专利名称：复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法及装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种烃类混合物的冷凝分离工艺，尤其是涉及一种复合冷剂制冷深度回收天然气中轻烃的方法及装置。
背景技术：
轻烃回收是指从天然气中回收乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等烃类复合物的过程，亦称为天然气凝液回收。按照是否回收乙烷，天然气轻烃回收装置可分为两大类一类以回收C2 组分为目的；另一类以回收C3及C3+组分为目的。由于乙烷沸点较低，难以以液态形式运输，因此通常只有在装置附近有乙烯生产装置时才考虑回收乙烷。目前，国内油气田大部分轻烃回收装置以回收(3及(3+组分为主要目的，生产液化石油气等产品。该类装置的轻烃回收工艺可采用吸附法、油吸收法和冷凝分离法，其中吸附法和油吸收法由于能耗高、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。冷凝分离法利用原料天然气中各组分沸点的不同，在原料天然气温度降低后，沸点较高的烃类冷凝分离出来，该工艺方法的关键是得到足够的冷量使原料天然气降温冷凝。按照降温方式的不同可分为外加冷源法(如丙烷制冷、复合冷剂制冷等)、自制冷法(节流膨胀法、透平膨胀机法、热分离机法)以及同时使用外加冷源法和自制冷法的组合法。自 1964年美国将透平膨胀机制冷技术用于轻烃回收装置以来，由于此法具有流程简单、操作方便等优点，在新建和改建的轻烃回收装置中透平膨胀机制冷法得到了广泛的应用，发展成工业标准单级膨胀机制冷工艺(ISS)。为了提高C3的收率，在ISS基础上衍生出了气体过冷法(GSP)、液体过冷法(LSP) 和直接换热法(DHX)等工艺方法。其中，直接换热法(DHX)在膨胀机出口低温分离器和脱乙烷塔之间增加了一个直接换热塔，脱乙烷塔顶冷凝液与低温分离器出口的气相在塔内逆流接触，同时进行传热和传质，将低温分离器出口气相中的80%以上的C3冷凝下来，从而极大地提高了装置的C3收率。据文献《Process improves C3+ recovery)) (S. A. Khan, Hydrocarbon processing, 1985. 5)报道，采用直接换热工艺对加拿大hso公司的现有装置进行改造后，该装置的C3收率由原有的7 增加至95%，大大地提高了装置的C3收率。如图1所示，“膨胀机制冷+DHX工艺”涉及的工艺设备包括主换热器3、低温分离器4、脱乙烷塔重沸器7、脱乙烷塔8、脱丁烷塔重沸器9、脱丁烷塔10、脱丁烷塔冷凝器11、 膨胀制冷机17、产品气后增压机18和直接换热塔19等。“膨胀机制冷+DHX工艺”是将干燥的天然气送至主换热器3中预冷，然后进入低温分离器4中进行气相物料和液相物料的分离，液相物料送至脱乙烷塔8的中部作为其进料，气相物料送至膨胀制冷机17中进行膨胀制冷，得到的低温物料送至直接换热塔19。直接换热塔19底部的物料送至脱乙烷塔8的顶部。脱乙烷塔8底部有脱乙烷塔重沸器7为其提高热源。脱乙烷塔8顶部的气相物料送至主换热器3中部分冷凝，然后送至直接换热塔19顶部作为其回流，洗涤气相物料中C3及以上的组分，提高了 C3收率。但由于主换热器3无外补冷系统，该股回流物料中液化率无法保证(通常小于25%)，难以为直接换热塔19提供足够的冷量，直接换热塔19提高C3收率的效果有限。经过直接换热塔19脱烃后的原料气即为产品气，在主换热器3中被加热回收冷量。由于膨胀机制冷过程中，原料气压力降低，因此产品气压力可能会无法满足外输需求， 此时，还需设置产品气后增压机18对产品气进行增压外输。脱乙烷塔8底部的液态烃送至脱丁烷塔10的中部作为其进料。脱丁烷塔10顶部有脱丁烷塔冷却器11为其提供冷量，脱丁烷塔10底部有脱丁烷塔重沸器9为其提供热量，进料经过脱丁烷塔10精馏后顶部得到液化气产品，底部得到稳定轻烃产品。由此可见，采用“膨胀机制冷+DHX工艺”较ISS工艺而言，能有效地提高轻烃回收装置的C3收率。在国内的轻烃回收装置中，自大港油田压气站在1995年引进美国PRO-QUIP 公司100X 104m3/d天然气处理装置以后，陆续有玉门青西、吐哈温米、吐哈丘东、涠洲终端、 春晓终端等轻烃回收装置采用该工艺。但是，“膨胀机制冷+DHX工艺”在应用中仍存在以下局限性
1)原料气压力降低或原料气量发生较大变化时，膨胀机偏离设计工况，导致膨胀效率降低、操作不稳定，膨胀机不能为装置提供足够的冷量，C3收率下降，液烃产量减少。2)文献《透平膨胀机制冷装置的？？效率及复合冷剂的应用》(桑田，《石油与天然气化工》，第13卷，第5期)表明，以回收C3+为目的轻烃回收装置中，透平膨胀机制冷较复合冷剂制冷的制冷效率低。3) “膨胀机制冷+DHX工艺”适用于原料气较贫的场合，原料气较富时需采用冷剂预冷，设备投资增加。4)在原料天然气无富余压力能可供利用的情况下，原料气在经膨胀机膨胀降压后还需增加后增压压缩机，增加了设备投资。文献《轻烃回收装置中DHX工艺的应用》(周学深，《石油规划设计》，2002. 11)中描述到“一般要求干气外输压力P彡1. 7MPa”。5) SY/T0077-2008《天然气凝液回收设计规范》5. 3. 8. 1中描述到“直接换热法一般用于原料气中分C3含量小于8%、气体流量较大的气体处理装置。C3收率提高的幅度主要取决于原料气中CVC2的比值。原料气中CVC2的比值越小，脱乙烷塔塔顶气相中低温凝液率越高，DHX工艺C3收率提高幅度越大，一般要求原料气中的CVC2小于或等于7”。鉴于通常应用的ISS工艺提高C3收率代价大、“膨胀机制冷+DHX工艺”应用局限性大，开发一种能耗低、C3收率高、投资省、原料适应性强的轻烃回收工艺迫在眉睫。
发明内容
为了克服现有技术的上述缺点，本发明提供了一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法及装置，结合了复合冷剂制冷和传统直接换热工艺的优点，能耗低、C3收率高、投资省、原料适应性强。本发明解决其技术问题所采用的技术方案是一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，主换热器、低温分离器、二次脱烃塔、脱乙烷塔和脱丁烷塔依次连接；低温分离器的液相出口接入脱乙烷塔的中部进料口 ；低温分离器的气相出口与二次脱烃塔连接；二次脱烃塔底部的液烃出口与脱乙烷塔的上部进料口连接；脱乙烷塔顶部的气相物料出口接入主换热器；二次脱烃塔的产品天然气出口与主换热器连接；脱乙烷塔底部的液态烃出口与脱丁烷塔的中部进料口连接，在脱乙烷塔底部设置有脱乙烷塔重沸器；在脱丁烷塔顶部设置有脱丁烷塔冷却器；在脱丁烷塔底部设置有脱丁烷塔重沸器；还设置有复合冷剂制冷系统与主换热器连接。所述复合冷剂制冷系统包含复合冷剂压缩机和复合冷剂冷却器，所述复合冷剂压缩机的进口与主换热器的气态复合冷剂出口连接，复合冷剂压缩机的出口与复合冷剂冷却器连接，复合冷剂冷却器的出口与主换热器连接。所述复合冷剂压缩机的级间或者复合冷剂冷却器的出口设置气液分离器，将分离出的气相和液相物料分别接入主换热器。所述低温分离器的液相出口先经过主换热器再接入脱乙烷塔的中部进料口。所述低温分离器的气相出口经过J-T节流阀或者膨胀制冷机后再与二次脱烃塔连接。所述脱乙烷塔顶部的气相物料出口先经过脱乙烷塔顶气压缩机后再接入主换热
ο本发明还提供了一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法，包括如下步骤 第一步、复合冷剂制冷由复合冷剂制冷系统为主换热器提供不足的冷量；
第二步、一次脱烃
将干燥的天然气送至主换热器中预冷，然后进入低温分离器中进行气相物料和液相物料的分离，从而完成一次脱烃；
第三步、二次脱烃
来自低温分离器的气相物料送至二次脱烃塔，在二次脱烃塔中，来自主换热器中的脱乙烷塔的塔顶冷凝液与来自低温分离器的气相物料在塔内逆流接触，发生气化制冷，将一次脱烃得到的气相物料中的C3及以上的组分洗涤下来，同时进行传热和传质过程；经过二次脱烃后的产品气，送入主换热器中被回收冷量后外输； 第四步、脱乙烷
从二次脱烃塔底部出来的液态烃自脱乙烷塔的上部进料口进入脱乙烷塔；来自低温分离器的液相物料送至主换热器中加热回收冷量，再送至脱乙烷塔的中部作为脱乙烷塔的进料；脱乙烷塔顶部的气相物料送入主换热器中冷凝，脱乙烷塔底部的液态烃送至脱丁烷塔的中部，作为脱丁烷塔的进料； 第五步、脱丁烷
来自脱乙烷塔底部的液态烃进料在脱丁烷塔中被精馏，在脱丁烷塔的顶部得到液化气产品，在脱丁烷塔的底部得到稳定轻烃产品。所述复合冷剂为N2、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、戊烷、天然气、液化气的一种或多种。脱乙烷塔顶部的气相物料先经过脱乙烷塔顶气压缩机增压后再送入主换热器中冷凝。与现有技术相比，本发明的积极效果是本发明中干燥的天然气在低温分离器中一次脱烃，在二次脱烃塔中与脱乙烷塔顶冷凝液逆流接触完成二次脱烃过程，从而提高C3 收率，增加装置的效益；脱烃过程所需的冷量由复合冷剂制冷系统提供，该系统调节手段丰富，能够为轻烃冷凝过程提供相匹配的冷量，从而体现出本发明在操作上的灵活性和对原料的适应性。具体表现如下
1.操作灵活，适应原料气条件变化能力强
本发明中的二次脱烃塔的塔顶进料为脱乙烷塔顶气冷凝物，依托于复合冷剂制冷系统，该系统能够根据需要提供相匹配的冷量，保证了二次脱烃塔的最佳操作效果，复合冷剂的可调整性增强了本发明的工艺方法对原料气组成的适应性。而传统DHX工艺利用DHX塔顶气的冷量对脱乙烷塔顶气进行冷却冷凝，该过程换热温差大，过程？？损大，冷量难以平衡，为达到DHX塔较佳的操作效果，一般要求原料气中CVC2比值小于7。本发明中的复合冷剂制冷系统为一个独立的系统，其工艺流程及设备设计除满足冷剂循环工艺所需外，还具有灵活的负荷调节功能。通过调节复合冷剂组成、组分含量、复合冷剂循环量以及复合冷剂制冷压力等，能够在较大范围内适应原料气的压力、处理量及组成的变化。2.能耗低
对于轻烃回收的冷凝分离法而言，影响能耗的主要因素为制冷温度和制冷换热过程的换热温差。制冷温度越高，能耗越低，但C3收率越低；在相同的制冷温度工况下，换热温差越大，制冷系统的能耗越高。采用本发明的复合冷剂制冷方法后，在主换热器中复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为均勻，无传热瓶颈，有效能损失小。同时，采用本发明的二次脱烃方法后，有利于提高天然气轻烃回收所需冷冻温度，降低制冷能耗。因此，本发明具有降低轻烃回收装置能耗的优点，节能效果明显。3.流程简单，投资较低
在原料天然气无压力能可供利用时，膨胀机制冷工艺中原料天然气经过膨胀制冷后还需要用压缩机进行后增压，且原料天然气组成较富时还需要增加预冷系统提供不足的冷量。而本发明中的复合冷剂制冷工艺，原料气压力损失较小，无需产品气后增压压缩机和预冷系统，综合投资较为节约。从流程上看，复合冷剂制冷工艺只有一台压缩机，膨胀制冷方案有三台压缩机(后增压压缩机两台和预冷系统的制冷压缩机一台)和一台膨胀制冷机，复合冷剂制冷工艺的流程更为简洁，操作更简单。4. C3 收率高
采用本发明的二次脱烃方法后，在相同的制冷温度下，较传统的ISS工艺C3收率提高 10%以上，其(3收率在90%以上。在某处理规模为150X 104m3/d的天然气轻烃回收装置(C3+ 体积含量为4. 41%)中，采用二次脱烃方法后C3收率从75. 11%提高到95. 47%。
本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中
图1是现有的“膨胀机制冷+DHX”的装置及工艺流程示意图； 图2是本发明的装置及工艺流程示意图。
具体实施例方式如图2所示，一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，包括复合冷剂压缩机1、复合冷剂冷却器2、主换热器3、低温分离器4、二次脱烃塔5、脱乙烷塔顶气压缩机6、脱乙烷塔重沸器7、脱乙烷塔8塔、脱丁烷塔重沸器9、脱丁烷塔10、脱丁烷塔冷凝器11等。其中 主换热器3、低温分离器4、二次脱烃塔5、脱乙烷塔8和脱丁烷塔10依次连接；低温分离器4的液相出口接入脱乙烷塔8的中部进料口(可直接接入，亦可先经过主换热器3再接入，以便对液相物料进行复热回收冷量);低温分离器4的气相出口与二次脱烃塔5连接(可直接连接，亦可经过J-T节流阀或者膨胀制冷机后再连接，以便对气相物料进一步制冷，利用原料气的富裕压力进一步冷却天然气)；二次脱烃塔5底部的液烃出口与脱乙烷塔8的上部进料口连接；脱乙烷塔8顶部的气相物料出口接入主换热器3 (可直接接入，亦可先经过脱乙烷塔顶气压缩机6后再接入，以便对脱乙烷塔顶气增压，降低脱乙烷塔操作压力);二次脱烃塔5的产品天然气出口与主换热器3连接；脱乙烷塔8底部的液态烃出口与脱丁烷塔10的中部进料口连接，在脱乙烷塔8底部设置有脱乙烷塔重沸器7，用于为脱乙烷塔8提供热源；在脱丁烷塔10顶部设置有脱丁烷塔冷却器11，用于为脱丁烷塔10提供冷量；在脱丁烷塔10底部设置有脱丁烷塔重沸器9，用于为脱丁烷塔10提供热源。由于原料天然气的预冷、脱乙烷塔顶气的冷凝、产品天然气和低温分离器液相物料的冷量回收均在主换热器3中实现，因此还设置有复合冷剂制冷系统为主换热器3提供不足的冷量。复合冷剂制冷系统包含复合冷剂压缩机1和复合冷剂冷却器2。复合冷剂压缩机1的进口与主换热器3的气态复合冷剂出口连接，复合冷剂压缩机1的出口与复合冷剂冷却器2连接，复合冷剂冷却器2的出口与主换热器3连接。为了改善主换热器中两相流的流型以及提高过程的制冷效率，还可在复合冷剂压缩机的级间或者复合冷剂冷却器的出口设置气液分离器，将分离出的气相和液相物料分别接入主换热器。一种利用上述装置的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法，包括如下步骤 第一步、复合冷剂制冷
由复合冷剂制冷系统为主换热器3提供不足的冷量。复合冷剂制冷系统包含复合冷剂压缩机1和复合冷剂冷却器2。首先，来自主换热器3的压力较低的气态复合冷剂进入复合冷剂压缩机1中压缩，压力升高后送至复合冷剂冷却器2中脱过热并部分冷凝，再送至主换热器3中全部冷凝并过冷后，节流减压得到低温的复合冷剂，复合冷剂被送回主换热器3中为其提供冷量后送回复合冷剂压缩机1中，从而完成复合冷剂制冷过程。复合冷剂为N2、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、戊烷、天然气、液化气的一种或多种。第二步、一次脱烃
将干燥的天然气送至主换热器3中预冷，然后进入低温分离器4中进行气相物料和液相物料的分离，从而完成一次脱烃；
第三步、二次脱烃
来自低温分离器4的气相物料送至二次脱烃塔5，在二次脱烃塔5中，来自主换热器3 中的脱乙烷塔8的塔顶冷凝液与来自低温分离器4的气相物料在塔内逆流接触，由于脱乙烷塔8的塔顶冷凝液中的C2组分较低温分离器中的C2组分含量高，从而发生气化制冷，将一次脱烃得到的气相物料中的C3及以上的组分洗涤下来，同时进行传热和传质过程，提高了 C3收率，即为二次脱烃过程；经过二次脱烃后的原料气即为产品气，送入主换热器3中被回收冷量后外输；第四步、脱乙烷
从二次脱烃塔5底部出来的液态烃自脱乙烷塔8的上部进料口进入脱乙烷塔8 ；来自低温分离器4的液相物料送至主换热器3中加热回收冷量，再送至脱乙烷塔8的中部作为脱乙烷塔8的进料；脱乙烷塔8顶部的气相物料送入主换热器3中部分冷凝(可直接送入， 亦可先经过脱乙烷塔顶气压缩机6增压后送入)，脱乙烷塔8底部的液态烃送至脱丁烷塔10 的中部作为其进料； 第五步、脱丁烷
来自脱乙烷塔8底部的液态烃进料在脱丁烷塔10中被精馏，在脱丁烷塔10的顶部得到液化气产品，在脱丁烷塔10的底部得到稳定轻烃产品。
权利要求
1.一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于主换热器、低温分离器、二次脱烃塔、脱乙烷塔和脱丁烷塔依次连接；低温分离器的液相出口接入脱乙烷塔的中部进料口 ；低温分离器的气相出口与二次脱烃塔连接；二次脱烃塔底部的液烃出口与脱乙烷塔的上部进料口连接；脱乙烷塔顶部的气相物料出口接入主换热器；二次脱烃塔的产品天然气出口与主换热器连接；脱乙烷塔底部的液态烃出口与脱丁烷塔的中部进料口连接，在脱乙烷塔底部设置有脱乙烷塔重沸器；在脱丁烷塔顶部设置有脱丁烷塔冷却器；在脱丁烷塔底部设置有脱丁烷塔重沸器；还设置有复合冷剂制冷系统与主换热器连接。
2.根据权利要求1所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于所述复合冷剂制冷系统包含复合冷剂压缩机和复合冷剂冷却器，所述复合冷剂压缩机的进口与主换热器的气态复合冷剂出口连接，复合冷剂压缩机的出口与复合冷剂冷却器连接，复合冷剂冷却器的出口与主换热器连接。
3.根据权利要求2所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于所述复合冷剂压缩机的级间或者复合冷剂冷却器的出口设置气液分离器，将分离出的气相和液相物料分别接入主换热器。
4.根据权利要求1所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于所述低温分离器的液相出口先经过主换热器再接入脱乙烷塔的中部进料口。
5.根据权利要求1所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于所述低温分离器的气相出口经过J-T节流阀或者膨胀制冷机后再与二次脱烃塔连接。
6.根据权利要求1所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收装置，其特征在于所述脱乙烷塔顶部的气相物料出口先经过脱乙烷塔顶气压缩机后再接入主换热器。
7.一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法，其特征在于包括如下步骤第一步、复合冷剂制冷由复合冷剂制冷系统为主换热器提供不足的冷量；第二步、一次脱烃将干燥的天然气送至主换热器中预冷，然后进入低温分离器中进行气相物料和液相物料的分离，从而完成一次脱烃；第三步、二次脱烃来自低温分离器的气相物料送至二次脱烃塔，在二次脱烃塔中，来自主换热器中的脱乙烷塔的塔顶冷凝液与来自低温分离器的气相物料在塔内逆流接触，发生气化制冷，将一次脱烃得到的气相物料中的C3及以上的组分洗涤下来，同时进行传热和传质过程；经过二次脱烃后的产品气，送入主换热器中被回收冷量后外输；第四步、脱乙烷从二次脱烃塔底部出来的液态烃自脱乙烷塔的上部进料口进入脱乙烷塔；来自低温分离器的液相物料送至主换热器中加热回收冷量，再送至脱乙烷塔的中部作为脱乙烷塔的进料；脱乙烷塔顶部的气相物料送入主换热器中冷凝，脱乙烷塔底部的液态烃送至脱丁烷塔的中部，作为脱丁烷塔的进料；第五步、脱丁烷来自脱乙烷塔底部的液态烃进料在脱丁烷塔中被精馏，在脱丁烷塔的顶部得到液化气产品，在脱丁烷塔的底部得到稳定轻烃产品。
8.根据权利要求7所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法，其特征在于所述复合冷剂为队、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、戊烷、天然气、液化气的一种或多种。
9.根据权利要求7所述的复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法，其特征在于脱乙烷塔顶部的气相物料先经过脱乙烷塔顶气压缩机增压后再送入主换热器中冷凝。
全文摘要
本发明公开了一种复合冷剂制冷二次脱烃轻烃回收方法及装置，结合了传统的天然气脱烃直接换热工艺的优点，原料天然气的预冷、脱乙烷塔顶气的冷凝、产品天然气和低温分离器液相物料的冷量回收均在主换热器中实现，脱烃过程的冷量来源由复合冷剂制冷系统提供。通过调整复合冷剂的组成、组分含量、流量和蒸发压力，为轻烃冷凝过程提供相匹配的冷量和不同的制冷温度，从而体现出该方法在操作上的灵活性和对原料气气量、压力及组成的变化有很强的适应性。具有能耗低、C3收率高、对工况变化的适应性强等特征。
文档编号C10G5/06GK102408910SQ20111032453
公开日2012年4月11日 申请日期2011年10月24日 优先权日2011年10月24日
发明者于磊, 冼祥发, 刘家洪, 刘旭光, 刘棋, 宋光红, 宋德琦, 岳林林, 师春元, 张效羽, 李昌全, 李莹珂, 杜毅, 汤林, 王进, 祝令卿, 秦兴述, 胡平, 蒲黎明, 郭成华, 陆永康, 陈胜永, 陈运强, 青玉山 申请人:中国石油集团工程设计有限责任公司