一种含CO2天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法与流程

本发明属于C₂⁺组分凝液回收技术领域，具体涉及一种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法。

背景技术：

长庆气田所产上古生界气藏天然气（简称上古天然气）中含有一定量的C₂⁺重烃组分，C₂⁺组分平均含量为5.4%，C₃⁺组分平均含量为1.1%，CO₂组分平均含量为1.4%。长庆气田上古气藏包括：苏里格气田、榆林气田、子洲-米脂气田和神木气田，截止2015年，上古气藏外销天然气产量达到279×10⁸m³/a，虽然气质较贫，但是总气量大，如果全部进行C₂⁺回收，每年可回收乙烷28137.4万吨，液化石油气52.4万吨，稳定轻烃3113.3万吨，具有较高的经济回收价值。

原油/石脑油目前是中国乙烯生产最主要的原料。乙烯裂解生产中，所有轻烃资源均最大程度用于生产乙烯。目前国际上轻烃裂解制乙烯的原料主要以乙烷28和丙烷为主。国内基本上没有乙烷资源，是紧缺的“稀有”资源。乙烷28的主要用途是制乙烯，乙烷裂解制乙烯拥有其他原料不具备的优越性。由轻烃裂解生产乙烯工艺中，原料由重到轻，乙烯产率显著升高，原料越轻，公用工程的消耗越少，单位能耗也减少，装置投资越小，乙烷制乙烯生产成本约是石脑油的三分之二。开发新的天然气回收乙烷工艺技术，将对我国乙烯生产体系产生一次重大的变革。

目前国内还没有成熟的天然气回收C₂⁺的工艺技术，国际的常采用的天然气回收C₂⁺的工艺技术包括以下几种方法：

回收天然气中C₂⁺烃类需要采用深冷分离工艺，按照制冷方式的不同可分为：单级膨胀机制冷工艺、丙烷（乙烷、丙烷+乙烷）预冷+膨胀机联合制冷工艺、混合冷剂制冷工艺和两级膨胀机制冷工艺。

为提高乙烷回收率，通常采用处于过冷状态的液烃作为脱甲烷塔顶的回流液，增强C₂⁺组分洗涤吸收。主要的过冷回流工艺流程包括：液体过冷工艺(LSP)、气体过冷工艺(GSP)、气体+贫气回流工艺(RSV)。

上述方法不适应长庆气田上古气藏含CO₂天然气，主要有以下原因：

①天然气回收C₂⁺组分必须采用深冷工艺，常规深冷工艺需要深度脱除CO₂，以确保低温条件下不形成干冰而冻堵冷箱及其他设备；类似项目处理规模大，简化工艺对降低投资和运行费用非常关键，采用不脱CO₂回收C₂⁺组分常规工艺无法满足高回收率的要求。

②长庆气田上古气藏C₂⁺组分含量偏低，采用常规工艺的C₂回收率不到80%，经济效益较差。对于适合规模效应的天然气回收C₂⁺组分，回收率一般应大于90%以上，其规模经济效益才能体现。

技术实现要素：

本发明的目的是克服现有技术中的上述问题，对RSV工艺进行改进，大幅度提高了乙烷、液化气和稳定轻烃的回收率。

为此，本发明提供了一种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法，包括以下步骤：

步骤1）原料天然气进入脱汞脱水装置，使汞含量降低至10ng/m³以下，含水量降低至1ppm以下；

步骤2）脱汞脱水处理后的天然气进入冷箱冷却，之后进入低温分离器进行气液分离；

步骤3）气液分离得到的气相分为两路，一路进入带增压膨胀机，另一路与气液分离得到的液相混合后进入冷箱换冷；

步骤4）膨胀处理后的气相和换冷后的气液混合物分别进入脱甲烷塔上部不同层进行处理；

步骤5）脱甲烷塔处理后的塔顶贫气经塔顶调压阀进入冷箱复热，之后进入膨胀机的压缩端增压，增压处理后的贫气进入贫气离心压缩机再增压，再增压后进入空气冷却器降温，然后去脱甲烷塔作为回流贫气；

步骤6）脱甲烷塔处理后的低温液体经泵抽出进入冷箱复热后返回脱甲烷塔，脱甲烷塔处理后的塔底C₂⁺组分凝液进入脱乙烷塔，脱乙烷塔的顶部产生冷富乙烷气，底部产生混烃，混烃进入脱丁烷塔上段后，在脱丁烷塔底部产生稳定轻烃，顶部排出天然气；

其中，冷箱通过循环管线连接有混合冷剂循环装置，混合冷剂经混合冷剂循环装置压缩增压后，进入冷箱冷却降温，循环管线上设有J-T阀，经J-T阀降压后进入冷箱提供冷量，之后温度升高，再进入压缩机压缩增压，如此循环往复为冷箱提供冷量。

所述低温分离器与带增压膨胀机之间的管线上设有第二流量计和第二流量调节阀；所述步骤3）中进入带增压膨胀机的气量占气液分离得到的气量的体积分数为83-88%。

所述步骤5）中塔顶贫气经空气冷却器降温后分为两路，一路进入水冷却器，循环水冷却处理后的回流贫气进入冷箱深冷，经过第三压力调节阀降压后进入脱甲烷塔上部，另一路作为外输贫气直接进入外输系统。

所述步骤3）中气相与液相混合前的气相、液相管线上分别设有第一压力调节阀、液位调节阀。

所述步骤5）中塔顶贫气经空气冷却器降温后分为两路，一路作为回流贫气进入脱甲烷塔上部，另一路作为外输贫气直接进入外输系统，所述回流贫气占回流贫气和外输贫气体积之和的16-20%。

所述空气冷却器与水冷却器之间的管线上设有第一流量计和第一流量调节阀。

所述混合冷剂由甲烷、乙烷、丙烷、异戊烷复配混合，所述甲烷、乙烷、丙烷、异戊烷的摩尔比为6~12：25~35：20~30：8~15。

本发明的有益效果是：本发明可以回收长庆气田上古气藏天然气含的C₂⁺组分，提高了C₂⁺组分的价值，又为国家轻烃裂解制乙烯提供了优质的原料，有利于改善我国目前较为落后的重烃裂解制乙烯技术；利用混合冷剂+膨胀机联合制冷及液气过冷+贫气回流的改进型的RSV工艺，保证了乙烷的回收率在91%以上，C₃⁺的回收率在99.6%以上。

下面将结合附图做进一步详细说明。

附图说明

图1是本发明的工艺流程示意图。

图中：1、C₂⁺组分凝液；2、原料天然气；3、循环水回水；4、循环水来水；5、外输贫气；6、脱汞脱水装置；7、水冷却器；8、第一流量计；9、第一流量调节阀；10、冷箱；11、空气冷却器；12、膨胀机的压缩端；13、贫气离心压缩机；14、第二流量计；15、第二流量调节阀；16、第一压力调节阀；17、第二压力调节阀；18、第三压力调节阀；19、脱甲烷塔；20、塔顶调压阀；21、带增压膨胀机；22、液位调节阀；23、低温分离器；24、J-T阀；25、混合冷剂循环装置；26、脱乙烷塔；27、脱丁烷塔；28、乙烷；29、混烃；30、液化气；31、稳定轻烃。

具体实施方式

实施例1：

本实施例提供了一种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法，包括以下步骤：

步骤1）原料天然气2进入脱汞脱水装置6，使汞含量降低至10ng/m³以下，含水量降低至1ppm以下；

步骤2）脱汞脱水处理后的天然气进入冷箱10冷却，之后进入低温分离器23进行气液分离；

步骤3）气液分离得到的气相分为两路，一路进入带增压膨胀机21，另一路与气液分离得到的液相混合后进入冷箱10换冷；

步骤4）膨胀处理后的气相和换冷后的气液混合物分别进入脱甲烷塔19上部不同层进行处理；

步骤5）脱甲烷塔19处理后的塔顶贫气经塔顶调压阀20进入冷箱10复热，之后进入膨胀机的压缩端12增压，增压处理后的贫气进入贫气离心压缩机13再增压，再增压后进入空气冷却器11降温，然后去脱甲烷塔19作为回流贫气；

步骤6）脱甲烷塔19处理后的低温液体经泵抽出进入冷箱10复热后返回脱甲烷塔19，脱甲烷塔19处理后的塔底C₂⁺组分凝液1进入脱乙烷塔26，脱乙烷塔26的顶部产生冷富乙烷28气，底部产生混烃29，混烃29进入脱丁烷塔27上段后，在脱丁烷塔27底部产生稳定轻烃31，顶部排出天然气；

其中，冷箱10通过循环管线连接有混合冷剂循环装置25，混合冷剂经混合冷剂循环装置25压缩增压后，进入冷箱10冷却降温，循环管线上设有J-T阀24，经J-T阀24降压后进入冷箱10提供冷量，之后温度升高，再进入压缩机压缩增压，如此循环往复为冷箱10提供冷量。J-T阀24是焦耳-汤姆逊节流膨胀阀。

经过冷箱10冷却后的天然气，由于气相分率的降低，会有液体出现，通过低温分离器23进行气液分离，确保进入下游带增压膨胀机21的天然气不含凝液。

本实施例利用混合冷剂+膨胀机联合制冷及液气过冷+贫气回流的改进型的RSV工艺，保证了乙烷28的回收率在91%以上，C₃⁺的回收率在99.6%以上。

实施例2：

在实施例1的基础上，本实施例提供了一种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法，其中，低温分离器23与带增压膨胀机21之间的管线上设有第二流量计14和第二流量调节阀15。步骤3）中气相与液相混合前的气相、液相管线上分别设有第一压力调节阀16、液位调节阀22。

步骤3）中进入带增压膨胀机21的气量占气液分离得到的气量的体积分数为83-88%。膨胀气量的大小决定了膨胀为系统提供的冷量，过冷的气量也将影响C₂⁺（乙烷28）的回收率。

实施例3：

在实施例1的基础上，本实施例提供了一种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法，其中，空气冷却器11与水冷却器7之间的管线上设有第一流量计8和第一流量调节阀9；步骤5）中塔顶贫气经空气冷却器11降温后分为两路，一路作为回流贫气进入脱甲烷塔19上部，另一路作为外输贫气5直接进入外输系统；进入脱甲烷塔19那一路回流贫气先进入水冷却器7，循环水冷却处理后的回流贫气进入冷箱10深冷，经过第三压力调节阀18降压后进入脱甲烷塔19上部。

其中，回流贫气占回流贫气和外输贫气5体积之和的16-20%。回流贫气量的大小影响C₂⁺的回收率，其回流占比越大，C₂⁺的回收率越高。图1中，水冷却器7通过循环水来水4和循环水回水3进行循环冷却。

本实施例中，混合冷剂由甲烷、乙烷、丙烷、异戊烷复配混合，所述甲烷、乙烷、丙烷、异戊烷的摩尔比为6~12：25~35：20~30：8~15。供温度40℃～-73℃之间的冷量。

实施例4：

在以上各实施例的基础上，本实施例供了一种如图1所示的含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法，本实施例的原料天然气2中CH₄含量平均为92%，C₂⁺平均含量为5.4%，C₃⁺平均含量为1.1%，CO₂平均含量为1.4%，其余还含有少量的N₂、H₂和He气体，水含量为10g/m³，汞含量为2000ng/m³。

具体过程如下：

步骤1）原料天然气2进入脱汞脱水装置6，使汞含量降低至10ng/m³以下，含水量降低至1ppm以下；

步骤2）脱汞脱水处理后的天然气进入冷箱10冷却，温度由22℃降低至-71℃，之后进入低温分离器23进行气液分离；

步骤3）气液分离得到的气相分为两路，一路进入带增压膨胀机21，温度由-71℃降低至-85.6℃，压力由3.9MPa降低至2.5MPa；另一路与气液分离得到的液相混合后进入冷箱10换冷，温度由-71℃降低至-91℃；

步骤4）膨胀处理后的气相进入脱甲烷塔19上部第五层，换冷后的气液混合物通过第二压力调节阀17进入脱甲烷塔19上部第三层进行处理；

步骤5）脱甲烷塔19处理后的塔顶贫气经塔顶调压阀20进入冷箱10复热，温度由-100℃升高至35℃，之后进入膨胀机的压缩端12增压，压力由2.39MPa上升至2.5MPa；增压处理后的贫气进入贫气离心压缩机13再增压，压力由2.5MPa上升至4.3MPa，温度由41℃上升至87℃；再增压后进入空气冷却器11降温，度由87℃降低至45℃；

经空气冷却器11降温后分为两路，一路作为回流贫气进入脱甲烷塔19上部，另一路作为外输贫气5直接进入外输系统；进入脱甲烷塔19那一路回流贫气先进入水冷却器7，温度由45℃降低至40℃；循环水冷却处理后的回流贫气进入冷箱10深冷，温度由40℃降低至-95℃，经过第三压力调节阀18降压（压力由4.2MPa降低至2.6MPa）后进入脱甲烷塔19上部第一层；

步骤6）脱甲烷塔19处理后的塔中第七层低温液体经泵抽出进入冷箱10复热后返回同层上部，温度由-93.04℃上升至-75℃；脱甲烷塔19处理后的塔中第十一层低温液体经泵抽出进入冷箱10复热后返回同层上部，温度由-74.46℃上升至-55℃；脱甲烷塔19处理后的塔底第十六层低温液体经泵抽出进入冷箱10复热后返回同层上部，温度由-6℃上升至24℃；脱甲烷塔19处理后的塔底C₂⁺组分凝液1进入脱乙烷塔26，脱乙烷塔26的顶部产生冷富乙烷28气，底部产生混烃29，混烃29进入脱丁烷塔27上段后，在脱丁烷塔27底部产生稳定轻烃31，顶部排出天然气。

本实施例步骤（2）中经过冷箱10冷却后的天然气，气相分率由1变为0.93，有7%的液体出现，通过低温分离器23进行气液分离，确保进入下游膨胀机的天然气不含凝液；步骤3）中进入带增压膨胀机21的气量占气液分离得到的气量的体积分数为86%；步骤5）中回流贫气占回流贫气和外输贫气5体积之和的18.3%。本实施例中乙烷28的回收率为92%，C₃⁺的回收率在99.7%。混合冷剂中甲烷、乙烷、丙烷、异戊烷的摩尔比为9：30：25：12。经压缩机增压的混合冷剂进入冷箱冷却，温度由40℃降低至-67.5℃，经过J-T阀，压力由1.9MPa降低至0.23MPa，温度由-67.5℃降低至-72.5℃，进入冷箱提供冷量，温度由-72.5℃复热至22℃，进入压缩机增压并循环。

综上所述，本发明提供的这种含CO₂天然气回收乙烷、液化气和稳定轻烃的方法及装置，可以回收长庆气田上古气藏天然气含的C₂⁺组分，提高了C₂⁺组分的价值，又为国家轻烃裂解制乙烯提供了优质的原料，有利于改善我国目前较为落后的重烃裂解制乙烯技术；利用混合冷剂+膨胀机联合制冷及液气过冷+贫气回流的改进型的RSV工艺，保证了乙烷28的回收率在91%以上，C₃⁺的回收率在99.6%以上。

本发明中脱汞脱水装置6、脱甲烷塔19、带增压膨胀机21、混合冷剂循环装置25、脱乙烷塔26、脱丁烷塔27均为现有装置。

以上各实施例没有详细叙述的方法和结构属本行业的公知常识，这里不一一叙述。

以上例举仅仅是对本发明的举例说明，并不构成对本发明的保护范围的限制，凡是与本发明相同或相似的设计均属于本发明的保护范围之内。