一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置的制作方法

本实用新型涉及天然气处理
技术领域：
，特别是涉及一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置。
背景技术：
：近年来，受国际原油价格下跌等因素影响，我国天然气销售价格有所下调。国内油气生产企业从天然气销售中所获得的利润也显著下降。开展c2+组分的回收利用是天然气行业中新的效益增长点，也是油气生产企业实现“提质增效”的有效途径，一方面可立足现有资源，降低投资风险；另一方面实现了产品多元化，可进一步提高油气田开发的经济效益。在天然气乙烷回收装置运行过程中，由于下游乙烷产品需求量的变化，会出现短期或长期内不需要液态乙烷产品的情况，切断干气回流及外部制冷剂，导致丙烷和丁烷回收率降低。如附图2所示为典型rsv(部分干气循环)液态乙烷回收工艺流程，将部分外输干气回流，经脱甲烷塔顶气过冷后节流降压进入脱甲烷塔顶部，使得脱甲烷塔获得低于-100℃的低温，从而回收c2+组分，乙烷回收率≥95％，丙烷、丁烷回收率≥99％。当不需要回收乙烷产品时，将切断干气回流，脱甲烷塔顶无进料，丙烷和丁烷回收率降低，且脱乙烷塔顶气液比例不易控制。为了克服典型rsv乙烷回收工艺在不回收乙烷工况下丙烷和丁烷回收率大幅下降的问题，急需提出一种在无干气回流时仍有较高丙烷和丁烷回收率的天然气乙烷回收装置，使得丙烷回收率≥95％，丁烷回收率≥99％。技术实现要素：本实用新型提供了一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置。优化了脱乙烷塔顶控制方式，并能在无干气回流时仍有较高丙烷和丁烷回收率。本实用新型提供了如下方案：一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置，包括：脱甲烷塔；均与所述脱甲烷塔连接的冷箱、膨胀机组、脱甲烷塔底泵和脱甲烷塔重沸器、脱乙烷塔；均与所述脱乙烷塔连接的脱乙烷塔重沸器、脱乙烷塔顶丙烷蒸发器、脱乙烷塔回流泵；与所述脱乙烷塔顶丙烷蒸发器和所述脱乙烷塔回流泵均连接的脱乙烷塔顶回流罐；与所述冷箱、所述膨胀机组、所述脱甲烷塔均相连的低温分离器；与所述脱甲烷塔、所述脱乙烷塔均相连的脱乙烷塔进料预热器；与所述脱乙烷塔相连的液化气塔进料预热器；其中，所述脱甲烷塔底有两路输出，一路与冷箱连接，另一路与脱乙烷塔连接，进入所述冷箱的输出量占所述脱甲烷塔底总输出量的比例为54-56％。优选地：还包括位于所述脱乙烷塔进料预热器与所述液化气塔进料预热器之间的稳定轻烃空冷器。优选地：所述冷箱中引入一股丙烷制冷剂，制冷温度为-30℃。优选地：所述冷箱中共有9股物流换热，其中4股热流、5股冷流，用于实现各温度梯度的冷热量的充分交换。优选地：所述脱乙烷塔顶丙烷蒸发器中丙烷制冷剂制冷温度为-18℃，输出冷却后介质温度为-15℃。优选地：所述脱乙烷塔进料预热换热器、所述液化气塔进料预热换热器利用装置本身热源加热塔中部进料。优选地：当站内不需要生产液态乙烷产品时，将所述脱乙烷塔顶回流罐中的部分液态乙烷引入脱甲烷塔顶、作为脱甲烷塔顶回流替代干气回流部分。根据本实用新型提供的具体实施例，本实用新型公开了以下技术效果：通过本实用新型，可以实现一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置，在一种实现方式下，该装置可以包括脱甲烷塔；均与所述脱甲烷塔连接的冷箱、膨胀机组、脱甲烷塔底泵和脱甲烷塔重沸器、脱乙烷塔；均与所述脱乙烷塔连接的脱乙烷塔重沸器、脱乙烷塔顶丙烷蒸发器、脱乙烷塔回流泵；与所述脱乙烷塔顶丙烷蒸发器和所述脱乙烷塔回流泵均连接的脱乙烷塔顶回流罐；与所述冷箱、所述膨胀机组、所述脱甲烷塔均相连的低温分离器；与所述脱甲烷塔、所述脱乙烷塔均相连的脱乙烷塔进料预热器；与所述脱乙烷塔相连的液化气塔进料预热器；其中，所述脱甲烷塔底有两路输出，一路与冷箱连接，另一路与脱乙烷塔连接，进入所述冷箱的输出量占所述脱甲烷塔底总输出量的比例为54-56％。本实用新型的有益效果：(1)当站内不需要生产液态乙烷产品时，将脱乙烷塔顶回流罐中的部分液态乙烷引入脱甲烷塔顶、作为脱甲烷塔顶回流替代干气回流部分，此时乙烷作为脱甲烷塔顶气相产品进入下游装置，丙烷、丁烷回收率较脱甲烷塔顶无进料时增加；(2)本装置冷箱中共有9股物流换热，其中4股热流、5股冷流，实现各温度梯度的冷热量的充分交换；(3)脱乙烷塔进料预热换热器、液化气塔进料预热换热器充分利用装置本身热源加热塔中部进料，降低塔底重沸器能耗；(4)本装置能耗无增加，无新增设备，工程投资和运行成本较小。当然,实施本实用新型的任一产品并不一定需要同时达到以上所述的所有优点。附图说明为了更清楚地说明本实用新型实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本实用新型的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。图1是本实用新型实施例提供的一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置的工艺流程图。图1中：e101-冷箱，v101-低温分离器，c101-膨胀机组，t101-脱甲烷塔，e102-脱甲烷塔重沸器，p101-脱甲烷塔底泵，e103-脱乙烷塔进料预热器，t102-脱乙烷塔，e104-脱乙烷塔顶丙烷蒸发器，v102-脱乙烷塔顶回流罐，p102-脱乙烷塔回流泵，e105-脱乙烷塔重沸器，e106-液化气塔进料预热器，a101-膨胀压缩机空冷器，a102-稳定轻烃空冷器。图2是现有技术中典型rsv天然气液态乙烷回收工艺流程图。图2中：e201-冷箱，v201-低温分离器，c201-膨胀机组，t201-脱甲烷塔，e202-脱甲烷塔重沸器，t202-脱乙烷塔，e204-脱乙烷塔顶丙烷蒸发器，v202-脱乙烷塔顶回流罐，p202-脱乙烷塔回流泵，e205-脱乙烷塔重沸器，a201-膨胀压缩机空冷器。具体实施方式下面将结合本实用新型实施例中的附图，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。实施例参见图1，为本实用新型实施例提供的一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置，如图1所示，该装置包括脱甲烷塔t101；均与所述脱甲烷塔t101连接的冷箱e101、膨胀机组c101、脱甲烷塔底泵p101和脱甲烷塔重沸器e102、脱乙烷塔t102；均与所述脱乙烷塔t102连接的脱乙烷塔重沸器e105、脱乙烷塔顶丙烷蒸发器e104、脱乙烷塔回流泵p102；与所述脱乙烷塔顶丙烷蒸发器e104和所述脱乙烷塔回流泵p102均连接的脱乙烷塔顶回流罐v102；与所述冷箱e101、所述膨胀机组c101、所述脱甲烷塔t101均相连的低温分离器v101；与所述脱甲烷塔t101、所述脱乙烷塔t102均相连的脱乙烷塔进料预热器e103；与所述脱乙烷塔t102相连的液化气塔进料预热器e106；还包括位于所述脱乙烷塔进料预热器e103与所述液化气塔进料预热器e106之间的稳定轻烃空冷器a102。其中，所述脱甲烷塔t101底有两路输出，一路与所述冷箱e101连接，另一路与所述脱乙烷塔t102连接，进入所述冷箱e101的输出量占所述脱甲烷塔底总输出量的比例为54-56％。经过冷箱进一步冷却后的液态乙烷产品分为两路，一路作为乙烷产品进入产品储罐(正常工况时使用)，一路汇入过冷干气管线作为脱甲烷塔顶回流(不回收乙烷工况时使用)。脱甲烷塔底液分为两路，一路经脱甲烷塔底泵增压后进入冷箱复热后返回脱甲烷塔底，可降低脱甲烷塔底重沸器的热负荷，另一路进入脱乙烷塔。进一步的，所述冷箱e101中引入一股丙烷制冷剂，制冷温度为-30℃。所述脱乙烷塔顶丙烷蒸发器e104中丙烷制冷剂制冷温度为-18℃，输出冷却后介质温度为-15℃。所述脱乙烷塔进料预热换热器、所述液化气塔进料预热换热器利用装置本身热源加热塔中部进料。当站内不需要生产液态乙烷产品时，将所述脱乙烷塔顶回流罐中的部分液态乙烷引入脱甲烷塔顶、作为脱甲烷塔顶回流替代干气回流部分。如附图1所示为本实用新型的一种实施例，本实施例中的原料气处理规模为150.8×104nm3/d，气质组成如表1所示，压力为5.95mpa.g，温度为30℃，处理后的天然气出口压力(膨胀压缩机增压端出口)为2.42mpa.g。表1原料气组成组分ch4c2h6c3h8i-c4n-c4i-c5摩尔含量0.90440.05870.01370.00340.00310.0014组分n-c5c6c7c8heh2o摩尔含量0.00110.00120.00060.00030.0121≤1ppm天然气乙烷回收装置要求回收原料气中乙烷及乙烷以上的组分，其装置的产品为乙烷、lpg、稳定轻烃，生产的lpg、稳定轻烃的质量应符合相应的国家质量标准，乙烷产品要求满足：c3及以上组分含量≤3.0％(mol％)。正常工况下，脱水脱固体杂质后的原料气(5.9mpa.g，30℃)进入冷箱e101预冷至-40～-46℃，进入低温分离器v101进行气液分离，分出的液相节流至2.1mpa.g后进入脱甲烷塔t101，分出的气相除大约15～21％通过多股流换热器e101冷至-95～-105℃后进入脱甲烷塔t101，其余绝大部分气相通过膨胀机c101膨胀至2.1mpa.g，-85～-95℃后进入脱甲烷塔t101，脱甲烷塔t101顶的气相通过冷箱e101复热至19～25℃进入膨胀压缩机c101增压端增压至2.2～2.4mpa.g且空冷后进入外输气压缩机增压。增压后的外输气分流约10％通过冷箱e101冷至-95～-105℃节流至2.1mpa.g进入脱甲烷塔t101。为充分利用脱甲烷塔的冷量以及降低脱甲烷塔的热能耗，脱甲烷塔的中段设置侧线采出i(侧线采出采用热虹吸)，将采出的凝液通过冷箱e101加热至-55～-66℃后返回脱甲烷塔t101；脱甲烷塔中段设置侧线采出ii(侧线采出采用热虹吸)，将采出凝液通过冷箱e101加热至-10～15℃后返回脱甲烷塔t101。约55％的脱甲烷塔底液经脱甲烷塔底泵送至冷箱e101复热至15～20℃后返回脱甲烷塔底。为满足不同工况下的热负荷要求，脱甲烷塔底另设置一台单独的热虹吸式重沸器e102，用热媒将脱甲烷塔底凝液加热至15～20℃，控制塔底凝液甲烷摩尔含量不超过1％。其余未进入冷箱复热的脱甲烷塔底凝液和产品lpg、稳定凝析油(来自装置外)、稳定轻烃经脱乙烷塔进料预热器e103换热后进入脱乙烷塔t102进行产品乙烷分割，脱乙烷塔顶采用丙烷蒸发器e104作为塔顶全凝器将塔顶气相冷凝到-15℃左右，一部分作为产品乙烷进入冷箱e101过冷至-75℃后计量进入储运单元乙烷储罐存储；另一部分作为脱乙烷塔顶回流。脱乙烷塔底设置重沸器加热，塔底操作温度75～85℃、压力1.70～1.95mpa.g，塔底凝液进入液化气塔。本实施例中正常工况下的乙烷回收率为96.81％，丙烷、丁烷回收率为≥99.00％，乙烷产品的产量为4886kg/h，液化石油气产量为2700kg/h，稳定轻烃产量为1055kg/h。不回收乙烷工况下，脱水脱固体杂质后的原料气(5.9mpa.g，30℃)进入冷箱e101预冷至-30℃左右，进入低温分离器v101进行气液分离，分出的液相节流至2.1mpa.g后进入脱甲烷塔，约15～25％的气相经冷箱e101冷至-60℃左右后进入脱甲烷塔t101作为塔进料，其余绝大部分气相通过膨胀机c101膨胀至2.1mpa.g、-75℃左右后进入脱甲烷塔t101，脱甲烷塔顶的气相通过冷箱e101复热至20～30℃进入膨胀机增压端增压至2.2～2.4mpa.g且空冷后进入外输气压缩机。为充分利用脱甲烷塔的冷量以及节省能耗，脱甲烷塔的中段设置侧线采出i(侧线采出采用热虹吸)，将采出的冷液通过冷箱e101加热至-55℃左右后返回脱甲烷；脱甲烷塔中段设置侧线采出ii(侧线采出采用热虹吸)，将采出的冷液通过冷箱e101加热至-28℃左右后返回脱甲烷。脱甲烷塔底采用热虹吸式重沸器和冷箱同时加热的方式，将脱甲烷塔底凝液加热至19℃左右，控制塔底凝液甲烷摩尔含量不超过1％。本工况不收乙烷产品，通过脱甲烷塔底泵将脱乙烷塔的操作压力提高至脱甲烷塔的压力，使脱乙烷塔顶冷凝后的部分液相乙烷作为脱甲烷塔顶回流。脱甲烷塔底的凝液通过脱甲烷塔底泵增压后和lpg、稳定凝析油(来自装置外)、稳定轻烃换热后进入脱乙烷塔t102。脱乙烷塔顶采用丙烷蒸发器e104作为塔顶冷凝器将塔顶气相冷凝为液态乙烷，一部分作为塔顶回流；另一部分进入冷箱e101过冷后进入脱甲烷塔t101顶部，作为脱甲烷塔顶回流(代替正常工况下过冷后的循环外输气)。脱乙烷塔底设置重沸器加热，操作温度85～95℃、压力1.9～2.1mpa.g，塔底凝液进入液化气塔。本实施例中的不回收乙烷工况下，丙烷回收率为99.5％，丁烷回收率为99.9％，液化石油气产量为2841kg/h，稳定轻烃产量为983.4kg/h。与采用典型rsv乙烷回收工艺的装置相比，本实用新型提出的一种可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置在不回收乙烷工况下丙烷回收率提高约1.5％。总之，本申请提供的可实现多工艺切换的天然气液态乙烷回收装置，可实现天然气回收液态乙烷工况与不回收乙烷工况的切换，提高了装置的适应性；在不回收乙烷工况时，优化了脱乙烷塔顶控制方式，并提高了丙烷和丁烷回收率；充分利用装置自身的热量、冷量进行能量交换，提高了能量利用率、降低了装置能耗。需要说明的是，在本文中，诸如第一和第二等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个……”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。以上所述仅为本实用新型的较佳实施例而已，并非用于限定本实用新型的保护范围。凡在本实用新型的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换、改进等，均包含在本实用新型的保护范围内。当前第1页12