一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置

摘要

本发明公开了一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置，属于天然气轻烃回收领域，目的在于解决现有天然气轻烃回收方法存在C3收率较低、工艺流程复杂、负荷调节能力差、能耗高的问题。本发明中，原料气进入主换热器，经部分冷凝后进入脱乙烷塔；从脱乙烷塔塔顶采出的气相经主换热器复热后作为产品气外输，从脱乙烷塔塔底引出的液相进入脱丁烷塔；从脱丁烷塔塔顶和塔底分别得到液化石油气产品和凝析油产品。本发明中，轻烃回收过程所需的冷量由混合冷剂制冷系统提供。本发明具有C3收率高、操作灵活、原料适应性强、能耗低、流程简单、投资少等优点，具有较好的应用前景，值得大规模推广和应用。

权利要求

1.一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，包括如下步骤：（1）天然气部分冷凝

原料气经主换热器冷却、部分冷凝后，得到第一冷凝气体，第一冷凝气体进入脱乙烷塔中进行分离；

（2）脱乙烷精馏

从脱乙烷塔顶部分离的气相进入主换热器中进行冷却、部分冷凝后，进入脱乙烷塔顶分离器进行气液分离，分别得到低温产品气、塔顶回流液相物料，低温产品气经主换热器复热后，得到产品气；

塔顶回流液相物料返回脱乙烷塔中；

脱乙烷塔底部引出的塔底液相物料进入脱丁烷塔内；

（3）脱丁烷精馏

进入脱丁烷塔内的液相被分离为液化石油气和凝析油。

2.根据权利要求1所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，所述步骤（3）中，进入脱丁烷塔内的液相被分离，脱丁烷塔顶部分离的气相经冷凝、分离后，得到的物料部分作为液化石油气输出，部分返回脱丁烷塔内；

脱丁烷塔底部分离的液相作为凝析油输出。

3.根据权利要求1 2任一项所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，所~述主换热器由混合冷剂冷却，具体步骤如下：混合冷剂经冷剂压缩机增压至设定压力后，通过冷剂冷却器预冷，再进入主换热器冷却，冷却后的混合冷剂经节流阀节流降压后，返回主换热器，并为主换热器提供冷量，经主换热器换热得到的混合冷剂再返回冷剂压缩机中增压。

4.根据权利要求3所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，所述混合冷剂为氮气、甲烷、天然气、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、戊烷、液化气的一种或多种。

5.根据权利要求1 2、4任一项所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，~所述第一冷凝气体进入低温分离器进行初分离，分别得到初分气相、初分液相，初分气相进入脱乙烷塔中进行分离，初分液相返回主换热器复热后，得到第一复热物料，第一复热物料进入脱乙烷塔中进行分离。

6.根据权利要求3所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，其特征在于，所述第一冷凝气体进入低温分离器进行初分离，分别得到初分气相、初分液相，初分气相进入脱乙烷塔中进行分离，初分液相返回主换热器复热后，得到第一复热物料，第一复热物料进入脱乙烷塔中进行分离。

7.根据权利要求1 6任一项所述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法的装置，其特征~在于，包括产品气分离系统、主换热器、用于为主换热器提供冷量的制冷系统、脱丁烷精馏系统；

所述产品气分离系统包括原料气供应装置、脱乙烷塔、与脱乙烷塔相连的脱乙烷塔底再沸器、脱乙烷塔顶分离器、产品气收集装置，所述原料气供应装置、主换热器、脱乙烷塔、脱乙烷塔顶分离器、产品气收集装置通过管道相连；

所述脱丁烷精馏系统包括脱丁烷塔、脱丁烷塔顶冷凝器、脱丁烷塔底再沸器、脱丁烷塔底冷却器、液化石油气输出装置、凝析油输出装置，所述脱丁烷塔、脱丁烷塔顶冷凝器、液化石油气输出装置通过管道依次相连，所述脱丁烷塔、脱丁烷塔底再沸器、脱丁烷塔底冷却器、凝析油输出装置通过管道依次相连。

8.根据权利要求7所述装置，其特征在于，所述产品气分离系统还包括低温分离器、低温复热管，所述原料气供应装置、主换热器、低温分离器、脱乙烷塔通过管道依次相连，所述低温分离器底部通过复热管道依次与主换热器和脱乙烷塔相连。

9.根据权利要求7或8所述装置，其特征在于，所述制冷系统包括冷剂压缩机、冷剂冷却器、节流阀，所述冷剂压缩机、冷剂冷却器、主换热器、节流阀通过管道依次相连成循环系统。

说明书

一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置

技术领域

[0001] 本发明涉及天然气领域，尤其是天然气冷凝分离领域，具体为一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置。

背景技术

[0002] 轻烃回收是指将天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收的过程。通过轻烃回收，一方面可以控制天然气的烃露点，以达到商品气质量指标，避免气液两相流动；另一方面，回收的液烃具有很大的经济价值，可直接用作燃料，也可进一步分离成乙烷、丙烷、丁烷或丙、丁烷混合物（液化气）、轻油等化工原料。

[0003] 目前，轻烃回收方法主要包括吸附法、油吸收法和冷凝分离法。吸附法是利用具有多孔结构的固体吸附剂对烃类组分吸附能力强弱的差异，而使烃类气体得以分离的方法，其原理和流程与分子筛吸附脱水相似。油吸收法则是基于天然气中各组分在吸收油中溶解度的差异，而使不同烃类气体得以分离的方法。由于吸附法和油吸收法存在能耗高、操作费用高和产品收率低等缺点，逐步被更经济和先进的冷凝分离法所取代。

[0004] 冷凝分离法是利用天然气中各烃类组分冷凝温度不同的特点，通过制冷将天然气冷至一定温度，从而将沸点较高的烃类冷凝分离，并将冷凝液分馏成合格产品的方法。然而，现有冷凝法天然气轻烃回收技术中，天然气轻烃回收装置的C3收率一般为60~80%，且具有工艺流程复杂、负荷调节能力差、能耗高等缺点。

[0005] 因此，开发一种能耗低、C3收率高、投资少和原料适应性强的轻烃回收工艺显得尤其重要。

发明内容

[0006] 本发明的发明目的在于：针对现有天然气轻烃回收方法存在C3收率较低、工艺流程复杂、负荷调节能力差、能耗高等问题，提供一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置。本发明具有高的C3收率，且操作灵活、原料适应性强、能耗低、投资少，具有显著的进步意义，值得大规模推广和应用。

[0007] 为了实现上述目的，本发明采用如下技术方案：

[0008] 一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法，包括如下步骤：

[0009] （1）天然气部分冷凝

[0010] 原料气经主换热器冷却、部分冷凝后，得到第一冷凝气体，第一冷凝气体进入脱乙烷塔中进行分离；

[0011] （2）脱乙烷精馏

[0012] 从脱乙烷塔顶部分离的气相进入主换热器中进行冷却、部分冷凝后，进入脱乙烷塔顶分离器进行气液分离，分别得到低温产品气、塔顶回流液相物料，低温产品气经主换热器复热后，得到产品气；

[0013] 塔顶回流液相物料返回脱乙烷塔中；

[0014] 脱乙烷塔底部引出的塔底液相物料进入脱丁烷塔内；

[0015] （3）脱丁烷精馏

[0016] 进入脱丁烷塔内的液相被分离为液化石油气和凝析油。

[0017] 所述步骤3中，进入脱丁烷塔内的液相被分离，脱丁烷塔顶部分离的气相经冷凝、分离后，得到的物料部分作为液化石油气输出，部分返回脱丁烷塔内；

[0018] 脱丁烷塔底部分离的液相作为凝析油输出。

[0019] 所述主换热器由混合冷剂冷却，具体步骤如下：混合冷剂经冷剂压缩机增压至设定压力后，通过冷剂冷却器预冷，再进入主换热器冷却，冷却后的混合冷剂经节流阀节流降压后，返回主换热器，并为主换热器提供冷量，经主换热器换热得到的混合冷剂再返回冷剂压缩机中增压。

[0020] 所述混合冷剂为氮气、甲烷、天然气、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、戊烷、液化气的一种或多种。

[0021] 所述第一冷凝气体进入低温分离器进行初分离，分别得到初分气相、初分液相，初分气相进入脱乙烷塔中进行分离，初分液相返回主换热器复热后，得到第一复热物料，第一复热物料进入脱乙烷塔中进行分离。

[0022] 用于前述混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法的装置，包括产品气分离系统、主换热器、用于为主换热器提供冷量的制冷系统、脱丁烷精馏系统；

[0023] 所述产品气分离系统包括原料气供应装置、脱乙烷塔、与脱乙烷塔相连的脱乙烷塔底再沸器、脱乙烷塔顶分离器、产品气收集装置，所述原料气供应装置、主换热器、脱乙烷塔、脱乙烷塔顶分离器、产品气收集装置通过管道相连；

[0024] 所述脱丁烷精馏系统包括脱丁烷塔、脱丁烷塔顶冷凝器、脱丁烷塔底再沸器、脱丁烷塔底冷却器、液化石油气输出装置、凝析油输出装置，所述脱丁烷塔、脱丁烷塔顶冷凝器、液化石油气输出装置通过管道依次相连，所述脱丁烷塔、脱丁烷塔底再沸器、脱丁烷塔底冷却器、凝析油输出装置通过管道依次相连。

[0025] 所述产品气分离系统还包括低温分离器、低温复热管，所述原料气供应装置、主换热器、低温分离器、脱乙烷塔通过管道依次相连，所述低温分离器底部通过复热管道依次与主换热器和脱乙烷塔相连。

[0026] 所述制冷系统包括冷剂压缩机、冷剂冷却器、节流阀，所述冷剂压缩机、冷剂冷却器、主换热器、节流阀通过管道依次相连成循环系统。

[0027] 针对前述问题，本发明提供一种混合冷剂制冷天然气轻烃回收的方法及装置。该方法包括如下步骤：天然气部分冷凝、脱乙烷精馏、脱丁烷精馏。在步骤2中，脱乙烷精馏塔能够将步骤1引出物料中的乙烷进行脱除。从脱乙烷塔顶部分离的气相进入主换热器中进行冷却、部分冷凝后，进入脱乙烷塔顶分离器进行气液分离，分别得到低温产品气（主要成分为C1和C2烃类）、塔顶回流液相物料（主要成分为C3及以上烃类），低温产品气经主换热器复热后，得到产品气。脱乙烷精馏所需的冷量由主换热器提供，所需的热量由脱乙烷塔底部再沸器提供。同时，脱乙烷塔顶回流液相物料经脱乙烷塔顶回流泵增压后从脱乙烷塔上部返回脱乙烷塔，脱乙烷塔底部分离的塔底液相物料进入脱丁烷塔内。

[0028] 步骤3中，进入脱丁烷塔内的液相被分离，脱丁烷塔顶部分离的气相物料（主要成分为C3和C4烃类）经冷凝后，部分作为液化石油气输出，部分返回脱丁烷塔内；而脱丁烷塔底部分离的液相（主要成分为C5及以上的烃类）作为凝析油输出。脱丁烷塔所需的冷量由脱丁烷塔顶冷凝器提供，所需的热量由脱丁烷塔底部再沸器提供。

[0029] 与现有天然气轻烃回收方法相比，本发明采用独立的混合冷剂制冷系统，制冷温度低，C3收率高。采用本发明实际应用时，在某处理规模为50×104Nm3/d的天然气轻烃回收装置（C3+体积分数为10.80%）中，采用本发明C3的回收率为94.46%，高于传统工艺公开的数据80%。同时，本发明采用混合冷剂制冷，提供的混合冷剂可以为氮气、甲烷（或天然气）、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、戊烷、液化气的一种或多种，可根据气源条件不同选择不同的制冷剂，同一流程实现不同分离条件，可在大范围内适应气源条件的变化，具有操作灵活，原料适应性强的优点。此外，本发明提供的混合冷剂制冷系统为独立系统，具有灵活的负荷调节功能。

[0030] 采用本发明的混合冷剂制冷方法，在主换热器中混合冷剂为轻烃冷凝过程提供相匹配的冷量，整个换热过程温差较均匀，无传热瓶颈，有效热损失小，运行能耗低。另外，与现有冷凝法天然气轻烃回收装置相比，本发明可减少冷剂压缩机、分离塔数量，可采用冷剂压缩机、脱乙烷塔、脱丁烷塔各一台，有效简化流程，降低设备投资。

附图说明

[0031] 本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中：

[0032] 图1为实施例1的结构示意图。

[0033] 图1中的附图标记如下：1为主换热器，2为脱乙烷塔，3为脱乙烷塔顶分离器，4为脱乙烷塔顶回流泵，5为脱乙烷塔底再沸器，6为脱丁烷塔，7为脱丁烷塔顶冷凝器，8为脱丁烷塔顶分离器，9为脱丁烷塔顶回流泵，10为脱丁烷塔底再沸器，11为脱丁烷塔底冷却器，12为冷剂压缩机，13为冷剂冷却器。

[0034] 图2为实施例2的结构示意图。

[0035] 图2中的附图标记如下：1为主换热器，2为低温分离器，3为脱乙烷塔，4为脱乙烷塔顶分离器，5为脱乙烷塔顶回流泵，6为脱乙烷塔底再沸器，7为脱丁烷塔，8为脱丁烷塔顶冷凝器，9为脱丁烷塔顶分离器，10为脱丁烷塔顶回流泵，11为脱丁烷塔底再沸器，12为脱丁烷塔底冷却器，13为冷剂压缩机，14为冷剂冷却器。

具体实施方式

[0036] 本说明书中公开的所有特征，或公开的所有方法或过程中的步骤，除了互相排斥的特征和/或步骤以外，均可以以任何方式组合。

[0037] 本说明书中公开的任一特征，除非特别叙述，均可被其他等效或具有类似目的的替代特征加以替换。即，除非特别叙述，每个特征只是一系列等效或类似特征中的一个例子而已。

[0038] 实施例1

[0039] 本实施例的流程示意图如图1所示，本实施例的工作流程如下。

[0040] 原料气进入主换热器1，经冷却、部分冷凝后从脱乙烷塔2中部进入脱乙烷塔2进行分离。从脱乙烷塔2顶部分离的气相进入主换热器1中进行冷却、部分冷凝后，进入脱乙烷塔2顶部的脱乙烷塔顶分离器3进行气液分离，分别得到低温产品气、塔顶回流液相物料，低温产品气（主要成分为C1和C2烃类）经主换热器1复热后，得到产品气。塔顶回流液相物料（主要成分为C3及以上烃类）经脱乙烷塔顶回流泵4增压后，从脱乙烷塔2上部返回脱乙烷塔2中。

[0041] 脱乙烷塔2底部分离的塔底液相物料进入脱丁烷塔6内。脱乙烷塔2精馏所需的冷量由主换热器1提供，所需的热量由脱乙烷塔底再沸器5提供。

[0042] 进入脱丁烷塔6内的液相被分离，脱丁烷塔6顶部分离的气相（主要成分为C3和C4烃类）经脱丁烷塔顶冷凝器7冷凝，再经脱丁烷塔顶分离器8分离后，不凝气体（如有）通过放散系统排放，液相经脱丁烷塔顶回流泵9增压后，部分返回脱丁烷塔6，部分作为液化石油气输出。从脱丁烷塔6塔底引出的液相（主要成分为C5及以上烃类）经脱丁烷塔底冷却器11冷却后，作为凝析油产品外输。脱丁烷塔6精馏所需的热量由脱丁烷塔底再沸器10提供。

[0043] 轻烃回收过程所需的冷量由制冷系统提供，制冷系统采用混合冷剂制冷。

[0044] 从主换热器1引出的气态混合冷剂进入冷剂压缩机12增压至设定压力后，再通过冷剂冷却器13预冷，然而进入主换热器1进一步冷却，冷却后的物料经节流阀节流降压后，返回主换热器1，并为主换热器1提供冷量。从主换热器1引出的常温混合冷剂进入冷剂压缩机12，进入下一次制冷循环。

[0045] 本实施例中，原料气处理规模为50×104Nm3/d，原料气中C3+的体积含量为10.80%，采用本发明C3的回收率为94.46%。

[0046] 实施例2

[0047] 本实施例的流程示意图如图2所示，本实施例的工作流程如下。

[0048] 原料气进入主换热器1，经冷却、部分冷凝后进入低温分离器2进行初分离，分别得到初分气相、初分液相，初分气相从脱乙烷塔3中部进入脱乙烷塔3中进行分离，初分液相返回主换热器1复热后，得到第一复热物料，第一复热物料从脱乙烷塔3下部进入脱乙烷塔3中进行分离。

[0049] 从脱乙烷塔3塔顶引出的气相进入主换热器1进行冷却、部分冷凝后，进入脱乙烷塔顶分离器4进行气液分离，分别得到低温产品气、塔顶回流液相物料。低温产品气（主要成分为C1和C2烃类）经主换热器1复热后，作为产品气。塔顶回流液相物料（主要成分为C3及以上烃类）经脱乙烷塔顶回流泵5增压后，从脱乙烷塔3上部返回脱乙烷塔3中。

[0050] 脱乙烷塔3底部分离的塔底液相物料进入脱丁烷塔7内。脱乙烷塔3精馏所需的冷量由主换热器1提供，所需的热量由脱乙烷塔底再沸器6提供。

[0051] 从脱丁烷塔7顶部引出的气相（主要成分为C3及C4烃类）经脱丁烷塔顶冷凝器8冷凝，再经脱丁烷塔顶分离器9分离后，不凝气体（如有）通过放散系统排放，液相经脱丁烷塔顶回流泵10增压后，部分返回脱丁烷塔7，部分作为液化石油气输出。从脱丁烷塔7塔底引出的液相（主要成分为C5及以上烃类）经脱丁烷塔底冷却器12冷却后，作为凝析油产品外输。脱丁烷塔7精馏所需的热量由脱丁烷塔底再沸器11提供。

[0052] 轻烃回收过程所需的冷量由制冷系统提供，制冷系统采用混合冷剂制冷。

[0053] 从主换热器1引出的气态混合冷剂进入冷剂压缩机13增压至设定压力后，再通过冷剂冷却器14预冷，然后进入主换热器1进一步冷却，再经节流阀节流降压后返回主换热器1，为主换热器1提供冷量，从主换热器1引出的常温混合冷剂进入冷剂压缩机13，完成制冷循环。

[0054] 本实施例中，原料气处理规模为85×104Nm3/d，原料气中C3+的体积含量为11.25%，采用本发明C3的回收率为96.52%。

[0055] 本发明并不局限于前述的具体实施方式。本发明扩展到任何在本说明书中披露的新特征或任何新的组合，以及披露的任一新的方法或过程的步骤或任何新的组合。