一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法

摘要

本发明属于天然气处理工艺技术领域，涉及一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法。所述方法通过分出预冷分离器的部分凝液进入主冷箱过冷后节流进一步降温，再进入主冷箱和预冷箱升温提供冷量，自产混合冷剂，混合冷剂在混合冷剂压缩机组增压后与原料气混合一起进入预冷箱，将制冷工艺与乙烷回收工艺结合一体，不需单独配置混合冷剂各组分储罐，仅通过调节预冷分离器的温度和凝液分流比来分别控制混合冷剂组分和循环量，以控制向冷箱提供的冷量；本发明适用于原料气气质较富且压力较低的乙烷回收装置，其方法具有制冷工艺调节容易、适应性强、投资成本低等特点。

权利要求

1.一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，包括以下步骤：

步骤一：原料气经增压脱水后经过预冷箱(1)冷却；

步骤二：然后进入预冷分离器(2)气液分离；

步骤三：预冷分离器(2)的液相分成两股，一股节流降压后进入脱甲烷塔(3)下部，另一股作为混合冷剂进入主冷箱(4)降温，再经节流阀进一步降温后，先后进入主冷箱(4)、预冷箱(1)换热升温提供冷量，再进入混合冷剂压缩机组增压后与原料气混合；

步骤四：预冷分离器(2)的气相进入主冷箱(4)冷却后进入低温分离器(5)气液分离；

步骤五：低温分离器(5)的气相分成三股，第一股节流后进入脱甲烷塔中部，第二股进入主冷箱(4)过冷，然后节流进入脱甲烷塔顶部，第三股进入主冷箱(4)过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

步骤六：低温分离器(5)的液相分成两股，一股节流后进入脱甲烷塔(3)中下部，另一股与步骤五中低温分离器(5)的第三股气相混合后进入主冷箱(4)过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

步骤七：脱甲烷塔(3)塔顶气相依次经过主冷箱(4)、预冷箱(1)换热升温后外输；

步骤八：脱甲烷塔(3)底的凝液产品进入后续分馏处理单元进行处理。

2.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述脱甲烷塔(3)下部侧线抽出一股进入预冷箱(1)提供冷量，换热升温后流入侧线抽出位置的下一块塔板上。

3.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述脱甲烷塔(3)底部的全部凝液进入预冷箱(1)换热升温，然后流回脱甲烷塔(3)内。

4.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述后续分馏处理单元包括脱乙烷塔。

5.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述预冷箱(1)、主冷箱(4)均采用多股板翅式换热器，所述多股板翅式换热器将热流与冷流集成于预冷箱(1)、主冷箱(4)。

6.根据权利要求5所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述预冷箱(1)的热流为原料气和混合冷剂的混合物流，所述预冷箱(1)的冷流为多股冷流，所述多股冷流分别为经主冷箱(4)换热后的脱甲烷塔(3)顶部出来的气相、经主冷箱(4)换热后的混合冷剂、脱甲烷塔(3)底抽出的凝液。

7.根据权利要求5所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述主冷箱(4)的热流为多股热流，所述多股热流分别为预冷分离器(2)的气相、预冷分离器(2)的部分凝液、低温分离器(5)的部分气相、低温分离器(5)的部分气相和部分凝液的混合物流，所述主冷箱(4)的冷流为多股冷流，所述多股冷流分别为脱甲烷塔(3)顶部出来的气相、节流后的低温混合冷剂、脱甲烷塔(3)下部侧线抽出物流。

8.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述预冷分离器(2)的部分凝液进入主冷箱(4)降温后再节流进一步降温，低温混合冷剂先后进入主冷箱(4)、预冷箱(1)换热升温提供冷量。

9.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述升温后的混合冷剂进入混合冷剂压缩机组增压，然后与原料气混合一起进入预冷箱(1)降温，进入预冷分离器(2)进行气液分离。

10.根据权利要求1所述的一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，其特征在于，通过调节预冷分离温度来控制混合冷剂组分和调节预冷分离器凝液分流比来控制混合冷剂循环量，从而控制为冷箱提供的冷量。

说明书

一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法

技术领域

[0001] 本发明属于天然气的加工工艺技术领域，涉及一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法。

背景技术

[0002] 随着油气田逐步意识到乙烷产品带来的巨大经济价值，对高效乙烷回收流程的研究与开发变得尤为重要。目前天然气乙烷回收主要多采用丙烷/丙烯预冷+膨胀机制冷工艺。单组分冷剂制冷循环提供预冷冷量，膨胀机提供中冷和深冷冷量，当原料气压力较低时，膨胀机不能提供足够的冷量，乙烷收率降低。虽然阶式制冷工艺可提供足够的冷量，但阶式制冷循环存在结构复杂，投资成本高的问题，混合冷剂制冷工艺具有投资省、操作简单、乙烷收率高的特点。

[0003] 目前适用于低压富气乙烷回收流程有气/液体混合过冷(GLSP)工艺。乙烷回收工艺可通过调节低温分离器温度以及气/液相分流比来控制乙烷回收率，混合冷剂制冷工艺通过调节混合冷剂各个组分的流量来控制冷箱夹点。在混合冷剂制冷工艺中，混合冷剂先后进入预冷箱和主冷箱降温，节流降压进一步降温后返回主冷箱和预冷箱提供冷量，然后进入混合冷剂压缩机组增压，完成制冷循环。但当面临气源条件频繁波动时，此制冷工艺需不断调节混合冷剂各个组分的流量来控制供给冷箱的冷量，调节困难且运行成本增加，并且各个混合冷剂组分的储罐较多，增加了占地面积和设备投资成本。

发明内容

[0004] 本发明所要解决的技术问题是提供一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，所述方法混合冷剂取自于原料气组分，无需单独设定混合冷剂各组分的储罐，降低了投资成本，可提高制冷工艺的适应性和调节易操作性，降低了运行费用，乙烷回收装置的经济效益得到有效提升。

[0005] 本发明所采用的技术方案是，一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，包括以下步骤：

[0006] 步骤一：原料气经增压脱水后经过预冷箱1冷却；

[0007] 步骤二：然后进入预冷分离器2气液分离；

[0008] 步骤三：预冷分离器2的液相分成两股，一股节流降压后进入脱甲烷塔3下部，另一股作为混合冷剂进入主冷箱4降温，再经节流阀进一步降温后，先后进入主冷箱4、预冷箱1换热升温提供冷量，再进入混合冷剂压缩机组增压后与原料气混合；

[0009] 步骤四：预冷分离器2的气相进入主冷箱4冷却后进入低温分离器5气液分离；

[0010] 步骤五：低温分离器5的气相分成三股，第一股节流后进入脱甲烷塔中部，第二股进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔顶部，第三股进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

[0011] 步骤六：低温分离器5的液相分成两股，一股节流后进入脱甲烷塔3中下部，另一股与步骤五中低温分离器5的第三股气相混合后进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

[0012] 步骤七：脱甲烷塔3塔顶气相依次经过主冷箱4、预冷箱1换热升温后外输；

[0013] 步骤八：脱甲烷塔3底的凝液产品进入后续分馏处理单元进行处理。

[0014] 优选的，所述脱甲烷塔3下部侧线抽出一股物流进入预冷箱1提供冷量，换热升温后流入侧线抽出位置的下一块塔板上。

[0015] 优选的，所述脱甲烷塔3底部的全部凝液进入预冷箱1换热升温，然后流回脱甲烷塔3内。

[0016] 优选的，所述后续分馏处理单元包括脱乙烷塔。

[0017] 优选的，所述预冷箱1、主冷箱4均采用多股板翅式换热器，多股板翅式换热器将热流与冷流集成于预冷箱1、主冷箱4。

[0018] 优选的，所述预冷箱1的热流为原料气和混合冷剂的混合物流，预冷箱1的冷流为多股冷流，多股冷流分别为经主冷箱4换热后的脱甲烷塔3顶部出来的气相、经主冷箱4换热后的混合冷剂、脱甲烷塔3底抽出的凝液。

[0019] 优选的，所述主冷箱4的热流为多股热流，多股热流分别为预冷分离器2的气相、预冷分离器2的部分凝液、低温分离器5的部分气相、低温分离器5的部分气相和部分凝液的混合物流，主冷箱4的冷流为多股冷流，多股冷流分别为脱甲烷塔3顶部出来的气相、节流后的低温混合冷剂、脱甲烷塔3下部侧线抽出物流。

[0020] 优选的，所述预冷分离器2的部分凝液进入主冷箱4降温后再节流进一步降温，低温混合冷剂先后进入主冷箱4、预冷箱1换热升温提供冷量，采用原料气自身组分作为混合冷剂，节省购买混合冷剂的费用。

[0021] 优选的，所述升温后的混合冷剂进入混合冷剂压缩机组增压，然后与原料气混合一起进入预冷箱1降温，进入预冷分离器2进行气液分离，将制冷工艺与乙烷回收工艺结合一体，不需单独配置混合冷剂各组分储罐，简化了流程，节省了设备投资。

[0022] 优选的，通过调节预冷分离温度来控制混合冷剂组分和调节预冷分离器凝液分流比来控制混合冷剂循环量，从而控制为冷箱提供的冷量，调控容易且对原料气气源条件的适应性强，所述原料气气源条件包括压力、流量、组分。

[0023] 原料气经增压脱水后进入预冷箱1降温，然后进入预冷分离器2气液分离；预冷分离器2的凝液分成两股，一股节流降压后进入脱甲烷塔3下部，另一股作为混合冷剂进入主冷箱4降温，再经节流阀进一步降温后，先后进入主冷箱4、预冷箱1换热升温提供冷量，再进入混合冷剂压缩机组增压后与富气混合；预冷分离器2的气相进入主冷箱4冷却后进入低温分离器5气液分离；低温分离器5的气相分成三股，第一股节流后进入脱甲烷塔中部，第二股进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔顶部，第三股与低温分离器5的部分凝液混合进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；另一部分低温分离器5的凝液节流后进入脱甲烷塔3中下部；脱甲烷塔3塔顶气相依次经过主冷箱4和预冷箱1换热升温后外输；脱甲烷塔3下部侧线抽出一股物流进入预冷箱1提供冷量，换热升温后流入抽出塔板处的下一块塔板上；脱甲烷塔3底部的全部凝液进入预冷箱1换热升温，然后流回脱甲烷塔3内；脱甲烷塔3底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。

[0024] 预冷分离器2的部分凝液进入主冷箱4降温后再节流进一步降温，然后进入主冷箱4和预冷箱1提供冷量，采用原料气自身组分作为混合冷剂，节省购买混合冷剂的费用；混合冷剂在混合冷剂压缩机组增压后与原料气混合一起进入预冷箱1降温，再进入预冷分离器2气液分离，将制冷工艺与乙烷回收工艺结合一体，不需单独配置混合冷剂各组分储罐，简化流程，节省设备投资；通过调节预冷分离器2的温度和凝液分流比来分别控制混合冷剂组分和循环量，以控制向冷箱提供的冷量，对原料气气源条件(压力、流量、组分)的适应性强且制冷工艺调节容易，降低运行成本；预冷箱1、主冷箱4均采用多股板翅式换热器，将一股热流与多股冷流、多股热流与多股冷流分别集成于预冷箱1、主冷箱4。预冷箱1的一股热流为原料气和混合冷剂的混合物流，多股冷流分别为经主冷箱4换热后的脱甲烷塔顶部出来的气相、经主冷箱4换热后的混合冷剂、脱甲烷塔底抽出的凝液。主冷箱4的多股热流分别为预冷分离器2的气相、预冷分离器2的部分凝液、低温分离器5的部分气相、低温分离器5的部分气相和部分凝液的混合物流，多股冷流分别为脱甲烷塔3顶部出来的气相、节流后的低温混合冷剂、脱甲烷塔3下部侧线抽出物流。脱甲烷塔3底物流在预冷箱1中对压缩后的混合冷剂和原料气的混合物进行降温，相当于混合冷剂和原料气为脱甲烷提高重沸负荷。

[0025] 本发明的有益效果是：本发明中预冷分离器的部分凝液节流降温后为主冷箱和预冷箱提供冷量，采用原料气自身组分作为混合冷剂，节省了购买的混合冷剂费用；增压后的混合冷剂与富气混合一起，将制冷工艺与乙烷回收工艺结合一体，不需单独配置混合冷剂各组分储罐，节省设备投资；仅通过调节预冷分离器的温度和凝液分流比来分别控制混合冷剂组分和循环量，以控制向冷箱提供的冷量，对原料气气源条件(压力、流量、组分)的适应性强且制冷工艺调节容易，降低运行成本。

附图说明

[0026] 为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

[0027] 图1是一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法的工艺流程图；

[0028] 图中，预冷箱-1，预冷分离器-2，脱甲烷塔-3，主冷箱-4，低温分离器-5。

具体实施方式

[0029] 下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

[0030] 参考图1，一种自产混合冷剂制冷的富气乙烷回收方法，包括以下步骤：

[0031] 步骤一：原料气经增压脱水后经过预冷箱1冷却；

[0032] 步骤二：然后进入预冷分离器2气液分离；

[0033] 步骤三：预冷分离器2的液相分成两股，一股节流降压后进入脱甲烷塔3下部，另一股作为混合冷剂进入主冷箱4降温，再经节流阀进一步降温后，先后进入主冷箱4、预冷箱1换热升温提供冷量，再进入混合冷剂压缩机组增压后与原料气混合；

[0034] 步骤四：预冷分离器2的气相进入主冷箱4冷却后进入低温分离器5气液分离；

[0035] 步骤五：低温分离器5的气相分成三股，第一股节流后进入脱甲烷塔中部，第二股进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔顶部，第三股进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

[0036] 步骤六：低温分离器5的液相分成两股，一股节流后进入脱甲烷塔3中下部，另一股与步骤五中低温分离器5的第三股气相混合后进入主冷箱4过冷，然后节流进入脱甲烷塔上部；

[0037] 步骤七：脱甲烷塔3塔顶气相依次经过主冷箱4、预冷箱1换热升温后外输；

[0038] 步骤八：脱甲烷塔3底的凝液产品进入后续分馏处理单元进行处理。

[0039] 进一步的，所述脱甲烷塔3下部侧线抽出一股物流进入预冷箱1提供冷量，换热升温后流入侧线抽出位置的下一块塔板上。

[0040] 进一步的，所述脱甲烷塔3底部的全部凝液进入预冷箱1换热升温，然后流回脱甲烷塔3内。

[0041] 进一步的，所述后续分馏处理单元包括脱乙烷塔。

[0042] 进一步的，所述预冷箱1、主冷箱4均采用多股板翅式换热器，多股板翅式换热器将热流与冷流集成于预冷箱1、主冷箱4。

[0043] 进一步的，所述预冷箱1的热流为原料气和混合冷剂的混合物流，预冷箱1的冷流为多股冷流，多股冷流分别为经主冷箱4换热后的脱甲烷塔3顶部出来的气相、经主冷箱4换热后的混合冷剂、脱甲烷塔3底抽出的凝液。

[0044] 进一步的，所述主冷箱4的热流为多股热流，多股热流分别为预冷分离器2的气相、预冷分离器2的部分凝液、低温分离器5的部分气相、低温分离器5的部分气相和部分凝液的混合物流，主冷箱4的冷流为多股冷流，多股冷流分别为脱甲烷塔3顶部出来的气相、节流后的低温混合冷剂、脱甲烷塔3下部侧线抽出物流。

[0045] 进一步的，所述预冷分离器2的部分凝液进入主冷箱4降温后再节流进一步降温，低温混合冷剂先后进入主冷箱4、预冷箱1换热升温提供冷量，采用原料气自身组分作为混合冷剂，节省购买混合冷剂的费用。

[0046] 进一步的，所述升温后的混合冷剂进入混合冷剂压缩机组增压，然后与原料气混合一起进入预冷箱1降温，进入预冷分离器2进行气液分离，将制冷工艺与乙烷回收工艺结合一体，不需单独配置混合冷剂各组分储罐，简化了流程，节省了设备投资。

[0047] 进一步的，通过调节预冷分离温度来控制混合冷剂组分和调节预冷分离器凝液分流比来控制混合冷剂循环量，从而控制为冷箱提供的冷量，调控容易且对原料气气源条件的适应性强，所述原料气气源条件包括压力、流量、组分。

[0048] 实施例1

[0049] 如图1所示，原料气气质组分和工况如下：

[0050] 原料气处理规模：100×104m3/d

[0051] 原料气压力：0.30MPa

[0052] 原料气温度：25℃

[0053] 外输气压力：1.80MPa

[0054] 原料气组成见表1

[0055] 表1原料气组成

[0056] 组成 N2 CO2 C1 C2 C3 iC4 nC4mol％ 2.03 0.13 75.5 8.31 5.61 1.18 4.12
组成 iC5 nC5 C6 C7 C8 C9 C10
mol％ 0.67 1.26 0.60 0.35 0.17 0.05 0.02

[0057] 本发明公开了一种自产混合冷剂制冷的乙烷回收工艺，原料气(0.30MPa，25℃)在增压脱水(2.84MPa，41℃)后进入预冷箱1冷却到-30℃，然后进入预冷分离器2气液分离；预冷分离器2的凝液(2.79MPa，-30℃)分成两股，一股(26％)节流降压到2.1MPa后进入脱甲烷塔3下部，另一股(74％)作为混合冷剂进入主冷箱4降温到-86℃，再经节流阀进一步降温(0.14MPa，-99.54℃)后，先进入主冷箱4升温至-39℃提供主冷冷量、再进入预冷箱1升温至30℃提供预冷冷量，再进入混合冷剂压缩机组增压至3.0MPa后与原料气混合；预冷分离器2的气相(2.79MPa，-30℃)进入主冷箱4降温至-70℃后进入低温分离器5气液分离；低温分离器5的气相(2.72MPa，-70℃)分成两股，第一股(55％)节流(2.00MPa，-76.81℃)后进入脱甲烷塔中部，第二股(45％)又分成两部分，第一部分(67％)进入主冷箱4过冷(2.69MPa，-97℃)后节流(1.95MPa，-105.9℃)进入脱甲烷塔顶部，第一部分(33％)与低温分离器5的部分凝液(62％)混合进入主冷箱4过冷(2.69MPa，-90℃)，然后节流(1.95MPa，-98.7℃)进入脱甲烷塔上部；低温分离器5的另一部分凝液(38％)节流(2.00MPa，-77.23℃)后进入脱甲烷塔3中下部；脱甲烷塔3塔顶气相(1.90MPa，-104.7℃)先经过主冷箱4升温(1.83MPa，-39℃)后，再经过预冷箱1升温(1.80MPa，30℃)后外输；脱甲烷塔3下部(第16块塔板)侧线抽出一股凝液(1.93MPa，-40.58℃)进入主冷箱4提供冷量，换热升温至-18.91℃后流入抽出第17塔板上；脱甲烷塔3底部第23块的全部凝液(1.95MPa，9.42℃)进入预冷箱1换热升温至
22.24℃，然后流回脱甲烷塔3底；脱甲烷塔3底的凝液产品(1.95MPa，22.24℃)进入后续的脱乙烷塔等分馏处理单元进行处理。

[0058] 本发明提出的自产混合冷剂制冷的乙烷回收工艺与目前闭式混合冷剂制冷的乙烷回收工艺相比，总压缩功耗略低45kW，制冷工艺调节容易，对原料气气源条件波动适应性强，不需单独配置的混合冷剂各组分的储罐，节省投资。

[0059] 以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并非用于限定本发明的保护范围。凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换、改进等，均包含在本发明的保护范围内。