一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法与流程

本发明涉及天然气的加工工艺
技术领域：
，尤其是一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法。
背景技术：
：随着国内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。目前最为典型的乙烷回收流程为部分干气再循环(rsv)工艺，当对较富天然气进行乙烷回收时通常需要制冷剂辅助制冷以提高乙烷回收率。适用于富气乙烷回收的部分干气再循环工艺如图2所示，其流程特征有，脱水后原料气进入冷箱(e21)预冷后进入低温分离器(v21)。分离液烃节流后进入脱甲烷塔(t2)1中部，分离气相大部分通过透平膨胀机膨胀端(k21)膨胀制冷后进入脱甲烷塔(t21)中上部，少部分低温分离器分离气相经过冷箱(e22)和节流阀深冷后进入脱甲烷塔(t21)上部。脱甲烷塔(t21)塔顶外输气为冷箱(e22)和(e21)提供冷量后进入透平膨胀机增压端(k22)和外输压缩机(k23)增压再经空冷器(a21)冷却后外输。少部分外输干气(5％～15％)经冷箱(e21)和(e22)冷却后作为脱甲烷塔(t21)顶部回流进入脱甲烷塔。脱甲烷塔(t21)下部侧线抽出两股股物流对原料气进行预冷，增压后的高温制冷剂作为脱甲烷塔的重沸器为塔底抽出物流加热。脱甲烷塔(t21)的塔底凝液产品进入后续的脱甲烷塔等分馏处理单元。此工艺具有高乙烷回收率的特点，在国外得到广泛运用，目前国内正在筹划的大型乙烷回收装置均采用的部分干气再循环工艺，但主要针对较贫气质。当针对较富气质时，能耗会大幅上升，而回收率会下降。在针对较富气质进行乙烷回收过程中，部分干气再循环工艺采用一级冷却，原料气在冷箱(e21)中预冷后直接进入低温分离器(v21)，大量甲烷在低温分离器(v21)中冷凝后进入脱甲烷塔中部，造成脱甲烷塔分离负荷增加。一级分离使得制冷剂需要对所有原料气进行冷却，制冷剂循环量大，制冷压缩机能耗高。一级分离也会造成低温分离器中的分离气相减少，同时需要一部分低温分离器分离气相通过冷箱(e22)深冷后为脱甲烷塔(t21)上部吸收段提供物料，以提高回收率，两种原因都导致透平膨胀的气相量减少，透平膨胀功减小，外输压缩功增大。外输干气回流也将增大外输气循环量，导致外输压缩机功耗过高。为了克服部分干气再循环工艺流程的不足，降低其能耗和提升其回收率，本发明针对较富天然气进行乙烷回收，开发了一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收高效流程。技术实现要素：本发明所要解决的技术问题是提供一种可以提高乙烷回收率降低能耗的高效天然气乙烷回收方法。本发明解决上述技术问题所提供的技术方案是：一种带自冷循环适用于富气乙烷回收的方法，包括以下步骤:步骤s100、原料气在入口分为两股，一股经过管壳式换热器冷却后进入吸收塔底部，另一股在第一冷箱中冷却后进入吸收塔顶部；步骤s200、吸收塔塔底的液相出料进入脱甲烷塔中部；步骤s300、吸收塔(t11)塔顶的气相出料分为两股，一股进入透平膨胀机膨胀端，膨胀制冷后进入脱甲烷塔中上部；步骤s400、吸收塔(t11)塔顶另一股气相出料进入第二冷箱深冷后进入深冷分离器分离，分离液相进入脱甲烷塔上部，分离气相再次进入第二冷箱深冷后作为脱甲烷塔塔顶回流；步骤s500、脱甲烷塔塔顶外输气为第二冷箱和管壳式换热器提供冷量后进入透平膨胀机增压端，之后再经外输压缩机增压和空冷器冷却后外输；步骤s600、脱甲烷塔下部侧线抽出3股液相物流进入第一冷箱复热，为原料气预冷提供了冷量；步骤s700、脱甲烷塔塔底凝液作为自冷循环中的混合制冷剂，从脱甲烷塔塔底重沸器流出并降压后进入制冷循环分离器，制冷循环分离器分离液相经降压后进入第一冷箱进行气化制冷，完全气化后混合制冷剂经过制冷循环一级压缩机和二级压缩机两级增压后，利用空冷器和水冷器冷却至液态后进入脱甲烷塔重沸器为其提供热量，自身得以冷却，随后进入后续的分馏处理单元。进一步的技术方案是，原料气分为两股换热，一股可通过管壳式换热器与外输干气换热，另一股则与混合制冷剂和脱甲烷塔的三股侧线抽出液相在多股流板翅式换热器中换热。进一步的技术方案是，采用吸收塔代替传统乙烷回收流程中的低温分离器，利用原料气分流换热后具有的温差，在吸收塔通过气提作用，使轻组分尽可能的向吸收塔塔顶汇集。进一步的技术方案是，采用脱甲烷塔塔底凝液作为自冷系统的混合制冷剂，可不再单独增设混合制冷剂储配系统，由于该混合制冷剂中以乙烷、丙烷为主，相较于单一的丙烷制冷具有更低的制冷温度，可使流程具有更高的乙烷回收率。进一步的技术方案是，部分吸收塔塔顶气相在冷箱(e13)中多次冷却，同时在深冷分离器(v11)中分离掉部分重烃，更贫的脱甲烷塔(t12)塔顶回流有利于提高乙烷回收率。进一步的技术方案是，所述部分吸收塔塔顶气相出料多级分离以得到较贫脱甲烷塔塔顶回流，代替常规乙烷回收流程中的外输干气回流，有效降低外输压缩机功耗。本发明的有益效果是：本发明中经过多级分离的部分吸收塔顶气相出料也能保证流程在富气条件下具有较高乙烷回收率；原料气采用分流换热，分流换热后的两股原料气利用存在的温差可提升吸收塔中的气提效果，使更多轻组分富集于吸收塔顶部，有效较低脱甲烷塔分离负荷；采用脱甲烷塔塔底凝液作为自冷循环混合制冷剂，即可得到更低制冷温度，提升乙烷回收率，又可减少制冷系统储配装置，节省投资；相比于常规乙烷回收流程，取消了外输干气回流，可大幅降低外输压缩机功耗。附图说明图1是本发明的工艺流程图；图1中所示：e11-管壳式换热器、e12-第一冷箱、e13-第二冷箱、v11-深冷分离器、k11-透平膨胀机膨胀端、t11-吸收塔、t12-脱甲烷塔、e14-重沸器、a11-空冷器、k12-透平膨胀机增压端、k13-外输压缩机、v12-制冷循环分离器、v13-制冷循环稳定器、k14-制冷循环一级压缩机、k15-制冷循环二级压缩机、a12-空冷器、e15-水冷器。图2是现有典型外输气回流乙烷回收工艺流程图。图2中所示：e21-第一冷箱、v21-低温分离器、e22-第二冷箱、k21-透平膨胀机膨胀端、t21-脱甲烷塔、e23-换热器、a21-空冷器、k22-透平膨胀机增压端、k23-外输压缩机。具体实施方式下面结合实施例和附图对本发明做更进一步的说明。如图1所示，本发明的一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法，包括以下步骤:步骤s100、原料气在入口分为两股，一股经过管壳式换热器(e11)冷却后进入吸收塔(t11)底部，另一股在第一冷箱(e12)中冷却后进入吸收塔(t11)顶部；步骤s200、吸收塔(t11)塔底的液相出料进入脱甲烷塔中部；步骤s300、吸收塔(t11)塔顶的气相出料分为两股，一股进入透平膨胀机膨胀端(k11)，膨胀制冷后进入脱甲烷塔(t12)中上部；步骤s400、吸收塔(t11)塔顶另一股气相出料进入第二冷箱(e13)深冷后进入深冷分离器(v11)分离，分离液相进入脱甲烷塔(t12)上部，分离气相再次进入第二冷箱(e13)深冷后进入脱甲烷塔(t12)塔顶作回流；步骤s500、脱甲烷塔(t12)塔顶外输气为第二冷箱(e13)和管壳式换热器(e11)提供冷量后进入透平膨胀机增压端(k12)，之后再经外输压缩机(k13)增压和空冷器(a11)冷却后外输；步骤s600、脱甲烷塔(t12)下部侧线抽出3股液相物流进入第一冷箱(e12)复热，为原料气预冷提供了冷量；步骤s700、脱甲烷塔(t12)塔底凝液作为自冷循环中的混合制冷剂，从脱甲烷塔(t12)塔底重沸器流出并降压后进入制冷循环分离器(v12)，分离器(v12)分离液相经降压后进入冷箱(e12)进行气化制冷，完全气化后混合制冷剂经过制冷循环一级压缩机(k14)和二级压缩机(k15)两级增压后，利用空冷器(a12)和水冷器(e15)冷却至液态后进入脱甲烷塔(t12)重沸器为其提供热量，自身得以冷却，随后进入后续的分馏处理单元。本发明具有较高的乙烷回收率(≥95％)；原料气采用分流换热，配合使用吸收塔(t11)，有效将原料气中的重烃进行预分离，降低脱甲烷塔(t12)分离负荷。部分吸收塔(t11)塔顶气相经过多级分离后作为脱甲烷塔(t11)塔顶回流，气质较贫可有效提高乙烷回收率，同时取消了常规乙烷回收流程中的外输干气回流，可大幅降低外输压缩机功耗。采用脱甲烷塔(t12)塔底凝液作为制冷循环混合制冷剂，显著提高流程热集成度，同时更低制冷温位可保证在富气条件下流程具有较高乙烷回收率，采用自冷循环还可减少常规丙烷制冷系统或常规外加混合制冷剂系统中的储配装置，有效简化流程，降低投资。实施例1如图1所示，4原料气气质组分和工况如下：原料气处理规模：500×104m3/d原料气压力：5.0mpa原料气温度：15℃干气外输压力：5.0mpa原料气组成见表1表1原料气组成组成n2co2c1c2c3ic4nc4ic5nc5c6mol％1.240.0473.7714.297.550.731.840.230.210.1如图1所示，本发明公开了一种带制冷循环适用于富气的乙烷回收流程，原料气(5000kpa,15℃)在入口分为两股，其中22mol％与外输气换热至-35℃后进入吸收塔(t11)下部，78mol％在多股冷箱(e12)中被脱甲烷塔(t12)的3股侧线采出物流和内部自冷混合制冷剂冷却至-50℃后进入吸收塔(t11)塔顶。温度更高、气化率更高的吸收塔(t11)塔底进料对气化率更低的塔顶进料相当于气提作用，有利于原料气中的甲烷等轻组分向塔顶富集，而乙烷等重组分向塔底富集。吸收塔塔底出料节流至1950kpa(-65.4℃)后进入脱甲烷塔(t12)中部。吸收塔(t11)分离气相中的62mol％通过膨胀机制冷至-85.12℃(1950kpa)后进入脱甲烷塔(t12)中上部，剩余部分在第二冷箱(e13)中被冷却至-63℃进入深冷分离器(v11)中分离掉重烃，深冷分离器(v11)分离液相经节流至1950kpa(-90.88℃)后进入脱甲烷塔(t12)上部。更贫的深冷分离器(v11)分离气相在第二冷箱(e13)中进一步深冷至-96.7℃，再节流至1950kpa(-107.7℃)后作为脱甲烷塔(t12)塔顶回流。脱甲烷塔(t12)塔顶气为第二冷箱(e13)和管壳式换热器(e11)提供冷量后经透平膨胀机增压端(k12)和外输压缩机(k13)增压及空冷器(a11)冷却后外输。而脱甲烷塔(t12)下部侧线采出3股物流对原料气预冷，也提高了流程的热集成度。脱甲烷塔(t12)塔底c2+凝液作为自冷循环混合制冷剂为原料气预冷提供冷量。c2+凝液(1930kpa,11.3℃)先经过节流阀节流至900kpa(-14.11℃)后进入制冷循环分离器(v12)分离走热值较低且呈气相的轻组分，分离液相节流至250kpa(-48.1℃)后进入第一冷箱(e12)为原料气预冷，换热之后呈气相进入分离器(v13)稳定，再进入一级压缩机(k14)压缩至900kpa，并与制冷循环分离器(v12)分离气相混合后进入二级压缩机(k15)压缩至2800kpa。压缩后的过热混合制冷剂经过空冷(a12)和水冷(e15)至泡点状态(30℃)，再在t-102重沸器中被过冷至18.03℃后进入后续分馏处理单元。本发明提出的带自冷循环适用于富气的乙烷回收流程与目前常规的部分干气再循环乙烷回收工艺相比，压缩机总功耗可节省2459kw，产品单位能耗可降低353mj/t(c2+凝液)。以上所述，并非对本发明作任何形式上的限制，虽然本发明已通过上述实施例揭示，然而并非用以限定本发明，任何熟悉本专业的技术人员，在不脱离本发明技术方案范围内，当可利用上述揭示的技术内容作出些变动或修饰为等同变化的等效实施例，但凡是未脱离本发明技术方案的内容，依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化与修饰，均仍属于本发明技术方案的范围内。当前第1页12