本发明涉及液化天然气生产领域，特别涉及一种深冷法分离天然气中重烃的工艺和系统。
背景技术：
液化天然气领域中，重烃通常是指c5及以上烃类。由于这些烃类凝固点相对较高，若未把重烃预先分离出来，则在天然气深冷过程中将存在重烃冻结而堵塞设备的风险。为保证天然气液化系统的正常工作，必需采取措施在天然气进入深冷工段前将其中的重烃脱除。
目前，天然气脱重烃的方法有固体吸附法、溶剂吸收法、冷凝分离法和膜分离法。固体吸附法利用具有多孔结构的固体吸附剂对烃类组分吸附能力的差异使烃类气体得以分离的方法，该方法流程简单，具有一定的选择性，然而该方法不适用于重烃含量高和处理量大的工况，尤其是含有新戊烷的工况。并且需定期更换吸附剂，再生时耗能高。溶剂吸收法工艺方案适应性强，对天然气中的重烃含量没有限制，然而该方法流程复杂，吸收剂再生时也消耗大量能量，被脱除的重烃还要进入后续的脱乙烷塔以回收轻烃，无法适应气源组分快速波动的情况。膜分离法在天然气轻烃分离中多使用利用溶解扩散机理的非多孔质膜，气体膜分离技术具有工艺简单、操作方便、维修简便以及装置投资省等优点，补过该方法甲烷损失率过高，达30％～40％，为液化天然气工厂所不能接受。冷凝分离法又称低温精馏法，利用熔沸点的不同，进行气液分离。它是将天然气冷却至烃露点温度以下所需低温，得到部分富含较重烃类的凝液，实质就是气体液体化技术。而然目前这种方法多被用于天然气露点控制，对天然气脱重烃缺乏针对性，致使这种方法在天然气液化领域应用受到很大的限制。
技术实现要素：
本发明的目的是克服现有技术的不足，降低液化用天然气(已脱酸性气、脱水、脱汞的天然气)脱重烃过程的能耗，简化天然气脱重烃工艺，并将富含重烃的脱重烃过程与天然气液化过程耦合；从而提供一种冷凝法分离天然气中重烃的方法，该方法不仅从富含重烃的天然气中回收了合格的产品，增加工艺附加值，而且满足了重烃组分和含量变化大的天然气对重烃脱除的需求，工艺的适应性强。
本发明的方法通过设置一个深冷精馏塔将富含重烃天然气的脱重烃过程与液化过程耦合从而将天然气中的重烃脱除，并设置一个常温精馏塔将重烃进一步精制，该方法包括以下步骤：
1)原料气天然气i首先分成两股，分别为天然气ii和天然气iii，其中天然气ii占天然气i的比例为50％～99％；
2)将天然气ii经第一阀门v1送入冷箱1第一流道a1冷却至-45～-85℃，得到天然气iv；
3)天然气iv经过第三阀门v3减压后从脱甲烷塔2的中部进料口进入塔中精馏，通过脱甲烷塔2的精馏段将天然气iv中的重烃得以彻底脱除从而在塔顶得到温度为-41～-80℃的天然气v；
4)天然气v经冷箱1第二流道a2冷却至-45～-85℃得到部分冷凝的天然气vi，之后进入回流罐4气液分离，分离得到的液相i返回到脱甲烷塔2上部作为回流，回流罐4顶部得到天然气vii；
5)天然气vii返回冷箱1的第三流道a3进一步深冷至-153～-167℃得到lng产品；
6)将天然气iii经第二阀门v2送入进气加热器3加热至30～120℃从下部入口通入脱甲烷塔2，在脱甲烷塔2的提馏段将脱甲烷塔2上部精馏段得到的液相进一步汽提纯化，在脱甲烷塔2底部得到液相ii；
7)步骤6)得到的液相ii经第四阀门v4减压至0.4～2.8mpa后送入稳定塔6顶部的第一进料口进行汽提，从稳定塔6顶部的气相出口得到5～40℃的天然气viii，底部液相经稳定塔再沸器7加热再沸后由稳定塔6的液相出口引出得到温度为70～140℃的重烃i；
8)步骤7)得到的重烃i经过重烃冷却器8冷却后再经第五阀门v5减压至0.1～1.0mpa得到重烃产品。
上述的技术方案中，步骤1)中原料气天然气i的压力为3.5～6.5mpa，温度为-20～50℃，重烃的含量为40～10000ppmv，其中新戊烷含量为10～400ppmv，苯含量为10～600ppmv，c6及以上烃类含量为20～9000ppmv。
上述的技术方案中，步骤4)得到的天然气vii中新戊烷含量不大于10ppmv，苯含量不大于4ppmv，c6及以上烃类含量不大于10ppmv。
上述的技术方案中，步骤8)得到的重烃产品中甲烷的含量不大于0.1％，乙烷的含量不大于2％，饱和蒸气压最低可至40kpaa。
依照上述的技术方案，甲烷总收率不小于99.5％，重烃回收率不小于99.9％，重烃分离能耗最低可至0.001kw·h/(nm3原料天然气)。
本发明还提供了一种深冷法分离天然气中重烃的系统，该系统包括：冷箱1的第一流道a1、第二流道a2、第三流道a3、脱甲烷塔2、进气加热器3、回流罐4、回流泵5、稳定塔6、稳定塔再沸器7、重烃冷却器8、第一阀门v1至第五阀门v5以及相应连接管道，其中，冷箱1的第一流道a1入口通过第一阀门v1与原料气天然气管道连接、出口经第三阀门v3与脱甲烷塔2的中部进料口连接；冷箱1的第二流道a2入口与脱甲烷塔2的顶部的气相出口连接、出口与回流罐4的进料口连接；冷箱1的第三流道a3入口与回流罐的顶部气相出口、出口与lng产品管线连接；回流泵5的入口与回流罐4的底部液相出口连接、出口与脱甲烷塔2上部的回流进料口连接；进气加热器3的入口通过第二阀门v2与原料气天然气管道连接、出口与脱甲烷塔下部汽提进料口连接；脱甲烷塔2塔底部液相出口经第四阀门v4与稳定塔6的上部进料口相连；稳定塔6顶部气相出口与燃料气管线连接；稳定塔6底部设置稳定塔再沸器7；稳定塔6底部的液相出口与重烃冷却器8入口相连；重烃冷却器8出口经第五阀门v5与重烃产品管线连接。
上述的脱甲烷塔2和稳定塔6为填料塔或板式塔。
上述的脱甲烷塔2和稳定塔6中均设置有除沫器。
上述的回流泵5为离心泵、桶袋泵、屏蔽泵或往复泵。
上述的稳定塔再沸器7为热虹吸式或釜式再沸器。
本发明的技术方案设置带有精馏段和提馏段的脱甲烷塔，并以冷箱作为回流冷凝器，从而在脱甲烷塔精馏段将天然气中的重烃及易冻堵组分完全脱除；以热的天然气作为脱甲烷塔底汽提，将重烃中的轻组分特别是c2～c4组分回收进入lng产品，能够最大化lng产品产量。本发明的技术方案还设置有稳定塔，将重烃深度分离和提纯，重烃产品纯度高，饱和蒸气压低，易于储存；同时本发明的技术方案将天然气脱重烃过程与液化过程耦合，工艺简便，可操作性强。
本发明的优点和积极作用在于：
(1)采用设置有精馏段和提馏段的脱甲烷塔，以冷箱第二流道作为回流冷凝器，以原料气天然气作为塔底汽提，重烃和易冻堵组分与轻组分分离彻底，lng产品收率高；
(2)设置仅有提馏段的稳定塔即可将重烃进一步纯化，重烃产品纯度高，饱和蒸汽压低，易于储存，符合商用重烃产品规格要求，提高了资源利用效率，增加了工艺附加值。
(3)实现了天然气脱重烃过程与液化过程耦合，并简化了天然气脱重烃工艺流程，投资省，脱重烃单位能耗最小可达0.001kw·h/(nm3原料天然气)，操作费用低，节约成本，从而产生明显的经济效益。
附图说明
图1为本发明的工艺流程示意图。
a.本发明的脱重烃系统；b.制冷系统。
图中代号含义如下：
1.冷箱
2.脱甲烷塔
3.进气加热器
4.回流罐
5.回流泵
6.稳定塔
7.稳定塔再沸器
8.重烃冷却器
具体实施方式
以下结合实施例和附图对本发明做详细地说明
实施例1
本实施例的具体工艺流程请参见图1。
一种冷凝法分离天然气中重烃的系统，包括：冷箱1的第一流道a1、第二流道a2、第三流道a3、脱甲烷塔2、进气加热器3、回流罐4、回流泵5、稳定塔6、稳定塔再沸器7、重烃冷却器8、第一阀门v1至第五阀门v5以及相应连接管道，其中，上述的脱甲烷塔和稳定塔为填料塔，均设置有除沫器；回流泵为屏蔽泵；稳定塔再沸器7为釜式再沸器。冷箱1的第一流道a1入口通过第一阀门v1与原料气天然气管道连接、出口经第三阀门v3与脱甲烷塔2的中部进料口连接；冷箱1的第二流道a2入口与脱甲烷塔2的顶部的气相出口连接、出口与回流罐4的进料口连接；冷箱1的第三流道a3入口与回流罐的顶部气相出口、出口与lng产品管线连接；回流泵5的入口与回流罐4的底部液相出口连接、出口与脱甲烷塔2上部的回流进料口连接；进气加热器3的入口通过第二阀门v2与原料气天然气管道连接、出口与脱甲烷塔下部汽提进料口连接；脱甲烷塔2塔底部液相出口经第四阀门v4与稳定塔6的上部进料口相连；稳定塔6顶部气相出口与燃料气管线连接；稳定塔6底部设置稳定塔再沸器7；稳定塔6底部的液相出口与重烃冷却器8入口相连；重烃冷却器8出口经第五阀门v5与重烃产品管线连接。以上构成冷凝法分离天然气中重烃的系统。
将来自外部的原料气天然气i引入系统，该原料气天然气为已脱酸性气、脱水、脱汞、富含重烃的天然气，流量为63450kg/h，压力为6.5mpa，温度为40℃，重烃总含量为970ppmv，其中新戊烷含量为140ppmv，苯含量为280ppmv，c6及以上烃类含量为550ppmv。原料天然气i首先分成两股，即天然气ii和天然气iii，其中天然气ii占天然气i的比例为85％；将天然气ii经第一阀门v1送入冷箱1第一流道a1冷却至-60℃，得到天然气iv；天然气iv经过第三阀门v3减压后从脱甲烷塔2的中部进料口进入塔中精馏，通过脱甲烷塔2的精馏段将天然气iv中的重烃得以彻底脱除；同时，将占比为15％的天然气iii经第二阀门v2送入进气加热器3加热至45℃从下部入口通入脱甲烷塔2，在脱甲烷塔2的提馏段将脱甲烷塔2上部精馏段得到的液相进一步汽提纯化，从而在脱甲烷塔2的塔顶得到温度为-62℃的天然气v、塔底得到液相ii；天然气v经冷箱1第二流道a2冷却至-67℃得到部分冷凝的天然气vi，之后进入回流罐4气液分离，分离得到的液相i返回到脱甲烷塔2上部作为回流，回流罐4顶部得到天然气vii。在天然气vii中，新戊烷含量为2ppmv，苯含量为0.1ppmv，c6及以上烃类含量为1ppmv。天然气vii返回冷箱1的第三流道a3进一步深冷至-167℃得到lng产品。将液相ii经第四阀门v4减压至0.4mpa后送入稳定塔6顶部的第一进料口进行汽提，从稳定塔6顶部的气相出口得到12℃的天然气viii，底部液相经稳定塔再沸器7加热再沸后由稳定塔6的液相出口引出得到温度为120℃的重烃i；将重烃i经过重烃冷却器8冷却后再经第五阀门v5减压至0.1mpa得到重烃产品。重烃产品中甲烷的含量为0.001％，乙烷的含量为0.002％，饱和蒸气压为70kpaa。以上过程中，甲烷总收率为99.8％，重烃回收率为99.95％，重烃分离能耗为0.001kw·h/(nm3原料天然气)。
实施例2
本实施例的具体工艺流程请参见图1。
将来自外部的原料气天然气i引入系统，该原料气天然气为已脱酸性气、脱水、脱汞、富含重烃的天然气，流量为4350kg/h，压力为4.5mpa，温度为-20℃，重烃总含量为40ppmv，其中新戊烷含量为10ppmv，苯含量为10ppmv，c6及以上烃类含量为20ppmv。原料天然气i首先分成两股，分别为天然气ii和天然气iii，其中天然气ii占天然气i的比例为99％；将天然气ii经第一阀门v1送入冷箱1第一流道a1冷却至-85℃，得到天然气iv；天然气iv经过第三阀门v3减压后从脱甲烷塔2的中部进料口进入塔中精馏，通过脱甲烷塔2的精馏段将天然气iv中的重烃得以彻底脱除；同时，将占比为1％的天然气iii经第二阀门v2送入进气加热器3加热至30℃从下部入口通入脱甲烷塔2，在脱甲烷塔2的提馏段将脱甲烷塔2上部精馏段得到的液相进一步汽提纯化，从而在塔顶得到温度为-84℃的天然气v并在脱甲烷塔2底部得到液相ii；天然气v经冷箱1第二流道a2冷却至-85℃得到部分冷凝的天然气vi，之后进入回流罐4气液分离，分离得到的液相i返回到脱甲烷塔2上部作为回流，回流罐4顶部得到天然气vii。在天然气vii中，新戊烷含量为5ppmv，苯含量为1ppmv，c6及以上烃类含量为4ppmv。天然气vii返回冷箱1的第三流道a3进一步深冷至-162℃得到lng产品。将液相ii经第四阀门v4减压至2.8mpa后送入稳定塔6顶部的第一进料口进行汽提，从稳定塔6顶部的气相出口得到5℃的天然气viii，底部液相经稳定塔再沸器7加热再沸后由稳定塔6的液相出口引出得到温度为70℃的重烃i；将重烃i经过重烃冷却器8冷却后再经第五阀门v5减压至0.9mpa得到重烃产品。重烃产品中甲烷的含量为0.08％，乙烷的含量为1.8％，饱和蒸气压为800kpaa。以上过程中，甲烷总收率为99.7％，重烃回收率为99.93％，重烃分离能耗为0.0015kw·h/(nm3原料天然气)。
实施例3
本实施例的具体工艺流程请参见图1。
将来自外部的原料气天然气i引入系统，该原料气天然气为已脱酸性气、脱水、脱汞、富含重烃的天然气，流量为14570kg/h，压力为3.5mpa，温度为35℃，重烃总含量为10000ppmv，其中新戊烷含量为400ppmv，苯含量为600ppmv，c6及以上烃类含量为9000ppmv。原料天然气i首先分成两股，分别为天然气ii和天然气iii，其中天然气ii占天然气i的比例为50％；将天然气ii经第一阀门v1送入冷箱1第一流道a1冷却至-45℃，得到天然气iv；天然气iv经过第三阀门v3减压后从脱甲烷塔2的中部进料口进入塔中精馏，通过脱甲烷塔2的精馏段将天然气iv中的重烃得以彻底脱除；同时，将占比为50％的天然气iii经第二阀门v2送入进气加热器3加热至120℃从下部入口通入脱甲烷塔2，在脱甲烷塔2的提馏段将脱甲烷塔2上部精馏段得到的液相进一步汽提纯化，从而在塔顶得到温度为-41℃的天然气v并在脱甲烷塔2底部得到液相ii；天然气v经冷箱1第二流道a2冷却至-45℃得到部分冷凝的天然气vi，之后进入回流罐4气液分离，分离得到的液相i返回到脱甲烷塔2上部作为回流，回流罐4顶部得到天然气vii。在天然气vii中，新戊烷含量为8ppmv，苯含量为2ppmv，c6及以上烃类含量为7ppmv。天然气vii返回冷箱1的第三流道a3进一步深冷至-153℃得到lng产品。将液相ii经第四阀门v4减压至0.8mpa后送入稳定塔6顶部的第一进料口进行汽提，从稳定塔6顶部的气相出口得到40℃的天然气viii，底部液相经稳定塔再沸器7加热再沸后由稳定塔6的液相出口引出得到温度为140℃的重烃i；将重烃i经过重烃冷却器8冷却后再经第五阀门v5减压至1.0mpa得到重烃产品。重烃产品中甲烷的含量为0.05％，乙烷的含量为0.8％，饱和蒸气压为300kpaa。以上过程中，甲烷总收率为99.7％，重烃回收率为99.97％，重烃分离能耗为0.0013kw·h/(nm3原料天然气)。