一种结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法与流程

本发明涉及天然气加工工艺
技术领域：
，尤其是针对低压富气结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法。
背景技术：
：随着原油价格的持续上升，国内各大油气田逐步认识到对天然气进行凝液回收可产生巨大的经济效益。目前最常用的乙烷回收流程为部分干气再循环工艺，该流程具有回收率高、能耗低、对原料气气质适应性强等特点，但当原料气压力较低、气质较富时，部分干气再循环工艺需要增加辅助制冷系统才能保持其高效性。目前较少文献及专利研究过脱乙烷塔塔顶气的冷凝回流过程，而实际工程也多数将原料气的预冷和脱乙烷塔塔顶气冷凝采用一套丙烷制冷系统完成，而限制于丙烷制冷温位(＞-42℃)较高，通常采用该类方法的乙烷回收流程回收率偏低，制冷循环能耗高。结合了丙烷制冷循环的常规乙烷回收流程如图2所示，其流程特征有，原料气经过冷箱(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(t21)中部，v21大部分分离气相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，并补充丙烷制冷系统在冷箱(e21)中对原料气辅助制冷。脱甲烷塔(t21)的塔底c2+凝液产品进入脱乙烷塔(t22)进行分馏处理，脱乙烷塔顶气经丙烷冷却后，冷凝液作为回流并泵送至脱乙烷塔(t22)顶部，回流罐(v22)分离气相作为产品乙烷，脱乙烷塔(t22)底部c3+凝液输送至下游处理单元。目前国内正在筹划的大型乙烷回收装置因原料气气质较贫，多采用此种工艺。当原料气压力不足且气质较富时，丙烷预冷温位难以满足实际需求，流程乙烷回收率会大幅下降，同时考虑到对脱乙烷塔塔顶气制冷，两处制冷温位匹配效果差，若仅采用丙烷制冷系统，丙烷制冷循环压缩机能耗将大幅升高。为了克服采用单一丙烷制冷系统的乙烷回收流程能耗较高、乙烷回收率低的问题，本发明提出一种针对低压富气结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法，旨在保证高乙烷回收率的条件下有效降低流程能耗。技术实现要素：为克服现有技术的上述缺点，本发明所提供的技术方案是：一种结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法，包括以下步骤:步骤s100、原料气通过预增压压缩机(k11)增压后再经冷箱(e11)和冷箱(e12)预冷后流入低温分离器(v11)进行预分离，分离气相分为两股，大部分通过透平膨胀机膨胀制冷后进入脱甲烷塔(t11)中上部，另一股分离气混合部分v11分离液相(该重烃具有防止脱甲烷塔上部发生co2冻堵的作用)进入冷箱(e13)深冷节流后进入t11上部，另一部分v11分离液节流后进入t11中部；步骤s101、t11塔顶外输干气为冷箱e13、e12、e11提供冷量后进入透平膨胀机增压端(k13)，再经过外输压缩机(k14)增压空冷后外输至下游；步骤s102、部分外输干气经过冷箱e11、e12、e13冷却并节流深冷后进入t11顶部作为塔顶回流，t11侧线抽3股物流分别为e11、e12、e13提供冷量；步骤s103、t11塔底c2+凝液在冷箱(e11)中复热后进入脱乙烷塔(t12)分馏，t12塔顶气一部分作为乙烷产品，一部分经冷箱(e14)完全冷却成液相后作为t12塔顶回流，t12塔底c3+凝液进入后续的分馏处理单元；步骤s104、分离器(v13)分离的过冷液相丙烷分为两股，大部分分离液节流后为脱乙烷塔冷凝器(e14)供冷，少部分分离液直接节流后与在e14中气化后的丙烷在分离器(v14)混合，v14分离液进一步节流后为e11供冷，丙烷完全气化后经压缩机(k15)增压并与v14分离气混合后再经压缩机(k16)增压，经空冷和水冷后的过冷丙烷制冷剂进入v13，之后进入下一轮制冷。进一步的技术方案是，低温分离器(v11)部分分离液相混合少量v11分离气相后进入脱乙烷塔(t11)上部，防止脱甲烷塔顶部塔板发生co2冻堵。进一步的技术方案是，脱甲烷塔塔底低温c2+凝液在冷箱(e11)中复热后进入脱乙烷塔(t12)分馏，有效利用液态凝液汽化潜热提高e11换热集成度，同时c2+凝液以较高温度进入t12，有利于减少t12重沸器负荷。进一步的技术方案是，该方法在流程入口采用预增压压缩机对原料气增压，可弥补原料气自身压力低膨胀制冷量不足的缺点。进一步的技术方案是，丙烷制冷循环采用两级制冷为冷箱(e11)和脱乙烷塔塔顶气提供冷量，大量中压温位丙烷为脱乙烷塔顶气供冷，少量低压温位丙烷为冷箱(e11)供冷。进一步的技术方案是，该方法将原料气预增压与多级丙烷制冷工艺相结合，相比带阶式制冷循环或混合冷剂循环的乙烷回收流程结构更简单，可保障原料气在压力较低条件下乙烷回收流程具有较高回收率。本发明的有益效果是：本发明采用预增压与丙烷制冷系统结合的方式，可使原料气在预冷量不足工况下，增大膨胀机制冷量，实现乙烷回收流程在低压富气工况下较高的乙烷回收率(＞95％)。该流程在常规乙烷回收流程基础上，改进丙烷制冷循环结构，流程入口设置压缩机对原料气增压，高压状态有效降低原料气汽化潜热，减少原料气预冷所需冷量，降低丙烷循环量，从而在保障较高乙烷回收率条件下，降低制冷循环压缩机能耗及流程总能耗。同时相较于具有同样乙烷回收率的带有阶式制冷循环或混合制冷剂循环的乙烷回收流程，其整体流程结构大幅简化，易于设计和操作。附图说明图1是本发明的工艺流程图；图1中所示：e11/e12/e13/e14-换热冷箱(多股流板翅式换热器)、v11-低温分离器、v12-脱乙烷塔回流罐、v13/v14-丙烷制冷循分离器、k11-预增压压缩机、k12-透平膨胀机膨胀端、k13-透平膨胀机增压端、k14-外输压缩机、k15/k16-丙烷制冷循环压缩机、a11/a12-空冷器、t11-脱甲烷塔、t12-脱乙烷塔。2是现有丙烷辅助制冷的部分干气再循环乙烷回收工艺流程图。图2中所示：e21/e22/e24-换热冷箱、e23-重沸器、v21-低温分离器、k21-透平膨胀机膨胀端、k22-透平膨胀机增压端、k23-外输压缩机、a21-空冷器、t21-脱甲烷塔、t22-脱乙烷塔。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。实施例1如图1所示，原料气气质组分和工况如下：原料气处理规模：1500×104m3/d原料气压力：3980kpa原料气温度：15℃干气外输压力：4450kpa原料气组成见表1表1原料气组成组分h2hen2co2c1c2c3ic4mol％0.09480.05870.45511.261392.54054.450.75910.1178组分nc4ic5nc5c6c7c8c9mol％0.12290.0460.02390.0330.02190.01320.001如图1所示，本发明公开了一种结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法，结合实施例原料气气质工况进行模拟，具体流程描述和参数如下：原料气(3980kpa,28℃)通过预增压压缩机(k11)增压至5000kpa，再经冷箱(e11)和冷箱(e12)预冷至-60℃后流入低温分离器(v11)进行预分离，分离气相分为两股，大部分(77mol％)通过透平膨胀机膨胀制冷后进入脱甲烷塔(t11)中上部，另一股分离气(23％mol)混合部分v11分离液相(该重烃具有防止脱甲烷塔上部发生co2冻堵的作用)进入冷箱(e13)深冷至-92℃后通过节流至2650kpa(-97.54℃)进入t11上部。另一部分v11分离液节流至2650kpa后进入t11中部。t11塔顶外输干气为e13、e12、e11提供冷量后进入透平膨胀机增压端(k13),再经过外输压缩机(k14)增压至4500kpa并经空冷器(a11)空冷至50℃后外输至下游。部分外输干气(3000kmol/h)经过冷箱e11、e12、e13冷却至-92℃后节流到2650kpa(-100.3℃)进入t11顶部作为塔顶回流。t11侧线抽3股物流分别为e11、e12、e13提供冷量。t11塔底c2+凝液在e11中复热后进入脱乙烷塔(t12)分馏。t12塔顶气一部分作为乙烷产品，一部分经冷箱(e14)冷却成液相后作为t12塔顶回流。t12塔底c3+凝液进入后续的分馏处理单元。经冷却至液相的丙烷分为两股，均节流至400kpa(-5.41℃)，其中一股为e14提供冷量。换热后与另一股节流后不换热的丙烷进入分离器(v14)混合，v14分离液相节流至135kpa(-35.43℃)为e11提供冷量，换热气化后的丙烷经过压缩机(k15)增压至400kpa与v14分离气混合后进入压缩机(k16)增压至1450kpa(64.9℃)，经空冷和水冷至过饱和的丙烷进入下一轮制冷。在实施例基本条件下，本发明提出的针对低压富气结合预增压与丙烷制冷的乙烷回收方法与目前常规的带丙烷制冷循环的乙烷回收工艺相比，制冷循环压缩机总功耗可节省1220kw，流程总能耗节省844kw，产品单位能耗可降低186mj/t(c2+凝液)，且乙烷回收率高5.4％左右。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许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