一种中压富气乙烷回收装置的制作方法

本发明涉及天然气处理工艺
技术领域：
，具体为一种中压富气乙烷回收装置。
背景技术：
：各大油田产出的油田伴生气气质富，含有较多的乙烷、丙烷、丁烷等凝液组分，通过回收乙烷及以上重组分，可提高油气资源的综合利用率，促进我国乙烯原料的轻质化和优质化，实现油气开发上下游全产业链效益的最大化。目前，我国油田伴生气乙烷回收主要以液相过冷工艺流程为主，制冷工艺采用膨胀机制冷与丙烷制冷相结合的制冷工艺，处理规模小(大多数200×104m3/d)，天然气外输压力低(小于2.0MPa)，存在的主要问题是乙烷回收流程单一，乙烷回收率低(低于85％)，原料气中二氧化碳含量较高(部分油田伴生气含量大于2％)，控制二氧化碳固体形成困难，系统能耗高等。现有典型乙烷回收流程图如图2所示，其流程是增压脱水后原料气进入膨胀机组的增压端增压，而后进入空冷器换热降温，再进入原料气分离器内进行分离，其分离出的液相降压降温后进入脱甲烷塔底部；其分离出的气相经原料气预冷换热器换热降温后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相全部流经膨胀机组的膨胀端降压降温后送入脱甲烷塔的中上部。低温分离器分离出的液相分为两路：一路液相先经过冷换热器换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔的顶部；另一路液相经降压降温后进入脱甲烷塔下部。为了克服原料气中丙烷及以上组分含量升高时典型乙烷回收工艺乙烷回收率下降较快的问题，急需提出一种适用于原料气气质很富、外输压力低于1.9MPa的中压富气乙烷回收装置，能在原料气中丙烷及以上组分含量升高的情况下，提高乙烷回收率和能量利用率。技术实现要素：本实用新型针对上述存在的问题作出改进，即本实用新型要解决的技术问题是提供一种中压富气乙烷回收率的天然气乙烷回收装置，这种提高乙烷回收率的天然气乙烷回收装置提高了乙烷回收率和能量利用率。为了解决上述技术问题，本实用新型提出了这样一种中压富气乙烷回收率的天然气乙烷回收装置，如附图1所示，包括空冷器、原料气分离器、第一冷箱、第一低温分离器、第二低温分离器、第三冷箱、膨胀机组、脱甲烷塔、脱甲烷塔底回流泵、脱乙烷塔；均与所述脱乙烷塔连接的脱乙烷塔顶冷却器、脱乙烷塔顶回流泵和脱乙烷塔重沸器、与所述脱乙烷塔顶冷凝器和所述脱乙烷塔顶回流泵均连接的回流罐，其特征在于：还包括与所述膨胀机组和原料气分离器相连接的空冷器，与所述第一冷箱、第二冷箱均相连的第一低温分离器，与所述第二冷箱、第三冷箱、膨胀机组均相连的第二低温分离器。作为进一步改进，所述空冷器与原料气分离器连接，原料气分离器气相分两路输出，第一路与第二冷箱、第三冷箱和脱甲烷塔顶部相连；第二路与第一低温分离器、第二低温分离器。作为进一步改进，所述原料气分离器气相分离出的第一路气相占总流量的10～25％。作为进一步改进，所述第二冷箱与第二低温分离器连接，第二低温分离器分离出的气相与膨胀机组和脱甲烷塔中部相连；第二低温分离器分离出的液相分两路输出，第一路与第三冷箱和脱甲烷塔上部相连，第二路与脱甲烷塔底部相连；脱甲烷顶部气相依次与第三冷箱、第二冷箱、第一冷箱相连。作为进一步改进，所述第二低温分离器分离出的第一路液相占总流量的50～70％。作为进一步改进，所述脱甲烷塔中下部与底部分别设置一个侧线重沸器，为第一冷箱、第二冷箱提供冷量，第二冷箱连接了一个外部制冷循环。本实用新型的有益效果：(1)当气田气和凝析气田气中丙烷及以上组分含量升高，充分利用部分原料气气相过冷降低了塔顶温度，乙烷回收率可达90％以上；充分利用低温分离器出来的液相中丙烷及以上重组分作为二氧化碳固体形成抑制剂，提高了脱甲烷塔上部二氧化碳冻堵裕量；(2)充分利用原料气热源，设置多个侧重沸器，采用高效的多股板翅式换热器，提高冷热利用率，降低了乙烷回收装置系统能耗，系统热集成更优；(3)本装置在保证乙烷回收率的前提下，主体能耗增幅小，新增设备少，工程投资和运行成本很低。附图说明图1是本实用新型工艺流程图；图1中：A11-空冷器、E11-第一冷箱、E12-第二冷箱、V11-原料气分离器、K11-膨胀机组压缩端、T11-脱甲烷塔、E13-第三冷箱、V12-第一低温分离器、V13-第二低温分离器、K31-膨胀机组膨胀端、P11-脱甲烷塔底回流泵、T12-脱乙烷塔、E14-脱乙烷塔顶冷却器、V13-脱乙烷塔顶回流罐、P12-脱乙烷塔回流泵、E15-脱乙烷塔底重沸器。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、E22-第二冷箱、V21-低温分离器、K21-膨胀机组压缩端、T21-脱甲烷塔、K22-膨胀机组膨胀端、A21-空冷器、增加E23-脱甲烷塔底重沸器图3是本实用新型实施例的工艺流程图；图3中：A31-空冷器、E31-第一冷箱、E32-第二冷箱、V31-原料气分离器、K31-膨胀机组压缩端、T31-脱甲烷塔、E33-第三冷箱、V32-第一低温分离器、V33-第二低温分离器、K31-膨胀机组膨胀端、P31-脱甲烷塔底回流泵、T32-脱乙烷塔、E34-脱乙烷塔顶冷却器、V33-脱乙烷塔顶回流罐、P32-脱乙烷塔回流泵、E35-脱乙烷塔底重沸器。具体实施方式下面将结合本实用新型实施例中的附图1，对本实用新型实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本实用新型中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本实用新型保护的范围。实施例一如附图3所示，原料气气质组成及工况条件(绝压)原料气处理规模：200×104m3/d原料气压力：2MPa进站温度：40℃干气外输压力：≤1.9MPa原料气组成见表1。表1原料气组成组分N2CO2C1C2C3iC4nC4iC5mol％3.762.073.968.245.220.961.840.67组分nC5C6C7C8C9C10H2Omol％0.640.670.390.460.040.051.41如图3所示，一种中压富气乙烷回收方法，原料气(2MPa、40℃)进入第一膨胀机组(K31)的增压端增压后气相(4.27MPa、53.73℃)，再经空冷降温后进入原料气分离器V11，原料气分离器V11的气相(4.21MPa、30℃)分成两路，其中第一路气相(其流量占低温分离器V11气相总流量的21％)经第一冷箱E11换热降温至(4.19MPa、-10℃)，再第二冷箱E12换热降温至(4.17MPa、-60℃)经第三冷箱E13换热降温后(4.14MPa、-95.00℃)调压至(1.65MPa、-106.5℃)进入脱甲烷塔T11顶部；第二路气相经第一冷箱E11换热降温后进入第一低温分离器V12(4.18MPa、-10℃)，第一低温分离器V12的液相与原料气分离器V11的液相混合调压至(1.7MPa、-23.94℃)进入脱甲烷塔(T11)底部；第一低温分离器V11的气相经第二冷箱E12换热降温后进入第二低温分离器V13，第二低温分离器V13的气相(4.17MPa、-55℃)全部进入膨胀机组K11膨胀端，出来的气液混合物(1.7MPa、-92.02℃)进入脱甲烷塔T11中上部；第二低温分离器V12的液相(4.17MPa、-55℃)分两路，第一路液相(其流量占第二低温分离器V13底部液相总流量的59.69％)经第三冷箱E13换热降温后调压过冷至(1.7MPa、-97.56℃)进入进入脱甲烷塔T11上部；第二路液相(其流量占第二低温分离器V13底部液相总流量的40.31％)调压降温至(1.75MPa、-81.55℃)进入脱甲烷塔T11底部；脱甲烷塔T11顶部的气相依次经第三冷箱E13、第二冷箱E12和第一冷箱E11分别换热升温至-63.85℃、-26.82℃、35.84℃后进入外输天然气管线外输，其外输气的流量148.83×104m3/d；从脱甲烷塔T31中下部和底部抽出两股液流进行侧重沸，其中下部抽出(1.68MPa、-71.33℃)流量为29680kg/h的液流经第二冷箱E12升温至-61.91℃后回流入脱甲烷塔T11，底部抽出(1.7MPa、0.62℃)流量为26286kg/h的液流经第一冷箱E11升温至15.08℃后回流入脱甲烷塔T11；脱甲烷塔T11底部分馏出来的液烃(1.7MPa、8.65℃)经脱甲烷塔塔底回流泵P11泵增压至2.80MPa后，与丙烷制冷系统换热升温至(2.6MPa、29℃)去脱乙烷塔，脱乙烷塔T12分馏出来的气相(2.4MPa、-1.92℃)分为两路，其中一路作为乙烷产品，其流量占塔顶气相总流量的47％，另一路经脱乙烷塔塔顶冷却器E14降温至-10℃后进入脱乙烷塔回流罐V13，其回流罐分离出来的液相(2.38MPa、-10℃)经脱乙烷塔回流泵P12升压后的低温液烃(2.6MPa、-9.73℃)调压后(2.5MPa、-9.76℃)回流进入脱乙烷塔T12顶部；脱乙烷塔T12底部分馏出来的液(2.45MPa、94.87℃)为含丙烷及丙烷以上重组分的凝液(其乙烷的摩尔含量为1％)，其凝液的产量17977.7kg/h。根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。其凝液回收装置的乙烷回收率为95％。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一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1 2 3