。F[-66℃](流38a)，并且蒸馏液体被加热到-43°F[-42°C](流47a)。然后加热和部分蒸发的蒸馏液体(流47a)在汽提段19b的中点处返回到脱甲烷器19。在回流分离器23中的工作压力被保持得稍低于脱甲烷器19的工作压力。这个压差为蒸馏蒸汽流42流过热交换器22并因此进入回流分离器23提供驱动力，其中使冷凝液体(流44)从未冷凝蒸汽(流43)中分离出来。未冷凝蒸汽流43与来自热交换器22的温的脱甲烷器塔顶馏出物流38a相组合，以形成-88。F[-67。Cl的冷残余气体流52。来自回流分离器23的液体流44由泵24抽吸到稍高于脱曱烷器19的工作压力的压力。生成流44a然后分成两部分。第一部分(流45)作为冷塔顶进料(回流)供给到脱甲烷器19的吸收段19a的上部区域。这种冷液体在脱甲烷器19的吸收(精馏)段19a内部出现吸收冷却效果，其中通过在流45中包含的液态甲烷和乙烷的汽化穿过塔向上升的蒸汽的饱和提供该段的致冷。注意，作为结果，离开上部区域的蒸汽(塔顶馏出物流38)和离开吸收段19a的下部区域的液体(液体蒸馏流47)都比到吸收段19a的进料流(流45和流32a)的任一个更冷。这种吸收冷却作用允许塔顶馏出物(流38)提供在热交换器22中需要的冷却以部分冷凝蒸汽蒸馏流(流42),而不用在比吸收段19a的压力显著高的压力下操作汽提段19b。这种吸收冷却作用也有利于回流流束45冷凝和吸收在穿过吸收段19a向上流动的蒸馏蒸汽中的C3组分和重质组分。抽吸流44a的第二部分(流46)供给到脱甲烷器19的汽提段19b的上部区域，在该处冷液体起回流的作用以吸收和冷凝从下向上流动的C3组分和重质组分，从而使蒸汽蒸馏流42包含最小量的这些组分。在脱甲烷器19的汽提段19b中，进料流被汽提去除其甲烷和C2组分。生成的液体产物流41在流到存储处之前以225。F[107。C(基于底部产物的曱烷与乙烷摩尔比为0.025:1的典型规格)离开脱甲烷器19的底部。冷却残余气体(流52)逆流通到在热交换器10中的进料气体，在热交换器IO处它被加热到115。F[46。C(流52a)。残余气体然后分两级被重新压缩。第一级是由膨胀机械17驱动的压缩机18。第二级是由辅助动力源驱动的压缩机25，该压缩才几25把残余气体(流52c)压缩到销售管线压力。在排出冷却器26中冷却到120。F[49℃]之后，残余气体产物(流52d)在1040psia[7，171kPa(a)]下流到销售气体管线，足以满足管线要求(通常在入口压力的量级上)。用于在图1中表明的工艺的流束流率和能量消耗的概括在如下表格中陈述表I(图1)流束流率概括-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]<table><row><column>流束甲烷乙烷丙烷丁烷+二氧化碳总计</column></row><row><column>31</column><column>25,384</column><column>1,161</column><column>362</column><column>332</column><column>400</column><column>27,714</column></row><row><column>32</column><column>25,085</column><column>1,104</column><column>315</column><column>186</column><column>389</column><column>27,153</column></row><row><column>33</column><column>299</column><column>57</column><column>47</column><column>146</column><column>11</column><column>561</column></row><row><column>47</column><column>2,837</column><column>1,073</column><column>327</column><column>186</column><column>169</column><column>4,595</column></row><row><column>42</column><column>4,347</column><column>1,797</column><column>26</column><column>1</column><column>279</column><column>6,452</column></row><row><column>43</column><column>1,253</column><column>69</column><column>0</column><column>0</column><column>25</column><column>1,349</column></row><row><column>44</column><column>3,094</column><column>1,728</column><column>26</column><column>1</column><column>254</column><column>5,103</column></row><row><column>45</column><column>1,887</column><column>1,054</column><column>16</column><column>1</column><column>155</column><column>3,113</column></row><row><column>46</column><column>1,207</column><column>674</column><column>10</column><column>0</column><column>99</column><column>1,990</column></row><row><column>38</column><column>24,131</column><column>1，083</column><column>3</column><column>0</column><column>375</column><column>25,665</column></row><row><column>52</column><column>25,384</column><column>1,152</column><column>3</column><column>0</column><column>400</column><column>27,014</column></row><row><column>41</column><column>0</column><column>9</column><column>359</column><column>332</column><column></column><column>700</column></row><table>回收率*丙烷99.08%丁烷+99.99%功率残余气体压缩12,774HP[21,000kw]*(基于未四舍五入的流率)当不希望C2组分的回收时，图1艺常常是用于气体处理工厂的最佳选择，因为它使用要求比其它工艺少的资金投资的设备而提供C3+组分的非常高效的回收。然而，图1工艺不太适于回收C2组分，因为在40%量级上的C2组分回收水平一般是最高的，工艺的功率要求不用过分增加就可实现。如果希望C2组分回收水平比这还要高，则通常要求不同的工艺，如受让人的美国专利No.5，568，737。图2是工艺流程图，表示其中使用根据受让人的美国专利No.5，568，737基础情况设计可使在图1中的处理工厂的设计适于在较高C2组分回收水平下工作的一种方式。图2的工艺已经应用于与前述图l相同的进料气体组分和条件。然而，在图2的工艺的模型中，一定设备和布管已经添加(由粗线表示)而其它设备和布管已经从生产线上除去(由浅虚线表示)，从而可以调节工艺操作条件以使Cz组分的回收率增大到约97%。进料流31在热交换器10中与-15。F[-26。C的冷蒸馏塔塔顶馏出物流的一部分(流48)、-33。F-36。q的脱曱烷器液体(流39)、在37。F[3。q下的脱甲烷器液体(流40)及在60。F[16。q下的泵吸脱曱烷器底部液体(流41a)通过热交换;敗冷却。冷却的流31a在4。F[-16。C]和1025psia7，067kPa(a)下进入分离器11，在该处使蒸汽(流32)从冷凝液体(流33)中分离。分离器蒸汽(流32)4皮分成两个流，34和36。包含总蒸汽约30%的流34与分离器液体(流33)相组合。组合流35流经热交换器22，在该处与冷蒸馏塔塔顶馏出物流38通过热交换关系被冷却到充分冷凝。生成的在-138。F[-95。C下的充分冷凝流35a然后通过膨胀阀16被闪胀到分馏塔19的工作压力，412psia[2，839kPa(a)。在膨胀期间，流的一部分被汽化，导致整个流的冷却。在图2中表明的工艺中，离开膨胀阀16的膨胀流35b达到-141。F[-96。C的温度，并且在塔中上部的进料点处供给到分馏塔19。来自分离器11的剩余70%的蒸汽(流36)进入做功膨胀机械17，在该做功膨胀机械17中，从高压进料的这部分抽取机械能。机械17把蒸汽大体等熵地膨胀到塔的工作压力，利用做功膨胀把膨胀流36a冷却到近似-80。F[-62。C的温度。部分冷凝膨胀的流36a此后作为进料在塔中下部进料点处供给到分馏塔19。再压缩和冷却的蒸馏流38e分成两个流。一部分是流52，是残余气体产物。另一部分是再循环流51，流到热交换器27，在该处它与在-15。F[-26。C下的冷却蒸馏塔塔顶馏出物流38a的一部分(流49)通过热交换被冷却到-l。F[-18。C(流51a)。冷却再循环流然后流到交换器22，在该处它通过与冷蒸馏流38的热交换被冷却到-138。F[-95。C并且被充分冷凝。充分冷凝的流51b然后通过诸如膨胀阀15之类的适当膨胀装置膨胀到脱曱烷器工作压力，导致整个流的冷却。在图2中表明的工艺中，离开膨胀阀15的膨胀流51c达到-145。F[-98。C的温度，并且供给到分馏塔作为塔顶进料。流51c的蒸汽部分(如果有)与从塔的顶部分馏段上升的蒸汽相组合以形成蒸馏流38，该蒸馏流38从塔的上部区域退出。在塔19中的脱甲烷器是一种包含多个竖直隔开的塔盘、一个或多个填充床、或塔盘和填充物的某种组合的传统蒸馏塔。如常常在天然气处理工厂中的情况那样，分馏塔可以包括两段。上部段19a是分离器，其中顶部进料分成其相应蒸汽和液体部分，并且其中从下部蒸馏或脱甲烷段19b向上升的蒸汽与顶部进料的蒸汽部分(如果有)相组合，以形成以-142。F[-97°C]离开塔的顶部的冷脱甲烷器塔顶馏出物蒸汽(流38)。下部的脱甲烷段19b包含塔盘和/或填充物，并且提供在向下降的液体与向上升的蒸汽之间的必要接触。脱甲烷段19b也包括重煮器(如边缘重煮器20和前述的重煮器和側重煮器)，该重煮器加热和汽化沿塔向下流的液体的一部分以提供汽提蒸汽，该汽提蒸汽沿塔向上流，以汽提液体产物、流41、甲烷及轻质组分。液体产物流41以55。F[13。C]离开塔的底部，基于在底部产物中甲烷与乙烷摩尔比为0.025:1的典型规格。泵21如前述那样把流41a输送到热交换器IO，在该处它在流到存储处之前被加热到116。F[47。q。脱甲烷器塔顶馏出物蒸汽流38逆流通到在热交换器22中的进入进料气体和再循环流，在该处它纟皮加热到-15。F[-26。q。加热流38a分成两部分(流49和48)分别在热交换器27和热交换器10中加热到116。F[47。C和78。F[25。C。加热流重新组合以形成在84。F[29。C下的流38b,该流38b然后分两级，由膨胀机械17驱动的压缩机18和由辅助动力源驱动的压缩机25,被重新压缩。在流38d在排放冷却器26中净皮冷却到120。F[49。C]以形成流38e之后，再循环流51如早先描述的那样回收以形成残余气体流52，该残余气体流52在1040psia[7，171kPa(a)l下流到销售管线。用于在图2中表明的工艺的流束流率和能量消耗的概括在如下表格中陈述表II(图2)流束流率概括-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时流束甲烷乙坑丙烷丁烷+二氧化碳总计3125,3841,16136233240027,7143225,3071,14534825239727,52433771614803l卯347,719349106771218,3953617,58879624217527619,129357,7963651201571248,5853829,587400014629,859514,231600214,2705225,356340012525,58941281,1273623322752,125回收率*乙烷97.04%丙烷100.00%丁烷+100.00%功率残余气体压缩14,219HP[23,376kW*(基于未四舍五入的流率)通过如图2中所示修改图1的设备和布管，天然气处理工厂现在在进料气体中可实现C2组分的97%回收率。这意味着，工厂具有操作灵活性，当液态C2组分的价值是吸引人的时候如图2中所示操作并且基本上回收所有C2组分，或当C2组分作为气态燃料更有价值时，如图1中所示操作并且除去到工厂残余气体中的C2组分。然而，需要的修改要求添加很多设备和布管(如由实线表示的那样)，并且没有利用在图1中存在的很多设备(由浅虚线表示)，所以设计成使用图1和图2工艺操作的工厂的资金成本将比希望的高(注意，尽管图2工艺可像图1工艺一样适用于除去C2组分，但当以这种方式操作时，功率消耗基本上与在表II中表示的功率消耗相同。由于这比在表I中表示的图1工艺的功率消耗高约11%，所以使用图1工艺的工厂的操作成本比以这种方式使用图2工艺的工厂的操作成本显著低)。例1图3是工艺流程图，表明按照本发明图1中的处理工厂的设计可适应在较高C2组分回收水平下操作。图3的工艺已经应用于与前述图1相同的进料气体组分和条件。然而，在如图3中所示的本发明的工艺模型中，一定设备和布管已经添加(由粗线表示)，而其它设备和布管已经从服务除去(由细虛线表示)，如由在图3上的图例提到的那样，从而工艺的操作条件可调节成4吏Qj组分的回收率增加到约97%。由于在图3中呈现的工艺中考虑的进料气体组分和条件与在图2中的相同，所以可把图3的工艺与图2的工艺相比较，以表明本发明的优点。在图3工艺的模拟中，入口气体进入工厂作为流31,并且在热交换器IO中与在-90。F-68。C]下的冷却蒸馏流50的一部分(流48)、在-59。F[-50。C下的脱甲烷器液体(流39)、在44。F[7℃]下的脱甲烷器液体(流40)、及在69。F[21℃]下的泵吸脱甲烷器底部液体(流41a)通过热交换被冷却。冷却的流31a在-49。F-45℃]和1025psia[7，067kPa(a)]下进入分离器11，在该处使蒸汽(流32)从冷凝液体(流33)中分离。分离器蒸汽(流32)进入做功膨胀机械17,在该做功膨胀机械17中，从高压进料的这部分抽取机械能。机械17把蒸汽大体等熵地膨胀到440psia[3，032kPa(a)的塔工作压力，通过做功膨胀把膨胀流32a冷却到近似-115°F[-82℃]的温度。部分冷凝膨胀的流32a此后作为进料在塔中下部进料点处供给到分馏塔19。再压缩和冷却的蒸馏流50d分成两个流。一部分是流52，是残余气体产物。另一部分是再循环流51,流到热交换器27，在该处它与在-90°F[-68℃]下的冷却蒸馏流50的一部分(流49)通过热交换^皮冷却到-49°F[-45℃(流51a)。冷却再循环流然后流到交换器22,在该处它通过与冷蒸馏塔塔顶馏出物流38的热交换被冷却到-134°F-92℃]并且被充分冷凝。充分冷凝的流51b然后通过诸如膨胀阀15之类的适当膨胀装置膨胀到脱甲烷器工作压力，导致整个流的冷却。在图3中表明的工艺中，离开膨胀阀15的膨胀流51c达到-141°F[-96℃的温度，并且作为塔顶进料供给到分馏塔。流51c的蒸汽部分(如果有)与从塔的顶部分馏段上升的蒸汽相组合以形成蒸馏流38，该蒸馏流38从塔的上部区域退出。在塔19中的脱曱烷器是一种包含多个竖直隔开的塔盘、一个或多个填充床、或塔盘和填充物的某种组合的传统蒸馏塔。脱甲烷器塔包括三段上部分离器段19a，其中顶部进料分成其相应蒸汽和液体部分，并且其中从中间吸收段19b向上升的蒸汽与顶部进料的蒸汽部分(如果有)相组合，以形成冷脱曱烷器塔顶馏出物蒸汽(流38);中间吸收(精馏)段19b，它包含塔盘和/或填充物，提供向上升的膨胀流32a的蒸汽部分与向下降的冷液体之间的必要接触，以冷凝和吸收Q组分、C3组分、及重质组分；及下部的汽提段19c，它包含塔盘和/或填充物，提供在向下降的液体与向上升的蒸汽之间的必要接触。脱甲烷段19c也包括重煮器(如边缘重煮器20和前述的重煮器和侧重煮器)，该重煮器加热和汽化沿塔向下流的液体的一部分以提供汽提蒸汽，该汽提蒸汽沿塔向上流，以汽提液体产物、流41、甲烷的及轻质组分。流32a在位于在脱甲烷器19的吸收段19b的下部区域中的中间进料位置处进入脱曱烷器19。膨胀流32a的液体部分与从吸收段19b向下降的液体相混合，并且组合液体继续向下进入脱甲烷器19的汽提段19c中。膨胀流32a的蒸汽部分穿过吸收段19b向上升，并且与向下降的冷液体相接触以冷凝和吸收C2组分、Qj组分、及重质组分。分离器液体(流33)可以分成两部分(流34和35)。可以从0%至100%的第一部分(流34)由膨胀阀14膨胀到分馏塔19的工作压力，并且膨胀流34a在塔中部第二较低的进料点处供给到分馏塔19。可以从100%至0。/。的任何剩余部分(流35)，由膨胀阀12膨胀到分馏塔19的工作压力，把它冷却到-88。F[-67。C(流35a)。蒸馏蒸汽(流42)的一部分在-118。F-83。q下从汽提段19c的上部区域退出，并且与流35a相组合。然后组合流37在热交换器22中与以-138。F[-95。q离开脱甲烷器19的顶部的冷脱甲烷器塔顶馏出物流38通过热交换，从-101。F[-74。C冷却到-135。F[-93。Cj并且被冷凝(流37a)。冷脱甲烷器》荅顶馏出物流在它冷却和冷凝流37和51a时，加热到-90。F[-68。C(流38a)。注意，在所有情况下，交换器10、22、及27代表众多单独的热交换器或单个的多程热交换器或其任意的组合(关于对于指示的加热服务是否使用多于一个热交换器的决定将取决于多个因素，包括但不限于入口气体流率、热交换器尺寸、流束温度等等)。在回流分离器23中的工作压力(436psia[3，005kPa(a))被保持得稍低于脱甲烷器19的工作压力。这提供允许蒸馏蒸汽流42与流35a相组合并且组合流37流过热交换器22并因此进入回流分离器23的驱动力。任何未冷凝蒸汽(流43)从回流分离器23中的冷凝液体(流44)中分离，并且然后与来自热交换器22的加热脱曱烷器塔顶馏出物流38a相组合，以形成在-90。F[-68。q下的冷蒸馏蒸汽流50。来自回流分离器23的液体流44由泵24抽吸到稍高于脱甲烷器19的工作压力的压力，并且生成流44a,然后作为冷液体回流供给到在脱甲烷器19的吸收段19b中的中间区域。这种辅助回流吸收和冷凝来自在吸收段19b的下部精馏区域中上升的蒸汽的大部分C3组分和重质组分(以及一些C2组分)，从而只有少量再循环(流51)必须冷却、冷凝、次冷却、及闪胀以产生顶部回流流束51c，该顶部回流流束51c提供在吸收段19b的上部区域中的最后精馏。当冷回流流束51c接触在吸收段19b的上部区域中的上升蒸汽时，它冷凝和吸收来自蒸汽的C2组分和任何剩余C3组分和重质组分，从而它们被捕获进入来自脱甲烷器19的底部产物(流41)中。在脱甲烷器19的汽提段19c中，进料流被汽提去除其甲烷和轻质组分。生成的液体产物(流41)以65。F19。C]从塔19的底部离开，这基于在底部产物中甲烷与乙烷的摩尔比为0.025:1的典型规格。泵21如前述那样把流41a输送到热交换器10中，在该处它被加热到114。F[45。C]，然后流到存储处。形成塔顶馏出物的蒸馏蒸汽流(流38)如前述那样在热交换器22中^C加热同时它4吏组合流37和再循环流51a冷却，然后与在流43中的任何未冷凝蒸汽组合以形成冷蒸馏流50。蒸馏流50分成两部分(流49和48)，分别在热交换器27和热交换器10中加热到116。F[47。C和80。F[27。C。加热流重新组合以形成在87。F[31。C下的流50a，该流50a然后分两级由膨胀才几械17驱动的压缩才几18和由辅助动力源驱动的压缩机25被重新压缩。在流50c在排放冷却器26中被冷却到120。F[49。q以形成流50d之后，再循环流51如早先描述的那样退出以形成残余气体流52，该残余气体流52在1040psia[7，171kPa(a)下流到销售管线。用于在图3中表明的工艺的流束流率和能量消耗的概括在如下表格中陈述表III(图3)流束流率概括-磅摩尔/小时千克摩尔/小时流束甲烷乙坑丙烷丁烷+二氧化碳总计3125,3841,16136233240027,7143224,8231,06629316338026,800335619569169209143400000035561956916920914422,0254430262,100372,58613972169463,01443000000442,58613972169463,0143831,498420021631,8505031,498420021631,850516,142800426,2115225,356340017425,63941281,1273623322262,075回收率*乙烷97.05%丙烷100.00%丁烷+100.00%功率残余气体压缩14,303HP[23,514kW]*(基于未四舍五入的流率)表II和III的比较表明，与基础情况相比，本发明基本上保持相同的乙烷回收率(97.05%对于97.04%)、丙烷回收率(100.00%对于100.00%)、及丁烷+回收率(100.00%对于100.00%)。表II和III的比较还表明，使用基本相同的功率要求实现了这些生产率。然而，图2和图3的比较表明，在图3中所描绘的本发明比在图2中描绘的工艺更有效地利用图1工艺的设备和布管。下表IV和V比较把在图1中描绘的天然气处理工厂转换成使用在图2中描绘的工艺或在图3中所描绘的本发明的工艺需要的变化。表IV表示为转换它在图1工艺中必须添加或修改的设备和布管，并且表V表示当它被转换时，在图l工艺中成为多余的设备和布管。表IV图2和图3的比较添加/修改设备和布管图2图3在热交换器10中的添加通过有有闪胀阀14没有可能有闪胀阀15有有闪胀阀16有没有用于塔19的添加的进料点和精馏段有有脱曱烷器底部泵21有有为高压设计的热交换器22中的第一次冷却通过有没有在热交换器22中的第二次冷却通过有有热交换器27有有用于流39的塔液体抽吸布管有有用于流40和40a的塔液体抽吸和返回布管有有用于流41a和41b的液体布管有有用于流49和49a的气体布管有有用于流51c的液体布管有有用于流34和35的气体/液体布管(如图2描绘的那样)有没有用于流34和34a的液体布管(如图3描绘的那样)没有可能有用于流35a的液体布管(如图3描绘的那样)没有可能有表V图2和图3的比较多余设备和布管图2图3闪胀阀12有没有回流鼓23有没有回流泵24有没有用于来自流44a的上部回流的液体布管有没有用于来自流44a的下部回流的液体布管有有用于蒸汽蒸馏流42的蒸汽布管有没有用于液体蒸馏流47和47a的液体布管有有如表IV所示，在图3中所描绘的本发明与图2的工艺相比，要求对于图1工艺的设备和布管更少的变化，使它适应高C2组分回收水平。而且，如表V所示，当如图3中所示应用本发明时，图l工艺的几乎所有设备和布管可保留使用，更高效地利用了图1气体处理工厂已经要求的资金投资。因而，本发明为建造气体处理工厂提供非常经济的手段，该气体处理工厂可以调节其回收水平以适应工厂的经济变化。当作为液体的Qt组分的价值较高时，本发明可如在图3中描绘的那样操作，以基本上高效地回收在进料气体中存在的所有C2组分(加上C3组分和重质组分)。当C2组分作为气态燃料具有较大价值时，同一工厂能使用在图1中描绘的现有技术工艺操作，以高效地除去到残余气体的所有C2组分，同时基本上回收在塔底部产物中的所有C3组分和重质组分。尽管在图2中描绘的工艺可实现这种灵活性，但能够如1和2中表示的那样操作的气体处理工厂比按图1和3中所表示的那样操作的工厂的资金成本高。本发明的关键特征是由回流流束44a提供的辅助精馏，这减小在吸收段19b的上部区域中上升的蒸汽中包含的C3组分和Q+组分的量。尽管在图3中的回流流束44a的流率小于在图2中流35b的流率的一半，但其质量足以提供在膨胀进料32a和从汽提段19c上升的蒸汽中包含的C3组分和重质烃组分的批量回收。因此，液体曱坑回流(流51c)的量必须供给到在吸收段19b中的上部精馏段以捕获几乎所有C2组分，液体甲烷回流(流51c)的量只比图2的流51c的流率高约45%，并且仍然足够小使冷脱甲烷器塔顶馏出物蒸汽(流38)可提供产生这个回流和在流44a中的回流需要的致冷。结果，几乎100%的C2组分和大体所有重质烃组分在离开脱甲烷器19的底部的液体产物41中回收，而不需要另外的设备和布管为实现同一结果而在图2中产生流35b。本发明的另外优点是减小二氧化碳结水的可能性。图4是在二氧化碳浓度与温度之间的关系的曲线图。线71代表在甲烷中固态和液态二氧化碳的平衡条件。(在这个曲线图中的液态-固态平衡线基于在EngineeringDataBook(工程数据手册)，TwelfthEdition(第十二版)，在2004年由GasProcessorsSuppliersAssociation出版的16-24页上的图16-33中给出的数据。)在线71上或右边的液体温度或在这条线上或上方的二氧化碳浓度是指结冰条件。因为在气体处理设施中通常发生的变化(例如，进料气体组分、条件、及流率)，通常希望设计在期望操作条件与结冰条件之间具有相当大的安全系数的脱甲烷器。(经验已经表明，在脱甲烷器的分馏段上的液体条件，而不是蒸汽条件，支配在大多数脱甲烷器中的允用操作条件。为此，对应的蒸汽-固态平衡线未在图4中表示。)也画在图4中的线是代表图2工艺中的脱甲烷器19的分馏段上的液体条件的线(线72)。如可看到的那样，这条操作线一部分位于液态-固态平衡线上方，表明图2工艺在不遇到二氧化碳结水问题时不能在这些条件下操作。结果，在这些条件下不可能使用图2工艺，所以在实践中在不从进料气体除去至少一些二氧化碳时图2工艺实际上就不能实现在表II中叙述的回收效率。这当然会显著增加资金成本。在图4中的线73代表用于在图3中描绘的本发明中的脱曱烷器19的分馏段上的液体条件。与图2工艺相反，图3工艺在预期操作条件与结冰条件之间具有最小1.52的安全系数。就是说，为引起结冰它要求液体的二氧化碳含量增大51%。因而，本发明可容许在其进料气体中的二氧化碳浓度比图2工艺没有结水危险可容许的二氧化碳浓度高51%。而且，尽管图2工艺因为结水不能操作以实现在表I1中给出的回收水平，但本发明事实上可在甚至比表III中给出的更高的回收水平下操作而没有结冰的危险。通过把本发明的突出特征与图2的工艺相比较，可理解如图4中的线73所示的图3的脱曱烷器的操作条件的偏移。尽管用于图2工艺的操作线(线72)的形状与用于本发明的操作线(线73)的形状类似，但有两种关键差别。一种差别是，在图3中的脱甲烷器中的关键的上部分馏段的操作温度比在图2工艺中的脱曱烷器中的对应分馏段的那些操作温度高，有效地使图3的操作线偏离液态-固态平衡线。在图3脱甲烷器中分馏段的较高温度的结果部分是由于比图2工艺更高的压力下操作塔而引起的。然而，较高的塔压力不引起C2+组分回收水平的损失，因为在图3中的再循环流51本质上是脱甲烷器中的开放的直接接触压缩致冷循环，脱曱烷器把易挥发残余气体的一部分用作工作流体，把需要的致冷供给到工艺以克服通常伴随脱甲烷器工作压力增大的回收损失。然而，在图4中两根操作线之间的更显著差别是，在图3中的脱曱烷器19的分馏段上的液体中的二氧化碳浓度比在图2工艺中的脱甲烷器19的低很多。在回收C2组分的脱甲烷器塔的操作中的固有特征之一是，塔必须在其塔顶馏出物产物(蒸汽流38)中要离开塔的甲烷与其底部产物(液体流41)中要离开塔的C2组分之间分馏。然而，二氧化碳的相对挥发性位于甲烷和C2组分的挥发性之间，使二氧化碳出现在两个最终流中。而且，二氧化碳和乙烷形成共沸物，导致二氧化碳在塔的中间分馏段中的积累趋势，并且由此使在塔液体中产生大浓度的二氧化碳。熟知的是，添加第三组分常常是用来"破坏，，共沸物的一种有效手段。如在美国专利No.4，318，723中提到的那样，<:3-<:6烷烃，特别是n-丁烷，在改变烃混合物中的二氧化碳的行为时是有效的。经验已经表明，到这种类型的脱甲烷器的塔中上部进料(即，在图2中的流35b或在图3中的流44a)的组分对于在脱曱烷器的上段中的基础分馏段上的液体的组分具有显著影响。比较在表II和表III中的这两个流，注意用于图2工艺的C3+和C4+组分浓度分别是3.2%和1.8%,分别相对于图3工艺的8.0%和5.6%。因而，用于在图3中表示的本发明的塔中上部进料的C3+和C4+组分的浓度比在图2中的工艺的那些高2-3倍。这个的净影响是"破坏"共沸物和相应地减小了塔液体中的二氧化碳浓度。在图3工艺中的脱甲烷器19的分馏段上的液体中的较高浓度的C4+组分的进一步影响是升高塔盘液体的始沸点温度，增加图3工艺的操作线73离图4的液态-固态平衡线的有利移动。例2图3代表本发明所示的温度和压力条件的优选实施例，因为它典型地要求最少设备和最低资金投资。用来产生塔的辅助回流流束的一种可选择方法在如图5中所示的本发明的另一个实施例中表示。在图5中呈现的工艺中考虑的进料气体组分和条件与在图1至3中的那些相同。相应地，图5可与图2工艺相比较以表明本发明的优点，并且同样可与在图3中表示的实施例相比较。在图5工艺的模型中，入口气体进入工厂作为流31，并且在热交换器10中与在-79。F[-62。Cj下的冷却蒸馏流38a的一部分(流48)、在-47。F[-44°C下的脱甲烷器液体(流39)、在44°F[7°C下的脱甲烷器液体(流40)、及在68。F[20°C]下的泵吸脱甲烷器底部液体(流41a)通过热交换被冷却。冷却的流31a在-47°F[-44°C]和1025psia[7，067kPa(a)l下进入分离器11,在该处使蒸汽(流32)从冷凝液体(流33)中分离。分离器蒸汽(流32)进入做功膨胀机械17，在该做功膨胀机械17中，从高压进料的这部分抽取机械能。机械17把蒸汽大体等熵地膨胀到449psia[3，094kPa(a)]的塔工作压力，利用做功膨胀把膨胀流32a冷却到近似-113°F[-80°C]的温度。部分冷凝膨胀的流32a此后作为进料在塔中下部进料点处供给到分馏塔19。分离器液体(流33)可以分成两部分(流34和35)。可以从0%至100%的第一部分(流34)，由膨胀阀14膨胀到分馏塔19的工作压力，并且膨胀流34a在塔中部第二较低进料点处供给到分馏塔19。再压缩和冷却蒸馏流38e分成两个流。一部分是流52，是残余气体产物。另一部分是再循环流51,流到热交换器27，在该处它与在-79。F[-62。C下的冷却蒸馏流38a的一部分(流49)通过热交换^皮冷却到-70。F[-57。C(流51a)。冷却再循环流然后流到交换器22，在该处它与冷蒸馏塔塔顶馏出物流38通过热交换被冷却到-134。F[-92。q并且被充分冷凝。充分冷凝的流51b然后通过诸如膨胀阀15之类的适当膨胀装置被膨胀到脱甲烷器工作压力，导致整个流的冷却。在图5中表明的工艺中，离开膨胀阀15的膨胀流51c达到-141。F[-96。C的温度，并且供给到分馏塔作为塔顶进料。流51c的蒸汽部分(如果有)与从塔的顶部分馏段上升的蒸汽相组合以形成蒸馏流38，该蒸馏流38从塔的上部区域退出。蒸馏蒸汽(流42)的一部分在-119。F[-84。CI下从脱甲烷器19的汽提段的上部区域退出，并且由压缩机30压缩到668psia[4，604kPa(a)l(流42a)。可以从100%至0%的分离器液体流33的剩余部分(流35),由膨胀阀12膨胀到这个压力，在流35a与流42a组合之前把流35冷却到-67。F[-55。C。组合流37然后在热交换器22中与以-138。F-94。C离开脱甲烷器19的顶部的冷脱甲烷器塔顶馏出物流38通过热交换，从-74。F[-59。q冷却到-134。F[-92。C并且被冷凝(流37a)。冷凝流37a然后由膨胀阀16膨胀到脱甲烷器19的工作压力，并且在-135。F[-93。C下将生成流37b然后作为冷液体回流供给到在脱甲烷器19的吸收段中的中间区域。这种辅助回流吸收和冷凝来自在吸收段的下部精馏区域中上升的蒸汽的C3组分和重质组分的大部分(以及C2组分的一些)，从而只有少量再循环流(流51)必须冷却、冷凝、次冷却、及闪胀以产生顶部回流流束51c,该顶部回流流束51c提供吸收段的上部区域中的最后精馏。在脱甲烷器19的汽提段中，进料流被汽提去其甲烷和轻质组分。生成的液体产物(流41)以64。F[18。C离开塔19的底部。泵21如前述那样把流41a输送到热交换器10，在该处它在流到存储处之前加热到116。F[47。C。形成塔顶馏出物的蒸馏蒸汽流(流38)如前述的那样在热交换器22中4皮升温，同时它使组合流37和再循环流51a冷却。流38a,皮分成两部分(流49和48)分别在热交换器27和热交换器10中加热到116。F[47。C和80。F[31。C。加热流重新纟且合以形成在94。F[34。C下的流38b,该流38b然后分两级由膨胀机械17驱动的压缩机18和由辅助动力源驱动的压缩机25，被重新压缩。在流38d在排放冷却器26中^L冷却到120。F[49。q以形成流38e之后，再循环流51如早先描述的那样退出以形成残余气体流52，该残余气体流52在1040psia[7，171kPa(a)下流到销售管线。用于在图5中表明的工艺的流束流率和能量消耗的概括在如下表格中陈列表VI(图5)流束流率概括-磅摩尔/小时[千克摩尔/小时]流束甲烷乙坑丙坑丁烷+二氧化碳总计3125,3841,16136233240027,7143224,8701,07229616638226,860335148966166188543400000035514896616618854425,11810151705,300375,63219071167886,1543829,831410014931,107514,475600224,5165225,356350012725,59141281,1263623322732,123回收率*乙烷97.01%丙烷99.99%丁烷+100.00%功率残余气体压缩13,683HP[21,637kW]回流压缩13,161HP[858kWl]总压缩522HP22,495kW*(基于未四舍五入的流率)表III和VI的比较表明，与本发明的图3实施例相比，图5实施例的乙烷回收率(97.01%对于97.05%)、丙烷回收率(99.99%对于100.00%)、及丁烷+回收率(100.00%对于100.00%)基本上保持相同。然而，表III和VI的比较还表明，图5实施例使用比图3实施例要求的功率小约4%的功率实现了这些生产率。图5实施例的功率要求的下降主要归因于为保持相同的回收水平与图3实施例需要的流率的相比再循环流51的较低流率。使用在图5实施例中的压缩机30使组合流37更容易冷凝(由于压力升高)，从而可使用较高流率的辅助回流流束37b，并且相应地减小再循环流51的流率。当本发明如在例2中那样使用允许增加辅助回流流束的流率的压缩机时，与图3实施例相比，关于避免二氧化碳结冰条件的优点进一步增强。图6是在二氧化碳浓度与温度之间关系的另一张曲线图，使线71如以前那样代表甲烷中固态和液态二氧化碳的平衡条件。在图6中的线74代表在图5中所描绘的本发明中在脱甲烷器19的分馏段上的液体条件，并且表示图5工艺预期操作条件与结冰条件之间的安全系数为1.64。因而，本发明的这个实施例可容许二氧化碳浓度增大64%而没有结冰危险。在实践中，结冰安全系数的这种改进有利于用来在较低压力下(即，在分馏段上的更低温度)操作脱甲烷器以升高C2+组分回收水平而不遇到结冰问题。在图6中的线74的形状与在图4中的线73(在图6中表示以供参考)的形状非常类似。主要差别是，由于这个实施例可能使塔的中上部进料的流率较高，因而，在图5脱曱烷器的关键上段中的分馏段上液体的二氧化碳浓度显著较低。其它实施例按照本发明，一般有利的设计是使脱甲烷器的吸收(精馏)段包含多个理论分离级。然而，借助于少到一个理论分离级也可实现本发明的好处，并且相信，即使馏分理论级的等效物也可以允许实现这些好处。比如，来自膨胀阀15的膨胀充分冷凝再循环流51c的全部或一部分，辅助回流(在图3中的流44a或在图5中的流37b)的全部或一部分，及来自做功膨胀机械17的膨胀流32a的全部或一部分能组合(如在把膨胀阀布管接合到脱曱烷器上时)，并且如果完全混合，则蒸汽和液体将混合在一起并且按照总组合流的各种组分的相对挥发性分离。本发明将三个流如此混合的目的是为了构成吸收段。某些情况可能有利于把组合流37a的任何剩余蒸汽部分与分馏塔塔顶馏出物(流38)相混合，然后把混合的流供给到热交换器22，以使组合流37和再循环流51a冷却。如图7所示，其中把由回流分离器蒸汽(流43)与塔顶馏出物(流38)相组合而生成的混合流50送到热交换器22。图8描绘在两个容器，接触和分离装置(或吸收器塔或精馏器塔)28和蒸馏(或汽提器)塔19,中建造的分流塔。在这样的情况下，来自汽提器塔19的塔顶馏出物蒸汽(流53)被分裂成两个部分。一部分(流42)与流35a相组合并被发送到热交换器22,以产生吸收塔28的辅助回流。剩余部分(流54)流到吸收塔28的下段，与膨胀充分冷凝的再循环流51c和辅助回流液体(流44a)接触。泵29用来把液体(流55)从吸收塔28的底部发送到汽提器塔19的顶部，从而使两个塔有效地起到一个蒸馏系统的作用。把分馏塔建造成单个容器(如在图3、5及7中的脱甲烷器19)还是多个容器的决定取决于多个因素，如工厂大小、到构造设施的距离、等等。在分馏塔建造成两个容器时的那些情况下，可能希望的是，以比汽提器塔19高的压力操作吸收塔28,如在图9和10中表示的本发明的可选实施例。在图9实施例中，压缩机30提供把塔顶馏出物流53的剩余部分(流54)导向吸收塔28的动力。在图10实施例中，压缩机30用来升高塔顶馏出物流53的压力，从而不需要图9实施例中的回流分离器23和泵24。对于两个实施例，来自吸收塔28的底部的液体(流55)的压力相对于汽提器塔19的压力升高，从而不需要把这些液体导向汽提器塔19的泵。而是，适当的膨胀装置，如在图9和10中的膨胀阀29，可用来把液体膨胀到汽提器塔19的工作压力，并且膨胀流55a此后供给到汽提器塔19的顶部。如在早先例子中描述的那样，组合流37被全部冷凝，并且生成的冷凝物用来从穿过脱甲烷器19的吸收段19b的较低区域上升的蒸汽中吸收有价值的C2组分、C3组分及重质组分。然而，本发明不限于这个实施例。比如，可便利地，在其它设计考虑表明蒸汽或冷凝物的部分应该绕过脱甲烷器19的吸收段19b的情况下，仅以这种方式处理这些蒸汽的一部分，或者仅把冷凝物的一部分用作吸收剂。某些情况可能有利于在热交换器22中的组合流37的部分冷凝，而不是全部冷凝。其它情况可能有利于蒸馏流42是来自分馏塔19的全部蒸汽侧抽取，而不是部分蒸汽侧抽取。也应该注意，依据进料气体流的组分，可能便利的是，通过使用外部致冷为热交换器22中的组合流37提出一部分致冷。一般便利的是，使组合流37全部冷凝以便使在蒸馏流50中的希望C2+组分的损失最小。像这样，某些情况可能希望回流分离器23和未冷凝蒸汽管线43，如在图3、8、及9中由虚线表示的那样被消除。进料气体条件、工厂大小、适用设备、或其它因素可能需要取消膨胀机械17，或者可用其他可选膨胀装置(如膨胀阀)代替。尽管在具体膨胀装置中描绘了各自的流膨胀，但在适当的场合可以采用另外的膨胀装置。例如，条件可以保证充分冷凝的再循环流(流51b)的做功膨胀。当入口气体较贫时，图3、5、及7至10中的分离器11可能不需要。依据在进料气体中的重质烃的量和进料气体压力，在图3、5、及7至10中离开热交换器10的冷却进料流31a可能不包含任何液体(因为它在其露点以上，或者因为它在其临界冷凝压力以上)，从而不需要在图3、5、及7至10中表示分离器11。另外，即使在其中需要分离器11的那些情况下，把在流33中的任何生成液体与蒸馏蒸汽流42相组合可能是不利的。在这样的情况下，所有液体被导向到流34，并因而导向到膨胀阀14和在脱甲烷器19上的塔中部较低的进料点(图3、5、及7)或在汽提塔19上的塔中部进料点(图8至10)。按照本发明，可以采用外部致冷来补充适于来自其它工艺流的入口气体和/或再循环气体的冷却，特别是在富入口气体的情况下。对于每种具体用途、以及用于特定热交换服务的工艺流的选择，必须估计用于工艺热交换的分离器液体和脱甲烷器侧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具体布置。也将认识到，在分裂液体进料的每个分支中发现的进料的相对量将取决于几个因素，包括气体压力、进料气体组分、能从进料经济地抽取的热量的量、及适用的功率量。塔中部进料的相对位置可以依据入口组分或诸如希望的回收水平和在入口气体冷却期间形成的液体量之类的其它因素而变化。况且，进料流的两个或多个，或其部分，可以依据相对温度和各个流的量被组合，并且组合的流然后供给到塔中部进料位置。尽管已经描述了认为是本发明优选实施例的实施例，但本领域的技术人员将认识到，对其可以进行其它和进一步的修改，例如使本发明适于各种条件、进料的类型、或其它要求，不会脱离由如下权利要求书限定的本发明的精神。权利要求1.在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺中，较不易挥发馏分主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，所述进一步冷却的膨胀流被导向到在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置；并且(1)蒸汽蒸馏流从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域回收，并且被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述蒸汽蒸馏流被冷却之后，形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流；(2)至少一部分所述冷凝流从所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处供给到所述蒸馏塔；(3)塔顶馏出的蒸汽流从所述蒸馏塔的上部区域回收，并且被导向成与至少所述蒸汽蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(1)的冷却的至少一部分；(4)所述加热的塔顶馏出的蒸汽流与任何所述残余蒸汽流相组合，以形成加热的组合蒸汽流；(5)所述加热的组合蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(6)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(7)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述较低压力，并且从顶部进料位置处供给到所述蒸馏塔；及(8)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。2.根据权利要求1所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述较低压力借此被进一步冷却，并且此后从所述塔中部的第一进料位置处供给到所述蒸馏塔；和(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且从塔中部的第三进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且与所述蒸汽蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述组合流被冷却之后，形成所述冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的所述残余蒸汽流；及(6)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。3，在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，所述进一步冷却的膨胀流被导向到在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置；并且(1)蒸汽蒸馏流从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域回收，并且被压缩到中间压力；(2)所述压缩蒸汽蒸馏流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此形成冷凝流；(3)至少一部分所述冷凝流从所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)塔顶馏出的蒸汽流从所述蒸馏塔的上部区域回收，并且被导向成与至少所述压缩蒸汽蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(2)的冷却的至少一部分；(5)所述加热的塔顶馏出的蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(6)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(7)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述较低压力，并且从顶部进料位置处供给到所述蒸馏塔；及(8)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。4.根据权利要求3所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述较低压力借此它被进一步冷却，并且此后在所述塔中部的第一进料位置处供给到所述蒸馏塔；(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且在塔中部的第三进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述中间压力，并且与所述压缩蒸汽蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此形成所述冷凝流；及(6)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。5.在一种用来把包含曱烷、Cz组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，所述进一步冷却的膨胀流被导向到在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置；并且(l)蒸汽蒸馏流从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域回收，并且被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述蒸汽蒸馏流被冷却之后，形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流；(2)所述冷凝流的至少一部分在所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处供给到所述蒸馏塔；(3)塔顶馏出的蒸汽流从所述蒸馏塔的上部区域回收，并且与任何所述残余蒸汽流相组合以形成组合蒸汽流；(4)所述组合蒸汽流被导向成与至少所述蒸汽蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(1)的冷却的至少一部分；(5)所述加热的组合蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(6)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(7)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述较低压力，并且从顶部进料位置处供给到所述蒸馏塔；及(8)进入所述蒸馏塔的所述进料流的量和温度有效地使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。6.根据权利要求5所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述较低压力借此它被进一步冷却，并且此后在所述塔中部的第一进料位置处供给到所述蒸馏塔；(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且在塔中部的第三进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且与所述蒸汽蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述组合流被冷却之后，形成所述冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的所述残余蒸汽流；及(6)所述组合蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。7.在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、<:3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，(1)所述进一步冷却的膨胀流在第一较低的进料位置处供给到接触和分离装置，该接触和分离装置产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体流，于是所述底部液体流供给到所述蒸馏塔；(2)蒸汽蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域回收，以形成至少一个第一蒸馏流；(3)所述第一蒸馏流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述第一蒸馏流被冷却之后，形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流；(4)至少一部分所述冷凝流在塔中部的一个进料位置处供给到所述接触和分离装置；(5)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述第一蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(3)的冷却的至少一部分；(6)所述加热的塔顶馏出的蒸汽流与任何所述残余蒸汽流组合，以形成加热的组合蒸汽流；(7)所述加热组合蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(8)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(9)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述较低压力，并且在一个顶部进料位置处供给到所述接触和分离装置；(10)所述蒸汽蒸馏流的任何剩余部分在第二较低的进料位置处被导向到所述接触和分离装置；及(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使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。8.根据权利要求7所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述较低压力，借此它被进一步冷却，并且此后在所述塔的第一较低的进料位置处供给到所述接触和分离装置；(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且在塔中部的一个进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且与所述第一蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述组合流被冷却之后，形成所述冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的所述残余蒸汽流；及(6)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。9.在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，所述冷却流膨胀到中间压力，借此它被进一步冷却；并且(1)所述进一步冷却的膨胀流在第一较低进料位置处供给到接触和分离装置，该接触和分离装置产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体流，于是所述底部液体流膨胀到所述较低压力，并且此后供给到所述蒸馏塔；(2)蒸汽蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域回收，以形成至少第一蒸馏流；(3)所述第一蒸馏流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所迷第一蒸馏流被冷却之后，形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流；(4)至少一部分所述冷凝流在塔中部的一个进料位置处供给到所述接触和分离装置；(5)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述第一蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(3)的冷却的至少一部分；(6)所述加热的塔顶馏出的蒸汽流与任何所述残余蒸汽流组合，以形成加热组合蒸汽流；(7)所述加热组合蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(8)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(9)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述中间压力，并且在顶部进料位置处供给到所述接触和分离装置；(10)所述蒸汽蒸馏流的任何剩余部分被压缩到所述中间压力，并且此后在第二较低的进料位置处被导向到所述接触和分离装置；及(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使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。10.根据权利要求9所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述中间压力，借此它被进一步冷却，并且此后在所述塔的第一较低的进料位置处供给到所述接触和分离装置；(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨3长到所述较{氐压力，并且在塔中部的一个进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且与所述第一蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此在所述组合流被冷却之后，形成所述冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的所述残余蒸汽流；及(6)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。11.在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的工艺中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述Q组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，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)所述冷却流膨胀到较低压力，借此它被进一步冷却；及(c)所述进一步冷却的膨胀流被导向到蒸馏塔中并在所述较低压力下被分馏，借此回收所述较不易挥发馏分的组分；改进在于，所述冷却流膨胀到中间压力，借此它被进一步冷却；并且(1)所述进一步冷却的膨胀流在第一较低的进料位置处供给到接触和分离装置，该接触和分离装置产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体(2)蒸汽蒸馏流从所述蒸馏塔的上部区域回收并被压缩到所述中间压力而且被分开以形成一个第一压缩蒸馏流和一个第二压缩蒸馏流；(3)所述第一压缩蒸馏流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此形成冷凝流；(4)所述冷凝流的至少一部分在塔中部的一个进料位置处供给到所述接触和分离装置；(5)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述第一压缩蒸馏流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(3)的冷却的至少一部分；(6)所述加热的塔顶馏出的蒸汽流被压缩到较高压力，并且此后分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(7)所述压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它；(8)所述基本冷凝的压缩再循环流膨胀到所述中间压力，并且在顶部进料位置处供给到所述接触和分离装置；(9)所述第二压缩蒸汽蒸馏流在第二较低的进料位置处被导向到所述接触和分离装置；及(10)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使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。12.根据权利要求11所述的改进，其中，所述气体流被充分冷却以部分冷凝它；并且(1)所述部分冷凝气体流被分离，由此提供一个蒸汽流和至少一个液体流；(2)所述蒸汽流膨胀到所述中间压力，借此它被进一步冷却，并且此后在所述塔的第一较低的进料位置处供给到所述接触和分离装置；(3)0%-100%的所述至少一个液体流膨胀到所述较低压力，并且在塔中部的一个进料位置处供给到所述蒸馏塔；(4)100%-0%的所述至少一个液体流膨胀到所述中间压力，并且与所述第一压缩蒸馏流相组合以形成组合流；(5)所述组合流被充分冷却使其至少一部分被冷凝，由此形成所述冷凝流；及(6)所述塔顶馏出的蒸汽流被导向成与至少所述组合流成热交换关系并被加热，由此供给步骤(5)的冷却的至少一部分。13.在一种用来把包含甲烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置，连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所述流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔，连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述蒸馏塔被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流；(2)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域接收蒸汽蒸馏流；(3)热交换装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并且把它充分冷却以使其至少一部分冷凝；(4)第一分离装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述至少部分冷凝蒸馏流并且分离它，由此在所述蒸汽蒸馏流净皮冷却之后，形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流，所述第一分离装置还被连接到所述蒸馏塔上，以在所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述蒸馏塔；(5)所述蒸馏塔还被连接到所述热交换装置上，以把在其中已经分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述蒸汽蒸馏流成热交换关系，并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(3)的冷却的至少一部分；(6)连接的第一组合装置把所述加热的塔顶馏出的蒸汽流和任何所述残余蒸汽流组合成加热的组合蒸汽流；(7)压缩装置被连接到所述第一组合装置上，以接收所述加热的组合蒸汽流并把它压缩到较高压力；(8)分离装置被连接到所述压缩装置上，以接收所述压缩的加热组合蒸汽流并把它分离成所述易挥发残佘气体馏分和压缩再循环流；(9)第二冷却装置被连接到所述分离装置上，以接收所述压缩再循环流并把它充分冷却以基本冷凝它；(10)第二膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述较低压力，所述第二膨胀装置还被连接到所述蒸馏塔上，以在顶部进料位置处把所述膨胀的冷凝再循环流供给到所述蒸馏塔；及(11)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，以使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。14.根据权利要求13所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下使所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)第二分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述较低压力，所述第一膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，在所述塔中部的第一进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述蒸馏塔；(4)第三膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第三膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，在塔中部的第三进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第四膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力；(6)第二组合装置被连接到所述第四膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述第二组合装置还连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述第二组合装置上，以接收所述组合流并把它充分冷却以冷凝其至少一部分，所述热交换装置还被连接以把所述至少部分冷凝组合流供给到所述第一分离装置；及(8)所述热交换装置还连接到所述蒸馏塔上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。15.在一种用来把包含曱烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残佘气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所述流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述蒸馏塔被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流；(2)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域接收蒸汽蒸馏流；(3)第一压缩装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并且把它压缩到中间压力；(4)热交换装置被连接到所述第一压缩装置上，以接收所述压缩蒸汽蒸馏流并且把它充分冷却以冷凝其至少一部分，由此形成冷凝流，所述热交换装置还连接到所述蒸馏塔上，在所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述蒸馏塔；(5)所述蒸馏塔还连接到所述热交换装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述压缩蒸汽蒸馏流成热交换关系，并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(4)的冷却的至少一部分；(6)第二压缩装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述加热的塔顶馏出的蒸汽流并把它压缩到较高压力；(7)分离装置被连接到所述第二压缩装置上，以接收所述压缩的加热的塔顶馏出的蒸汽流并把它分离成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(8)第二冷却装置被连接到所述分离装置上，以接收所述压缩再循环流并使它充分冷却以基本冷凝它；(9)第二膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述较低压力，所述第二膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以把所述膨胀的冷凝再循环流在顶部进料位置处供给到所述蒸馏塔；及(10)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，以使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。16.根据权利要求15所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下使所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)第二分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述较低压力，所述第一膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在所述塔中部的第一进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述蒸馏塔；(4)第三膨胀装置被连接到所述分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第三膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在塔中部的第三进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第四膨胀装置被连接到所述分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述中间压力；(6)组合装置被连接到所述第四膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述组合装置还连接到所述第一压缩装置上，以接收所述压缩蒸汽蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述组合装置上，以接收所述组合流并把它充分冷却以冷凝其至少一部分，由此形成冷凝流，所述热交换装置还连接到所述蒸馏塔上，在所述塔中部的第一进料位置上方的所述塔中部的第二进料位置处把所述冷凝流供给到所述蒸馏塔；及(8)所述热交换装置还连接到所述蒸馏塔上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。17.在一种用来把包含甲烷、<:2组分、Qj组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所述流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述蒸馏塔被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述蒸馏塔上的塔中部的第一进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流；(2)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从在所述塔中部的第一进料位置下面的所述蒸馏塔的区域接收蒸汽蒸馏流；(3)热交换装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并且使它充分冷却以冷凝其至少一部分；(4)第一分离装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述至少部分冷凝蒸馏流并且分离它，由此在所述蒸汽蒸馏流被冷却之后形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流，所述第一分离装置还连接到所述蒸馏塔上，以在所述塔中部的第一进料位置上方的塔中部的第二进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述蒸馏塔；(5)第一组合装置连接用来把所述塔顶馏出的蒸汽流和任何所述残余蒸汽流组合成组合蒸汽流；(6)所述第一组合装置还连接到所述热交换装置上，以把所述组合蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述蒸汽蒸馏流成热交换关系，并且加热所述组合蒸汽流，由此供给元件(3)的冷却的至少一部分；(7)压缩装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述加热的组合蒸汽流并把它压缩到较高压力；(8)分离装置被连接到所述压缩装置上，以接收所述压缩的加热组合蒸汽流并把它分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(9)第二冷却装置被连接到所述分离装置上，以接收所述压缩再循环流并使它充分冷却以基本冷凝它；(10)第二膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述较低压力，所述第二膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以把所述膨胀的冷凝再循环流在顶部进料位置处供给到所述蒸馏塔；及(11)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，以使所述蒸馏塔的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。18.根据权利要求17所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下把所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)第二分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述较低压力，所述第一膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在所述塔中部的第一进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述蒸馏塔；(4)第三膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第三膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在塔中部的第三进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第四膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力；(6)第二组合装置被连接到所述第四膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述第二组合装置还连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述第二组合装置上，以接收所述组合流并使它充分冷却以冷凝其至少一部分，所述热交换装置还被连接用来把所述至少部分冷凝组合流供给到所述第一分离装置；及(8)所述热交换装置还连接到所述蒸馏塔上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。19.在一种用来把包含曱烷、C2组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所迷流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)接触和分离装置被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述接触和分离装置上的第一较低的塔进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流，所述接触和分离装置适于产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体流；(2)所述接触和分离装置还连接到所述蒸馏塔上，以把所述底部液体流供给到所述蒸馏塔；(3)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从所述蒸馏塔的上部区域接收蒸汽蒸馏流而形成至少第一蒸馏流；(4)热交换装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述第一蒸馏流并且使它充分冷却以冷凝其至少一部分；(5)第一分离装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述至少部分冷凝的第一蒸馏流并且分离它，由此在所述蒸汽蒸馏流被冷却之后形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流，所述第一分离装置还连接到所述接触和分离装置上，以在塔中部的一个进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述接触和分离装置；(6)所述接触和分离装置还连接到所述热交换装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述第一蒸馏流成热交换关系，并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(4)的冷却的至少一部分；(7)第一组合装置连接用来把所述加热的塔顶馏出的蒸汽流和任何所述残余蒸汽流组合成加热组合蒸汽流；(8)压缩装置被连接到所述第一组合装置上，以接收所述加热的组合蒸汽流并把它压缩到较高压力；(9)分离装置被连接到所述压缩装置上，以接收所述压缩的加热组合蒸汽流并把它分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(10)第二冷却装置被连接到所述分离装置上，以接收所述压缩再循环流并使它充分冷却以基本冷凝它；(11)第二膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述较低压力，所述第二膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在顶部进料位置处把所述膨胀的冷凝再循环流供给到所述接触和分离装置；(12)所述接触和分离装置还连接到所述蒸汽回收装置上，以在塔的第二较低进料位置处接收所述蒸汽蒸馏流的任何剩余部分；及(13)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，以使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。20.根据权利要求19所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下把所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)第二分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述较低压力，所述第一膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在所述塔的第一较低进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述接触和分离装置；(4)第三膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第三膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在塔中部的一个进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第四膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力；(6)第二组合装置被连接到所述第四膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述第二组合装置还连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述第一蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述第二组合装置上，以接收所述组合流并使它充分冷却以冷凝其至少一部分，所述热交换装置还被连接用来把所述至少部分冷凝组合流供给到所述第一分离装置；及(8)所述热交换装置还连接到所述接触和分离装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。21.在一种用来把包含曱烷、<:2组分、Qj组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述Q组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所述流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一膨胀装置适于把所述冷却流的所述至少一部分膨胀到中间压力，借此所述流被进一步冷却；(2)接触和分离装置被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述接触和分离装置上的塔的第一较低进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流，所述接触和分离装置适于产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体流；(3)第二膨胀装置被连接到所述接触和分离装置上，以接收所述底部液体流并把它膨胀到所述较低压力；(4)所述第二膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以把所述膨胀的底部液体流供给到所述蒸馏塔；(5)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从所述蒸馏塔的上部区域接收蒸汽蒸馏流而形成至少第一蒸馏流；(6)热交换装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述第一蒸馏流并且使它充分冷却以冷凝其至少一部分；(7)第一分离装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述至少部分冷凝第一蒸馏流并且分离它，由此在所述第一蒸馏流被冷却之后形成冷凝流和包含任何未冷凝蒸汽剩余物的残余蒸汽流，所述第一分离装置还连接到所述接触和分离装置上，以在塔中部的一个进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述接触和分离装置；(8)所述接触和分离装置还连接到所述热交换装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述第一蒸馏流成热交换关系，并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(6)的冷却的至少一部分；(9)第一组合装置连接用来把所述加热的塔顶馏出的蒸汽流和任何所述残余蒸汽流组合成加热組合蒸汽流；(10)第一压缩装置被连接到所述第一组合装置上，以接收所述加热的组合蒸汽流并把它压缩到较高压力；(11)分开装置被连接到所述第一压缩装置上，以接收所述压缩的加热组合蒸汽流并把它分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(12)第二冷却装置被连接到所述分开装置上，以接收所述压缩再循环流并使它充分冷却以基本冷凝它；(13)第三膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述中间压力，所述第三膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在顶部进料位置处把所述膨胀的冷凝再循环流供给到所述接触和分离装置；(14)第二压缩装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流的任何剩余部分并把它压缩到所述中间压力；(15)所述接触和分离装置还连接到所述第二压缩装置上，以在塔的第二较低进料位置处接收所述蒸汽蒸馏流的所述压缩的任何剩余部分；及(16)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，以使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。22.根据权利要求21所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置适于在压力下把所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)第二分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述中间压力，所述第一膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在所述塔的第一较低进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述接触和分离装置；(4)第四膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第四膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在塔中部的一个进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第五膨胀装置被连接到所述第二分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力；(6)第二组合装置被连接到所述第五膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述第二组合装置还连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述第一蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述第二组合装置上，以接收所述组合流并使它充分冷却以冷凝其至少一部分，所述热交换装置还被连接用来把所述至少部分冷凝组合流供给到所述第一分离装置；及(8)所述热交换装置还连接到所述接触和分离装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。23.在一种用来把包含曱烷、Q组分、C3组分、及重质烃组分的气体流分离成易挥发残余气体馏分和较不易挥发馏分的设备中，较不易挥发馏分的主要部分包含所述C2组分、C3组分、及重质烃组分或所述C3组分和重质烃组分，在所述设备中有(a)第一冷却装置，在压力下冷却所述气体，连接用来在压力下提供冷却流；(b)第一膨胀装置连接用来在压力下接收所述冷却流的至少一部分并且把它膨胀到较低压力，借此所述流被进一步冷却；及(c)蒸馏塔连接用来接收所述进一步冷却的膨胀流，所述蒸馏塔适于把所述进一步冷却的膨胀流分离成塔顶馏出的蒸汽流和所述较不易挥发馏分；改进在于，所述设备包括(1)所述第一膨胀装置适于把所述冷却流的所述至少一部分膨胀到中间压力，借此所述流被进一步冷却；(2)接触和分离装置被连接到所述第一膨胀装置上，以在所述接触和分离装置上的塔的第一较低进料位置处接收所述进一步冷却的膨胀流，所述接触和分离装置适于产生塔顶馏出的蒸汽流和底部液体流；(3)第二膨胀装置被连接到所述接触和分离装置上，以接收所述底部液体流并把它膨胀到所述较低压力；(4)所述第二膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以把所述膨胀的底部液体流供给到所述蒸馏塔；(5)蒸汽回收装置被连接到所述蒸馏塔上，以从所述蒸馏塔的上部区域接收蒸汽蒸馏流；(6)第一压缩装置被连接到所述蒸汽回收装置上，以接收所述蒸汽蒸馏流并把它压缩到所述中间压力，由此形成压缩蒸馏流；(7)第一分离装置被连接到所述第一压缩装置上，以接收所述压缩蒸馏流并且把它分成第一压缩蒸馏流和第二压缩蒸馏流；(8)热交换装置被连接到所述第一分离装置上，以接收所述第一压缩蒸馏流并且使它充分冷却以冷凝其至少一部分，由此形成冷凝流，所述热交换装置还连接到所述接触和分离装置上，以在塔中部的一个进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述接触和分离装置；(9)所述接触和分离装置还连接到所述热交换装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述第一压缩蒸馏流成热交换关系，并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(8)的冷却的至少一部分；(10)第二压缩装置被连接到所述热交换装置上，以接收所述加热的塔顶馏出的蒸汽流并把它压缩到较高压力；(11)第二分开装置被连接到所述第二压缩装置上，以接收所述压缩的加热的塔顶馏出的蒸汽流并把它分成所述易挥发残余气体馏分和压缩再循环流；(12)第二冷却装置被连接到所述分开装置上，以接收所述压缩再循环流并使它充分冷却以基本冷凝它；(13)第三膨胀装置被连接到所述第二冷却装置上，以接收所述基本冷凝的压缩再循环流并且把它膨胀到所述中间压力，所述第三膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在顶部进料位置处把所述膨胀的冷凝再循环流供给到所述接触和分离装置；(14)所述接触和分离装置还连接到所述第一分开装置上，以在塔的第二较低进料位置处接收所述第二压缩蒸汽蒸馏流；及(15)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，以使所述接触和分离装置的塔顶温度保持在一个温度下，借此回收在所述较不易挥发馏分中的组分的主要部分。24.根据权利要求23所述的改进，其中，所述设备包括(1)所述第一冷却装置，适于在压力下把所述气体流充分冷却以部分冷凝它；(2)分离装置被连接到所述第一冷却装置上，以接收所述部分冷凝气体流并且把它分离成蒸汽流和至少一个液体流；(3)所述第一膨胀装置被连接到所述分离装置上，以接收所述蒸汽流并把它膨胀到所述中间压力，所述第一膨胀装置还连接到所述接触和分离装置上，以在所述塔的第一较低进料位置处把所述膨胀蒸汽流供给到所述接触和分离装置；(4)第四膨胀装置被连接到所述分离装置上，以接收0%-100%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述较低压力，所述第四膨胀装置还连接到所述蒸馏塔上，以在塔中部的一个进料位置处把所述膨胀液体流供给到所述蒸馏塔；(5)第五膨胀装置被连接到所述分离装置上，以接收100%-0%的所述至少一个液体流并把它膨胀到所述中间压力；(6)组合装置被连接到所述第五膨胀装置上，以接收所述膨胀部分，所述组合装置还连接到所述第一压缩装置上，以接收所述第一压缩蒸馏流并由此组合所述流以形成组合流；(7)所述热交换装置被连接到所述组合装置上，以接收所述组合流并使它充分冷却以冷凝其至少一部分，由此形成冷凝流，所述热交换装置还连接到所述接触和分离装置上，以在所述塔的中部的一个进料位置处把所述冷凝流的至少一部分供给到所述接触和分离装置；及(8)所述热交换装置还连接到所述接触和分离装置上，以把在其中分离的所述塔顶馏出的蒸汽流的至少一部分导向成与至少所述组合流成热交换关系并且加热所述塔顶馏出的蒸汽流，由此供给元件(7)的冷却的至少一部分。全文摘要公开了一种用来从烃气流回收乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、及重质烃组分的工艺。该流被冷却并且此后膨胀到分馏塔压力，及在塔中下部进料位置处供给到分馏塔。蒸馏流从在流的进料点下面的塔退出，并且然后被导向成与塔顶馏出的蒸汽流成热交换关系，以冷却蒸馏流和冷凝其至少一部分，形成冷凝流。冷凝流的至少一部分在塔中上部进料位置处导向到分馏塔。再循环流在它已经加热和压缩之后从塔顶退出。压缩再循环流被充分冷却以基本冷凝它，并且然后被膨胀。文档编号F25J3/00GK101203722SQ200680021957公开日2008年6月18日申请日期2006年5月17日优先权日2005年6月20日发明者H·M·赫德森,J·D·威尔金森,J·T·林奇,K·T·奎利亚尔,R·N·皮特曼,T·L·马丁内斯申请人:奥特洛夫工程有限公司