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CN118403469B - 适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法 - Google Patents

适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法 Download PDF

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CN118403469B CN202410475637.XA CN202410475637A CN118403469B CN 118403469 B CN118403469 B CN 118403469B CN 202410475637 A CN202410475637 A CN 202410475637A CN 118403469 B CN118403469 B CN 118403469B
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Abstract

本发明涉及乙烷回收系统技术领域，尤其是涉及一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法，包括第一预冷冷箱、第二预冷冷箱、过冷冷箱、低温分离器、吸收塔、塔顶分离器和脱甲烷塔；所述第一预冷冷箱的预冷输入端及第二预冷冷箱的预冷输入端均与外部原料气连通，使用时，将吸收塔和脱甲烷塔塔顶分离器替代脱甲烷塔低温精馏段，减少了进入低温区气相中的CO2含量，将大部分CO2分流至脱甲烷塔提馏段，有效解决了CO2含量≥2mol％时传统脱甲烷塔的冻堵问题；同时脱甲烷塔运行压力比吸收塔≥300KPa，大幅降低外输压缩机功耗，乙烷回收装置更加节能，适合于中高压高含二氧化碳富气的乙烷回收装置。

Description

适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法
技术领域
本发明涉及乙烷回收系统技术领域，尤其是涉及一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法。
背景技术
随着国内各大油田提质增效项目的不断推进，高含二氧化碳的油气田不断得到开发，天然气乙烷及以上重烃产品带来的经济潜力不断得到挖掘，因此针对高含二氧化碳富气乙烷回收工艺的开发和研究显得极为重要。
如图2所示，现有典型部分干气再循环工艺乙烷回收流程的特征在于将部分外输干气过冷为液相后作为脱甲烷塔顶进料，通过提高外输干气回流量和液化率，来提高乙烷回收率。当原料气中CO2含量较高时，通过提高脱甲烷塔第二股进料中混入的低温分离器液相量或提高脱甲烷塔压力来解决CO2冻堵问题，但会造成大量丙烷及以上重烃混入外输干气，导致重烃损失，同时提高脱甲烷塔压力会降低膨胀制冷量，对外加冷量需求增加，外加制冷装置压缩功大幅增加，造成系统能耗大幅上升，乙烷回收装置经济效益降低。
发明内容
本发明要解决的技术问题是：为了解决现有部分干气再循环工艺中原料气CO2含量≥2mol％、装置总压缩功耗大、原料气压力与外输压力几乎持平时无可利用压差、处理规模大的中高压富气的问题，现提供了一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法。
本发明解决其技术问题所采用的技术方案是：一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统，包括第一预冷冷箱、第二预冷冷箱、过冷冷箱、低温分离器、吸收塔、塔顶分离器和脱甲烷塔；
所述第一预冷冷箱的预冷输入端及第二预冷冷箱的预冷输入端均与外部原料气连通，所述第一预冷冷箱的预冷输出端与过冷冷箱的预冷输入端连通，所述过冷冷箱的预冷输出端与吸收塔的顶部连通，所述第二预冷冷箱的预冷输出端与低温分离器连通，所述低温分离器的气相端通过第一透平膨胀机膨胀端与吸收塔中部连通，所述低温分离器的液相端分别与吸收塔底部连通和第一预冷冷箱的预冷输出端连通；
所述吸收塔顶部的气相端与过冷冷箱的换热输入端连通，所述过冷冷箱的换热输出端分别与第一预冷冷箱的换热输入端连通和第二预冷冷箱的换热输入端连通，所述第一预冷冷箱的换热输出端和第二预冷冷箱的换热输出端均通过第二透平膨胀机增压端与外输压缩机的输入端连通，所述外输压缩机的输出端与空冷器的输出端连通，所述空冷器的输出端分别与外部连通和第一预冷冷箱的预冷输入端连通，所述第一预冷冷箱的预冷输出端与第二预冷冷箱的预冷输入端连通，所述第二预冷冷箱的预冷输出端与吸收塔顶部连通，所述吸收塔底部通过第一液相泵与脱甲烷塔上部连通，所述脱甲烷塔顶部的气相端与过冷冷箱的换热输入端连通，所述过冷冷箱的换热输出端与塔顶分离器连通；
所述塔顶分离器的气相端与过冷冷箱的换热输入端连通，所述过冷冷箱的换热输出端与第一预冷冷箱的换热输入端连通，所述第一预冷冷箱的换热输入端与外输压缩机的输入端连通，所述塔顶分离器的液相端通过第二液相泵与脱甲烷塔上部连通，所述脱甲烷塔底部设置有凝液产品排出端。相比于现有技术，本方案并将吸收塔和脱甲烷塔塔顶分离器替代脱甲烷塔低温精馏段，减少了进入低温区气相中的CO2含量，将大部分CO2分流至脱甲烷塔提馏段，有效解决了CO2含量≥2mol％时传统脱甲烷塔的冻堵问题；同时脱甲烷塔运行压力比吸收塔≥300KPa，大幅降低外输压缩机功耗，乙烷回收装置更加节能，适合于中高压高含二氧化碳富气的乙烷回收装置。
优选地一些实施方式，所述第一液相泵通过外接管路经过第二预冷冷箱并与脱甲烷塔底部连通。
优选地一些实施方式，所述脱甲烷塔底部通过外接管路经过第二预冷冷箱并与脱甲烷塔底部连通。
一种采用如上述的适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统的回收方法，具体操作步骤如下：原料气分两路，第一路原料气经第一预冷冷箱预冷后混入部分低温分离器液体，再进入过冷冷箱过冷后节流降温进入吸收塔上部；
第二路原料气经第二预冷冷箱预冷后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相全部进入第一透平膨胀机膨胀端进行降压降温后进入吸收塔中部，低温分离器分离出的一部分液相全部进入吸收塔底部；
部分外输干气经第一预冷冷箱、过冷冷箱换热降温后节流降温进入吸收塔顶部；
吸收塔底部液相经第一液相泵增压后分两路，第一路液相节流降温后进入脱甲烷塔上部，第二路液相节流降温后进入第二预冷冷箱换热升温，再进入脱甲烷塔中部；
脱甲烷塔顶部气相经过冷冷箱换热升温，再进入脱甲烷塔塔顶分离器，脱甲烷塔塔顶分离器分离出的气相依次经过冷冷箱、第一预冷冷箱换热升温，再经过外输压缩机中增压，最后经空冷器冷却后外输；脱甲烷塔塔顶分离器分离出的第二液相泵增压后进入脱甲烷塔顶部；
吸收塔顶部气相经过冷冷箱换热升温后分两路，分别进入第一预冷冷箱和第二预冷冷箱换热升温后合流，经过第二透平膨胀机增压端增压后，再与脱甲烷塔塔顶气相合流进入外输压缩机增压；脱甲烷塔底部的凝液产品进入后续的脱乙烷塔等分馏处理单元进行处理。
本发明的有益效果是：本发明适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法在使用时，将吸收塔和脱甲烷塔塔顶分离器替代脱甲烷塔低温精馏段，减少了进入低温区气相中的CO2含量，将大部分CO2分流至脱甲烷塔提馏段，有效解决了CO2含量≥2mol％时传统脱甲烷塔的冻堵问题；同时脱甲烷塔运行压力比吸收塔≥300KPa，大幅降低外输压缩机功耗，乙烷回收装置更加节能，适合于中高压高含二氧化碳富气的乙烷回收装置，本发明开发了高含二氧化碳中高压富气乙烷回收方法，高CO2含量下乙烷回收率高达95％，装置总压缩功耗有所降低，提高了乙烷回收装置经济及社会效益，避免了现有部分干气再循环工艺中原料气CO2含量≥2mol％、装置总压缩功耗大、无可利用压差、处理规模大的中高压富气的问题。
附图说明
下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。
图1是本发明的结构示意图；
图2是现有技术的结构示意图。
图中：E1、第一预冷冷箱，V1、低温分离器，E2、第二预冷冷箱，V2、塔顶分离器，K1、第一透平膨胀机膨胀端，E3、过冷冷箱，T1、吸收塔，T2、脱甲烷塔，A1、空冷器，K2、第二透平膨胀机增压端，K3、外输压缩机，P1、第一液相泵，P2、第二液相泵。
具体实施方式
本发明下面结合实施例作进一步详述：
本发明不局限于下列具体实施方式，本领域一般技术人员根据本发明公开的内容，可以采用其他多种具体实施方式实施本发明的，或者凡是采用本发明的设计结构和思路，做简单变化或更改的，都落入本发明的保护范围。需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。
在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
实施例1
如图1所示，一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统，包括第一预冷冷箱E1、第二预冷冷箱E2、过冷冷箱E3、低温分离器V1、吸收塔T1、塔顶分离器V2和脱甲烷塔T2；
第一预冷冷箱E1的预冷输入端及第二预冷冷箱E2的预冷输入端均与外部原料气连通，第一预冷冷箱E1的预冷输出端与过冷冷箱E3的预冷输入端连通，过冷冷箱E3的预冷输出端与吸收塔T1的顶部连通，第二预冷冷箱E2的预冷输出端与低温分离器V1连通，低温分离器V1的气相端通过第一透平膨胀机膨胀端K1与吸收塔T1中部连通，低温分离器V1的液相端分别与吸收塔T1底部连通和第一预冷冷箱E1的预冷输出端连通；
吸收塔T1顶部的气相端与过冷冷箱E3的换热输入端连通，过冷冷箱E3的换热输出端分别与第一预冷冷箱E1的换热输入端连通和第二预冷冷箱E2的换热输入端连通，第一预冷冷箱E1的换热输出端和第二预冷冷箱E2的换热输出端均通过第二透平膨胀机增压端K2与外输压缩机K3的输入端连通，外输压缩机K3的输出端与空冷器A1的输出端连通，空冷器A1的输出端分别与外部连通和第一预冷冷箱E1的预冷输入端连通，第一预冷冷箱E1的预冷输出端与第二预冷冷箱E2的预冷输入端连通，第二预冷冷箱E2的预冷输出端与吸收塔T1顶部连通，吸收塔T1底部通过第一液相泵P1与脱甲烷塔T2上部连通，脱甲烷塔T2顶部的气相端与过冷冷箱E3的换热输入端连通，过冷冷箱E3的换热输出端与塔顶分离器V2连通；
塔顶分离器V2的气相端与过冷冷箱E3的换热输入端连通，过冷冷箱E3的换热输出端与第一预冷冷箱E1的换热输入端连通，第一预冷冷箱E1的换热输出端与外输压缩机K3的输入端连通，塔顶分离器V2的液相端通过第二液相泵P2与脱甲烷塔T2上部连通，脱甲烷塔T2底部设置有凝液产品排出端。
第一液相泵P1通过外接管路经过第二预冷冷箱E2并与脱甲烷塔T2底部连通。
脱甲烷塔T2底部通过外接管路经过第二预冷冷箱E2并与脱甲烷塔T2底部连通。
外输气分为两路：占总气相10％～15％的第一路气相经第一预冷冷箱E1、过冷冷箱E3冷却并节流后进入，第二路气相作为合格产品天然气外输。
原料气分为两路：占总气相20％～25％的第一路气相经第一预冷冷箱E1、过冷冷箱E3冷却并节流后进入吸收塔T1上部；第二路气相经第二预冷冷箱E2预冷后进入低温分离器V1。
低温分离器V1底部液相分为两路：占总液相75％～95％的第一路液相混入第一路原料气，混合相经过冷冷箱E3冷却并节流后进入吸收塔T1上部；第二路液相经节流降温后进入吸收塔T1底部。
吸收塔T1底部液相分为两路：占总液相40％～60％的第一路液相节流降温后进入脱甲烷塔T2上部；第二路液相经节流降温后进入吸收塔T1上部；第二路液相经节流降温后进入第一预冷冷箱E1，换热升温后进入吸收塔T1下部。
第一预冷冷箱E1、第二预冷冷箱E2、过冷冷箱E3均采用多股板翅式换热器，将两股热流与两股冷流、一股热流与多股冷流、两股热流与多股冷流分别集成于第一预冷冷箱E1、第二预冷冷箱E2、过冷冷箱E3。
第一预冷冷箱E1中两股热流为：一股原料气、一股外输干气；两股冷流为：一股经过冷冷箱E3换热升温后的吸收塔T1气相、一股经过冷冷箱E3换热升温后的脱甲烷塔T2塔顶分离器V2气相。第二预冷冷箱E2的一股热流为原料气；多股冷流为：一股经过冷冷箱E3换热升温后的吸收塔T1气相、一股经节流降温后吸收塔T1底液相、两股脱甲烷塔T2侧线抽出、一股-12℃～-16℃外加丙烷冷剂、一股-24℃～-32℃外加丙烷冷剂。过冷冷箱E3中两股热流为：一股经第一预冷冷箱E1换热升温后原料气与部分液相的混合相、一股经第一预冷冷箱E1换热升温后的外输干气；多股冷流为：一股脱甲烷塔T2塔顶分离器V2气相、一股气相、一股脱甲烷塔T2顶部气相。
实施例2
实施例2为实施例1的一种应用，具体为：一种采用如上述的适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统的回收方法，具体操作步骤如下：原料气分两路，第一路原料气经第一预冷冷箱E1预冷后混入部分低温分离器V1液体，再进入过冷冷箱E3过冷后节流降温进入吸收塔T1上部；
第二路原料气经第二预冷冷箱E2预冷后进入低温分离器V1，低温分离器V1分离出的气相全部进入第一透平膨胀机膨胀端K1进行降压降温后进入吸收塔T1中部，低温分离器V1分离出的一部分液相全部进入吸收塔T1底部；
部分外输干气经第一预冷冷箱E1、过冷冷箱E3换热降温后节流降温进入吸收塔T1顶部；
吸收塔T1底部第一液相泵P1增压后分两路，第一路液相节流降温后进入脱甲烷塔T2上部，第二路液相节流降温后进入第二预冷冷箱E2换热升温，再进入脱甲烷塔T2中部；
脱甲烷塔T2顶部气相经过冷冷箱E3换热升温，再进入脱甲烷塔T2塔顶分离器V2，脱甲烷塔T2塔顶分离器V2分离出的气相依次经过冷冷箱E3、第一预冷冷箱E1换热升温，再经过外输压缩机K3中增压，最后经空冷器A1冷却后外输；脱甲烷塔T2塔顶分离器V2分离出的第二液相泵P2增压后进入脱甲烷塔T2顶部；
吸收塔T1顶部气相经过冷冷箱E3换热升温后分两路，分别进入第一预冷冷箱E1和第二预冷冷箱E2换热升温后合流，经过第二透平膨胀机增压端K2增压后，再与脱甲烷塔T2塔顶气相合流进入外输压缩机K3增压；脱甲烷塔T2底部的凝液产品进入后续的脱乙烷塔等分馏处理单元进行处理。
上述适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统及其回收方法在使用时，原料气气质组分和工况如下：
原料气处理规模：1000×104m3/d，原料气压力：5.4MPa，原料气温度：36℃，干气外输压力：5.4MPa。
原料气组成见下表1
表1
组成 N2 CO2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6 C7 C8+
mol％ 0.56 2.5 84.4 8.39 2.25 0.63 0.57 0.27 0.12 0.13 0.12 0.06
原料气温度：36℃，干气外输压力：5.4MPa，原料气分两路，第一路原料气占总原料气量的21.5％，第一路原料气经第一预冷冷箱E1预冷至温度为-54.5℃，压力为5.36MPa后，再混入部分低温分离器V1液体，混入部分的液体占低温分离器V1底部液相流量的48％，再进入过冷冷箱E3过冷后节流降温至-92.6℃，压力为2.75MPa后，再进入吸收塔T1上部。
第二路原料气占总原料气量的81.5％并经第二预冷冷箱E2预冷至-54.5℃，压力为5.36MPa后，进入低温分离器V1，低温分离器V1分离出的气相全部进入第一透平膨胀机膨胀端K1进行降压降温至-76.7℃，压力为2.75MPa后，进入吸收塔T1中部，低温分离器V1分离出的一部分液相，一部分液相占低温分离器V1底部液相流量的52％，进入吸收塔T1底部；部分外输干气占外输干气总流量的10.5％，部分外输干气经第一预冷冷箱E1、过冷冷箱E3换热降温后节流降温至-98.8℃，压力位2.75MPa，进入吸收塔T1顶部；吸收塔T1底部的第一液相泵P1增压后分两路，第一路液相占吸收塔T1底部液相流量的49％，第一路液相节流降温后进入脱甲烷塔T2上部，第二路液相占吸收塔T1底部液相流量的51％，第二路液相节流降温后进入第二预冷冷箱E2换热升温至-74.3℃，压力为3.25MPa，再进入脱甲烷塔T2中部；脱甲烷塔T2顶部气相温度为-87.5℃，压力位3.2MPa，并经过冷冷箱E3换热降温至-94.5℃，压力为3.18MPa，再进入脱甲烷塔T2顶部的塔顶分离器V2，脱甲烷塔T2顶部的塔顶分离器V2分离出的气相依次经过冷冷箱E3、第一预冷冷箱E1换热升温，再经过外输压缩机K3增压至5.45MPa，温度为82.5℃，最后经空冷器A1冷却至40℃，压力为5.4MPa后外输；脱甲烷塔T2顶部的塔顶分离器V2分离出的第二液相泵P2增压后进入脱甲烷塔T2顶部；吸收塔T1顶部气相经过冷冷箱E3换热升温至-68.6℃，压力为2.68MPa后分两路，分别进入第一预冷冷箱E1和第二预冷冷箱E2换热升温后合流，经过第二透平膨胀机增压端K2增压至3.13MPa，温度为39.6℃后，再与脱甲烷塔T2塔顶气相合流进入外输压缩机K3增压。
从脱甲烷塔T2中下部抽出两股低温液相，一股低温液相的温度为-56.8℃，另一股低温液相温度为-70.5℃，两股低温液相分别与第二预冷冷箱E2、过冷冷箱E3换热升温后流入脱甲烷塔T2，作为侧重沸器热源；底部抽出一股低温位为-1.9℃的液相与第二预冷冷箱E2换热升温为重沸器提供热源。丙烷制冷系统分别为第二预冷冷箱E2提供-37.28℃、-14.12℃两个温位，其丙烷制冷系统的轴功率为6312kW。
脱甲烷塔T2底部的凝液产品进入后续的脱乙烷塔等分馏处理单元进行处理，产品为乙烷，其回收率为94％，压力为3.2MPa，温度为29.6℃。
本实例模拟结果表明：在相同工况条件下，本发明与现有部分干气再循环乙烷回收工艺相比，乙烷回收率提高了4.6％，吸收塔T1上部塔板CO2最低冻堵裕量由5℃增至7℃，乙烷产品量增加了25.36t/d，其系统压缩功率降低了236kW，系统压缩功率为外输压缩机K3压缩功与丙烷制冷压缩功之和，乙烷回收装置抗CO2冻堵能力和乙烷回收率均有提高，其经济效益得到显著提升。
上述依据本发明的理想实施例为启示，通过上述的说明内容，相关工作人员完全可以在不偏离本项发明技术思想的范围内，进行多样的变更以及修改。本项发明的技术性范围并不局限于说明书上的内容，必须要根据权利要求范围来确定其技术性范围。

Claims (4)

1.一种适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统，其特征在于：包括第一预冷冷箱（E1）、第二预冷冷箱（E2）、过冷冷箱（E3）、低温分离器（V1）、吸收塔（T1）、塔顶分离器（V2）和脱甲烷塔（T2）；
所述第一预冷冷箱（E1）的预冷输入端及第二预冷冷箱（E2）的预冷输入端均与外部原料气连通，所述第一预冷冷箱（E1）的预冷输出端与过冷冷箱（E3）的预冷输入端连通，所述过冷冷箱（E3）的预冷输出端与吸收塔（T1）的顶部连通，所述第二预冷冷箱（E2）的预冷输出端与低温分离器（V1）连通，所述低温分离器（V1）的气相端通过第一透平膨胀机膨胀端（K1）与吸收塔（T1）中部连通，所述低温分离器（V1）的液相端分别与吸收塔（T1）底部连通和第一预冷冷箱（E1）的预冷输出端连通；
所述吸收塔（T1）顶部的气相端与过冷冷箱（E3）的换热输入端连通，所述过冷冷箱（E3）的换热输出端分别与第一预冷冷箱（E1）的换热输入端连通和第二预冷冷箱（E2）的换热输入端连通，所述第一预冷冷箱（E1）的换热输出端和第二预冷冷箱（E2）的换热输出端均通过第二透平膨胀机增压端（K2）与外输压缩机（K3）的输入端连通，所述外输压缩机（K3）的输出端与空冷器（A1）的输入端连通，所述空冷器（A1）的输出端分别与外部连通和第一预冷冷箱（E1）的预冷输入端连通，所述第一预冷冷箱（E1）的预冷输出端与过冷冷箱（E3）的预冷输入端连通，所述过冷冷箱（E3）的预冷输出端与吸收塔（T1）顶部连通，所述吸收塔（T1）底部通过第一液相泵（P1）与脱甲烷塔（T2）上部连通，所述脱甲烷塔（T2）顶部的气相端与过冷冷箱（E3）的换热输入端连通，所述过冷冷箱（E3）的换热输出端与塔顶分离器（V2）连通；
所述塔顶分离器（V2）的气相端与过冷冷箱（E3）的换热输入端连通，所述过冷冷箱（E3）的换热输出端与第一预冷冷箱（E1）的换热输入端连通，所述第一预冷冷箱（E1）的换热输出端与外输压缩机（K3）的输入端连通，所述塔顶分离器（V2）的液相端通过第二液相泵（P2）与脱甲烷塔（T2）上部连通，所述脱甲烷塔（T2）底部设置有凝液产品排出端。
2.根据权利要求1所述的适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统，其特征在于：所述第一液相泵（P1）通过外接管路经过第二预冷冷箱（E2）并与脱甲烷塔（T2）底部连通。
3.根据权利要求1所述的适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统，其特征在于：所述脱甲烷塔（T2）底部通过外接管路经过第二预冷冷箱（E2）并与脱甲烷塔（T2）底部连通。
4.一种采用如权利要求1-3任一项所述的适用于高含二氧化碳富气的乙烷回收系统的回收方法，其特征在于，具体操作步骤如下：原料气分两路，第一路原料气经第一预冷冷箱（E1）预冷后混入部分低温分离器（V1）液体，再进入过冷冷箱（E3）过冷后节流降温进入吸收塔（T1）上部；
第二路原料气经第二预冷冷箱（E2）预冷后进入低温分离器（V1），低温分离器（V1）分离出的气相全部进入第一透平膨胀机膨胀端（K1）进行降压降温后进入吸收塔（T1）中部，低温分离器（V1）分离出的一部分液相全部进入吸收塔（T1）底部；
部分外输干气经第一预冷冷箱（E1）、过冷冷箱（E3）换热降温后节流降温进入吸收塔（T1）顶部；
吸收塔（T1）底部第一液相泵（P1）增压后分两路，第一路液相节流降温后进入脱甲烷塔（T2）上部，第二路液相节流降温后进入第二预冷冷箱（E2）换热升温，再进入脱甲烷塔（T2）中部；
脱甲烷塔（T2）顶部气相经过冷冷箱（E3）换热升温，再进入脱甲烷塔（T2）塔顶分离器（V2），脱甲烷塔（T2）塔顶分离器（V2）分离出的气相依次经过冷冷箱（E3）、第一预冷冷箱（E1）换热升温，再经过外输压缩机（K3）中增压，最后经空冷器（A1）冷却后外输；脱甲烷塔（T2）塔顶分离器（V2）分离出的液相端通过第二液相泵（P2）增压后进入脱甲烷塔（T2）顶部；
吸收塔（T1）顶部气相经过冷冷箱（E3）换热升温后分两路，分别进入第一预冷冷箱（E1）和第二预冷冷箱（E2）换热升温后合流，经过第二透平膨胀机增压端（K2）增压后，再与脱甲烷塔（T2）塔顶气相合流进入外输压缩机（K3）增压；脱甲烷塔（T2）底部的凝液产品进入后续的脱乙烷塔进行处理。
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