本发明属于油田气体回收和分离技术领域，尤其是涉及一种油田伴生气的回收方法。
背景技术：
传统油田气回收方法采用高压膨胀制冷工艺或dhx工艺。
高压膨胀制冷工艺中原料气为高压(约60bar左右)，利用膨胀过程焦耳汤姆逊节流效应产生低温，冷凝原料气中c3、c4等重组分。dhx工艺采用丙烷冰机预冷和膨胀机进一步制冷，其中脱乙烷塔采用dhx工艺进一步回收贫气中c3、c4组分。
针对原料气压力为20barg左右，原料气中c3+c4含量19％(vt)左右，贫气输送压力为20barg左右，贫气外输压力和原料气压力基本一致的油田气的回收，若采用传统高压膨胀制冷工艺，需将原料气由20barg增压至60bar，增压耗电量非常高，且增压后续设备均为高压设备，不经济。若采用dhx工艺，由于原料气中c3含量高于11％(vt)，重烃过多会造成脱乙烷塔塔顶温度过高从而破坏dhx工艺，dhx工艺优势不明显。而且，高压膨胀制冷工艺和dhx工艺lpg回收率不高，一般只有80～90％左右。
技术实现要素：
有鉴于此，本发明旨在提出一种油田伴生气的回收方法，能回收油田伴生气中高价值lpg产品，而且采用高效、经济的工艺方法，大大降低生产成本，lpg回收率高达99.8％。
为达到上述目的，本发明的技术方案是这样实现的：
一种油田伴生气的回收方法，原料依次经过如下步骤：增压分离、脱水、液化、精制和冷油吸收；
步骤一：增压分离
原料先经过一级气液分离，一级气液分离后的气相经压缩冷却后进行二级气液分离，二级气液分离后的气相进入脱水环节，一级气液分离后的液相进行闪蒸，闪蒸后的液相经脱水加热后进行汽提，汽提得到的气相和闪蒸后的气相经过2次压缩冷却后进入脱水环节；
步骤二：脱水
经过二级气液分离后的气相进行脱水干燥；
步骤三：液化
脱水干燥后的气相经降温、部分液化后进行低温气液分离，低温气液分离后的液相再进行冷量回收升温；
步骤四：精制
步骤三中升温后的液相进行脱除乙烷等轻组分，脱除乙烷等轻组分之后的液相经过加热后进行脱除丁烷，然后获得液相lpg产品，剩余为凝析油，一部分凝析油经冷却降温作为吸收剂进入到下一步骤，剩余凝析油作为产品采出；
步骤五：冷油吸收
凝析油经过冷却后作为吸收剂与步骤三中低温分离后的气相进行多级传质、传热，回收步骤三中低温分离后的气相中的lpg组分，
经过传质、传热后的得到的气相经过冷却、低温分离、减压和回收冷量后作为贫气采出，经过传质、传热后得到的液相，返回步骤三。
进一步的，二级气液分离后的液相循环回去进行闪蒸。
进一步的，脱除乙烷等轻组分之后的气相经减压和回收冷量后作为贫气采出。
进一步的，在步骤一中，原料气进入一级气液分离器进行气液分离，一级气液分离器中的液相经闪蒸罐回收液相中lpg组分，闪蒸罐底部液相经倾析器脱水，脱水后的油相经泵、一级预热器加热后进入汽提塔进一步回收lpg，汽提塔顶部采出的气相和闪蒸罐顶部的气相经一级压缩机增压，一级压缩机出口气相经冷却进入一级气液分离器，一级气液分离器顶部经的气相经二级压缩机增压，然后再经冷却后，进入二级气液分离器进行气液分离。
进一步的，汽提塔底部油相采出经一级预热器余热回收后去凝析油罐区储存，二级气液分离器的液相返回闪蒸罐。
进一步的，步骤二中包括脱水单元，脱水单元内装有分子筛，采用4a分子筛，干燥深度要求为气体的露点温度-40℃。
进一步的，步骤三中，干燥后的油气进入冷箱部分冷凝，然后进入下游一级低温气液分离器进行气液分离，一级低温气液分离器的顶部气相去下游吸收塔进一步回收气相中的lpg组分，一级低温气液分离器的底部液相经冷箱回收冷量后进入产品精制单元进行精制。
进一步的，在步骤四中，脱除乙烷等轻组分是在脱乙烷塔中进行，脱乙烷塔的塔底油相经二级换热器加热后进入脱丁烷塔，脱丁烷塔的塔顶为合格lpg产品，塔底为凝析油组分c5+。
进一步的，步骤五中，凝析油经二级换热器换热，冷却、泵加压后，一部分作为吸收剂进入到冷油吸收单元的吸收塔中，一部分作为凝析油产品去罐区储存，吸收剂经冷却后进入到吸收塔顶部，来自一级低温气液分离器顶部的气相进入吸收塔底部，在吸收塔中，吸收剂与从一级低温气液分离器顶部的气相进行逆向接触，进行多级传质、传热，回收气相中lpg组分，吸收塔底部液相经冷箱回收冷量后进入脱乙烷塔中进行循环精制。
相对于现有技术，本发明所述的油田伴生气的回收方法具有以下优势：
1、采用闪蒸、倾析和汽提塔工艺回收原料气在管网长输过程中产生的凝液，一方面可以提高lpg收率，另一方面可以降低后续分子筛脱水能耗；
2、避免设置高压增压机，减小装置耗电量和设备投资；
3、制冷部分采用夹点技术，一级低温气液分离器顶部气相，底部液相、脱乙烷塔顶气相和冷油循环进入冷箱进行冷量回收，降低丙烷冰机制冷量，节约装置消耗；
4、制冷部分采用冷箱技术，避免分级冷量回收时产生气液两相，导致lpg损失；
5、采用先加压冷却，后冷油吸收工艺，相对于传统热油吸收工艺，减小冷油吸收剂循环用量，从而减小装置能耗；
6、脱乙烷塔采用高压分离，一方面可以降低塔顶制冷要求，另一方面可以维持塔顶贫气外输压力，避免设置贫气外输压缩机。
附图说明
图1为油田伴生气回收的工艺流程图。
附图标记说明：
1-一级气液分离器；2-闪蒸罐；3-倾析器；5-一级预热器；6-汽提塔；7-一级压缩机；9-二级压缩机；11-二级气液分离器；12-脱水单元；13-冷箱；15-一级低温气液分离器；16-脱乙烷塔；17-二级换热器；18-脱丁烷塔；22-吸收塔；24-二级低温气液分离器。
具体实施方式
除有定义外，以下实施例中所用的技术术语具有与本发明所属领域技术人员普遍理解的相同含义。以下实施例中所用的试验试剂，如无特殊说明，均为常规生化试剂；所述实验方法，如无特殊说明，均为常规方法。
下面结合实施例及附图1来详细说明本发明。
一种油田伴生气的回收方法包括如下步骤：增压分离、脱水、液化、精制和冷油吸收：
步骤一：增压分离
原料气进入一级气液分离器1进行气液分离，一级气液分离器1中的液相经闪蒸罐2回收液相中lpg组分，闪蒸罐2底部液相经倾析器3脱水，脱水后的油相经泵、一级预热器5加热后进入汽提塔6进一步回收lpg，汽提塔6底部油相中丁烷含量控制在0.3％(摩尔百分比)以内。
汽提塔6顶部采出的气相和闪蒸罐2顶部的气相经一级压缩机7增压至20barg，一级压缩机7出口气相经冷却进入一级气液分离器1，一级气液分离器1顶部经的气相经二级压缩机9增压至31barg，然后再经冷却至45℃，进入二级气液分离器11进行气液分离，汽提塔6底部油相采出经一级预热器5余热回收后去凝析油罐区储存，二级气液分离器11的液相返回闪蒸罐2，其中闪蒸压力为5barg。
步骤二：脱水
二级气液分离器11中分离出的气相进入到脱水单元12中进行脱水，脱水单元12内装有分子筛，采用4a分子筛，干燥深度要求为气体的露点温度-40℃。
主要功能是把原料气的水分脱掉，避免在后续的液化中产生结冰现象。
步骤三:液化
干燥后的油气进入冷箱13部分冷凝，冷却至-30℃，然后进入下游一级低温气液分离器15进行气液分离，一级低温气液分离器15的顶部气相去下游吸收塔22进一步回收气相中的lpg组分，一级低温气液分离器15的底部液相经冷箱13回收冷量后进入产品精制单元进行精制。
主要功能是将脱水步骤过来的原料气减温，使原料气中大部分lpg组分冷凝(冷凝的同时，也会有少量轻组分也会冷凝成液相)变成液相，液相经冷量回收(升温)去脱乙烷塔16中进行精制。
步骤四，精制
脱除乙烷等轻组分是在脱乙烷塔16中进行，脱乙烷塔16主要作用是把乙烷等轻组分和c3分开，塔顶就是轻组分(c1+c2)气相采出，塔底为重组分采出(c3+c4)。脱乙烷塔16的塔顶压力控制在26barg，回流比为：1.6。脱乙烷塔16的塔底油相经二级换热器17加热后进入脱丁烷塔18，脱丁烷塔18的主要是把c4和c5分开，塔顶为lpg(c3+c4)采出，塔底为凝析油(c5+以上)采出。脱丁烷塔18的塔顶压力控制在11barg，回流比为：1.2。脱丁烷塔18的塔顶为合格lpg产品，塔底为凝析油组分c5+，脱乙烷塔16的塔顶采出气相经j-t阀减压至20barg后经冷箱13回收冷量后作为贫气采出。
步骤五，冷油吸收
凝析油经二级换热器17换热，冷却、泵加压后，一部分作为吸收剂进入到吸收塔22中，一部分作为凝析油产品去罐区储存，吸收剂经冷却至-30℃后进入到吸收塔22顶部，来自一级低温气液分离器15顶部的气相进入吸收塔22底部，在吸收塔22中，吸收剂与从一级低温气液分离器15顶部的气相进行逆向接触，进行多级传质、传热，回收气相中lpg组分。吸收塔22底部液相经冷箱13回收冷量后进入脱乙烷塔16中进行循环精制，吸收塔22顶部的气相经冷却至-30℃，回收气相中凝析油组分，吸收塔22操作压力控制在30barg。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。