一种LNG轻烃回收系统及方法与流程

本发明涉及轻烃回收技术领域，特别涉及一种新型液化天然气的轻烃分离系统及方法。

技术背景

近些年，中国对天然气消费量与日俱增，2018年天然气消耗达2803亿立方米，和前年同期相比增长17.5％；2019年消耗了约3067亿立方米的天然气，和2018年相比较增加了9.4％，我国天然气进口的依存度从2007年的2％，快速飙升到2019年的43％，其中进口天然气的主要形式为管道气和lng。

lng(liquefiednaturalgas)即液化天然气，是经净化处理后，在超低温(-162℃)常压下凝结成液态的天然气。无色、无味、无毒且无腐蚀性，液化后其体积会缩小至原来的约1/600，重量仅为同体积水的45％左右。lng主要进口国有卡塔尔、澳大利亚、挪威、阿尔及利亚等国家，lng接收站目前完成接收能力建设12260万吨/年，预计到2023年建成lng接收能力14660万吨/年，含c2+组分较多的lng进行轻烃分离主要基于以下目的：

使资源充分合理配置：甲烷气体是理想的管输天然气，主要供于终端用户(电厂和城镇燃气等)燃烧，提供热量；c2+轻烃是优质的化工原料，用其中乙烷代替石脑油等作为乙烯等化工单体的裂解原料，化工产品的收率最高、成本最低、副产品最少，可以降低乙烯生产装置的固定成本30％，降低30％～40％的能源消耗，综合而言，成本能减少10％左右。而乙烯工业是石化工业的龙头，在国民经济中占有重要地位。已有数据表明，我国在2010年乙烯产能为1800万吨，仅能达到57％的自给率，并且国内乙烯工业的原料近90％是石脑油、煤油、柴油甚至加氢尾油。这使中国乙烯工业的成本高、投资大、能耗高，并且严重依赖炼油工业，加重了中国的原油对外依存度，给国家的战略安全带来一定的隐患。因此，从lng富气中分离c2+轻烃，不对仅能够有效利用lng的冷能，以较低的成本获得大量轻烃，为我国的乙烯工业提供大量廉价、优质的原料，而且有利于解决我国乙烯工业发展的原料瓶颈，缓解我国石油资源的短缺。并可节省大量宝贵的紧缺的燃料油，缓解油品市场的供需矛盾。

充分释放lng企业经济潜力：目前国内外的天然气计价方式主要有体积和热值的计算差别，导致国内在进口lng时，越富，利润越少甚至亏损，一些企业通过注氮气、二氧化碳等措施来调整热值，这种传统做法的经济性差并没有充分利用天然气资源。

lng冷能的有效利用途径：lng接收站接卸、储存的是低温、液态的天然气(lng)，经再气化后用管道向下游用户输出的是常温、高压、气态的天然气。lng气化过程中将释放大量冷能，约为860～833kj/kg，完全可以用来回收乙烷等轻烃组分。而这部分冷能最开始在我国的各大lng接收站通常都是通过天然气汽化器由空气或者海水直接吸收，未能得到有效的利用。

lng轻烃回收是热值调整、轻烃回收和冷能利用的重要途径，随着我国lng进口量的扩大，lng轻烃回收的应用将在改善资源利用方式的和产业经济提质增效中产生巨大效益。

国外很早就对lng进行了相关研究，从上世纪60年代开始，美国、挪威、日本、澳大利亚等国家陆续提出相关设计专利，如us2952984a、us3837172a、us6604380b1、us6941771b2、ep1734027a1、us20030158458a1、us20060277943a1、us20080245100a1等，其中最为典型专利为美国专利us6941771b2，通过系统分析此流程及其它典型国外专利后，发现有以下不足之处：

(1)对lng中的甲烷进行了较好分离，但是对c2+组分没有进行处理，造成资源浪费；

(2)系统的整体能耗总体较高；

(3)使用压缩机用于气态甲烷气加压，造成了能耗增高，提高了设备购置成本和运行成本；

(4)系统产生的c2+组分的压力较大，不便于储存、运输及使用；

(5)外输天然气的冷能较多，未被充分利用。

最近几年，lng进口大幅增长也带动了lng相关研究。国内对lng的研究要晚步于国外，对于相关理论研究仍处于初期阶段。中国海洋石油公司联合清华大学进行了冷能利用的相关项目，上海交通大学的制冷与低温工程研究所对冷能的利用原理和方法进行研究，华南理工大学的华贲、李亚军团队进行了冷能优化集成利用方面的研究，并取得了中国首个lng轻烃分离相关的专利，上海海事大学进行了lng冷能的蓄冷及梯级利用方面的研究。以上研究主要是加强冷能利用水平，对系统能耗降低研究较少。

技术实现要素：

为了克服上述现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种lng轻烃回收系统及方法，系统利用泵全程代替压缩机实现增压，能耗低，冷能利用程度高，产品便于储存和运输，弥补了国内lng轻烃回收工艺装置的不足，提高了系统的经济性和能源利用率；具有使用成本低、工艺设备简便、不产生二次污染、流程连续性，同时使得产品浓度高的特点。

为了达到上述目的，本发明的技术方案通过下述方案实现：

一种lng轻烃回收系统，包括lng泵p-1，lng泵p-1出口和换热器lng-1冷却进口连接，换热器lng-1冷却出口和换热器lng-2冷却进口连接，换热器lng-2冷却出口和分离器v-100入口连接，分离器v-100底部出口经过lng泵p-2与脱甲烷塔t-1上部的入口相连；

分离器v-100顶部和换热器lng-1的加热入口连接，换热器lng-1的加热出口和物料分离器tee-100入口连接，物料分离器tee-100出口分别与储罐tank和lng泵p-3的入口连接，lng泵p-3出口和物料混合器mix-100入口连接，物料混合器mix-100的出口和lng泵p-4的入口连接，lng泵p-4出口和加热器e-100入口连接；

脱甲烷塔t-1塔顶部经过换热器lng-2的加热进出口后再与物料混合器mix-100连接；

脱甲烷塔t-1塔底与节流阀vlv-101进口连接，节流阀vlv-101出口和脱乙烷塔t-2入口连接，脱乙烷塔t-2顶部通过能流和换热器e-100连接，底部输出产物。

一种基于lng轻烃回收系统的回收方法，具体步骤如下：

步骤一：原料预热

常压lng物料通过lng泵p-1增压到1.0-2.5mpa，加压后的lng先利用显热与分离器v-100顶部排出气体在换热器lng-1发生热交换，再利用潜热与脱甲烷塔t-1顶部排出气体在换热器lng-2发生热交换，使得进入分离器v-100的物料气相分数在0.45-0.55；

步骤二：原料预分离

经过预热的lng物料发生部分汽化，进入分离器v-100，在分离器v-100中，顶部排出甲烷摩尔含量98％以上的富甲烷贫气，底部排出液态混合烃；

步骤三：脱甲烷

分离器v-100底部排出的液态混合烃，经过lng泵p-2加压到2.0-3.5mpa后，进入脱甲烷塔t-1精馏，其中塔板数理论值为11，操作压力为1.8-3.5mpa，从塔顶分离出富甲烷贫气，甲烷摩尔含量为99％以上，c2+摩尔含量为1％～2.5％，通过与换热器lng-2热交换，完全液化；塔底排出c2+组分摩尔含量在60％以上的液态烃，进入脱乙烷塔t-2；

步骤四：脱乙烷

脱甲烷塔t-1排出的液态烃，进入脱乙烷塔t-2进行减压精馏，其理论塔板数为21，操作压力为0.35-0.75mpa，脱乙烷塔t-2塔顶产生的乙烷摩尔含量在99％以上，乙烷回收率90％以上，脱乙烷塔t-2塔底得到以c3+组分为主的液态lpg；

步骤五：调峰外输

换热器lng-1热交换的物流完全液化，进入物料分离器tee-100，物料分离器tee-100根据下游使用情况和物流波动，调节进入储罐tank的比例，实现调峰，其余部分经过lng泵p-3加压到与换热器lng-2出来的物流相同的压力后，汇合，经过lng泵p-4加压到4-5mpa进行外输；

步骤六：冷能回收

通过加压外输的物流温度低，利用热联立系统将其冷能用于冷却从脱乙烷塔t-2中分离的乙烷，实现冷量回收。

本发明根据已有的轻烃回收专利存在的不足，提出了一种具有能耗水平更低、设备成本更低、lng冷能利用率更高和物流波动调节更灵活特性的工艺流程，该方法利用泵全程代替压缩机的使用，通过优化调节各项参数，使得设备建设成本、运行成本更低，使得系统能使用海水作为热源为脱乙烷加热，从而进一步节省了系统能耗，回收了c2+组分中的乙烷，提高了资源利用率，最后利用外输天然气的冷能为脱乙烷塔降温，进一步提高了系统冷能利用率，提高了资源利用水平。

附图说明

附图是本发明的系统连接示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明做详细叙述。

参考附图，一种lng轻烃回收系统，包括lng泵p-1，lng泵p-1出口和换热器lng-1冷却进口连接，换热器lng-1冷却出口和换热器lng-2冷却进口连接，换热器lng-2冷却出口和分离器v-100入口连接，分离器v-100底部出口经过lng泵p-2与脱甲烷塔t-1上部的入口相连；

分离器v-100顶部和换热器lng-1的加热入口连接，换热器lng-1的加热出口和物料分离器tee-100入口连接，物料分离器tee-100出口分别与储罐tank和lng泵p-3的入口连接，lng泵p-3出口和物料混合器mix-100入口连接，物料混合器mix-100的出口和lng泵p-4的入口连接，lng泵p-4出口和加热器e-100入口连接；

脱甲烷塔t-1塔顶部经过换热器lng-2的加热进出口后再与物料混合器mix-100连接；

脱甲烷塔t-1塔底与节流阀vlv-101进口连接，节流阀vlv-101出口和脱乙烷塔t-2入口连接，脱乙烷塔t-2顶部通过能流和换热器e-100连接，底部输出产物。

一种基于lng轻烃回收系统的回收方法，具体步骤如下：

步骤一：原料预热

常压lng物料通过lng泵p-1增压到1.0-2.5mpa，加压后的lng先利用显热与分离器v-100顶部排出气体在换热器lng-1发生热交换，再利用潜热与脱甲烷塔t-1顶部排出气体在换热器lng-2发生热交换，使得进入分离器v-100的物料气相分数在0.45-0.55；

步骤二：原料预分离

经过预热的lng物料发生部分汽化，进入分离器v-100，在分离器v-100中，顶部排出甲烷摩尔含量98％以上的富甲烷贫气，底部排出液态混合烃；

步骤三：脱甲烷

分离器v-100底部排出的液态混合烃，经过lng泵p-2加压到2.0-3.5mpa后，进入脱甲烷塔t-1精馏，其中塔板数理论值为11，操作压力为1.8-3.5mpa，从塔顶分离出富甲烷贫气，甲烷摩尔含量为99％以上，c2+摩尔含量为1％～2.5％，通过与换热器lng-2热交换，完全液化；塔底排出c2+组分摩尔含量在60％以上的液态烃，进入脱乙烷塔t-2；

步骤四：脱乙烷

脱甲烷塔t-1排出的液态烃，进入脱乙烷塔t-2进行减压精馏，其理论塔板数为21，操作压力为0.35-0.75mpa，脱乙烷塔t-2塔顶产生的乙烷摩尔含量在99％以上，乙烷回收率90％以上，脱乙烷塔t-2塔底得到以c3+组分为主的液态lpg；

步骤五：调峰外输

换热器lng-1热交换的物流完全液化，进入物料分离器tee-100，物料分离器tee-100根据下游使用情况和物流波动，调节进入储罐tank的比例，实现调峰，其余部分经过lng泵p-3加压到与换热器lng-2出来的物流7相同压力后，汇合，经过lng泵p-4加压到4-5mpa进行外输；

步骤六：冷能回收

通过加压外输的物流温度低，利用热联立系统将其冷能用于冷却从脱乙烷塔t-2中分离的乙烷，实现冷量回收。

实施例一

处理量399.5t/h，lng温度为-158℃，压力为0.8mpa，物料摩尔组分为：甲烷92.52％，乙烷4.54％，丙烷1.5％，异丁烷0.33％，正丁烷0.33％，异戊烷0.01％，正戊烷0.01％，正己烷0.01％，氮0.75％。

0.8mpa的lng原料通过泵p-1加压到1.7ma，然后通过lng换热器lng-1、lng-2两次热交换后，温度达到-109.5℃，汽化比例为45.68％。分离器v-100中产生的气态物流的甲烷摩尔含量为98.22％，分离器v-100底部液态物流通过加压到2.5mpa，脱甲烷塔t-1的操作压力为2.0mpa，塔顶气甲烷含量为99.24％，塔底物流通过节流阀vlv-101降压至0.2mpa，脱乙烷塔t-2的操作压力为0.12kpa，塔顶乙烷冷却后为液态，乙烷摩尔含量为99.99％。

该流程得到的天然气产量为217.4t/h，其中甲烷摩尔含量为98.74％，压力为5.0mpa，温度为-91.8℃，乙烷产量为28.35t/h，乙烷摩尔含量为99.99％，压力为0.12kpa，温度为-86.52℃，回收率为90.9％，各物流物性参数和组分情况分别见表1和表2。

表1各物流物性参数

表2各物流组分

系统中能耗设备的能耗见下表：

表3各设备能耗

该流程不设置压缩机，使得物料压力满足要求，通过参数优化和热联立系统，使得系统的能耗更低，总的设备能耗仅为24.22w，对乙烷进行了较好的回收，乙烷纯度为99.99％，回收率为90.9％，外输天然气温度较其他流程低，回收冷能为8278kw，回收效果良好。

实施例二：

装置lng物料处理量为350t/h，原料压力为101.3kpa，温度为-163℃，摩尔组分为：甲烷87.97％，乙烷7.08％，丙烷2.87％，异丁烷0.39％，正丁烷0.42％，异戊烷0.06％，正戊烷0.03％，正己烷0.99％，氮0.19％。

原料lng在常压下，经过lng泵p-1加压到1.6mpa，然后通过lng换热器lng-1、lng-2两次热交换后温度达到-109℃，汽化比例为40.45％，分离器v-100中产生的气态物流的甲烷摩尔含量为99.08％，分离器底部液态物流通过加压到2.5mpa，脱甲烷塔t-1的操作压力为2.0mpa，塔顶气甲烷含量为99.23％，塔底物流通过节流阀降压至0.2mpa，脱乙烷塔t-2的操作压力为0.12kpa，塔顶乙烷冷却后为液态，乙烷摩尔含量为99.99％。

该流程得到的天然气产量为264.8t/h，其中甲烷摩尔含量为99.16％，压力为5.0mpa，温度为-87℃，乙烷产量为36.38t/h，乙烷摩尔含量为99.99％，压力为0.12kpa，温度为-86.52℃，回收率为92.53％，系统总能耗为23.54mw，回收外输天然气冷能9848kw，各物流物性参数和组分情况分别见表4和表5，系统中主要设备能耗见表6。

表4各物流物性参数

表5各物流组分

表6各设备能耗

实施例三

装置lng物料处理量为360t/h，原料压力为101.3kpa，温度为-162℃，摩尔组分为：甲烷78％，乙烷12.4％，丙烷6.3％，异丁烷1.4％，正丁烷1.8％，氮0.1％。

原料lng在常压下，经过lng泵p-1加压到1.6mpa，然后通过lng换热器lng-1、lng-2两次热交换后温度达到-104.8℃，汽化比例为31.68％。分离器v-100中产生的气态物流的甲烷摩尔含量为98.8％，分离器v-100底部液态物流通过加压到2.5mpa，脱甲烷塔t-1的操作压力为2.0mpa，塔顶气甲烷含量为98.72％，塔底物流通过节流阀降压至0.2mpa，脱乙烷塔t-2的操作压力为0.12kpa，塔顶乙烷冷却后为液态，乙烷摩尔含量为99.75％。

该流程得到的天然气产量为220.64t/h，其中甲烷摩尔含量为98.75％，压力为5.0mpa，温度为-80.78℃，乙烷产量为59.93t/h，乙烷摩尔含量为99.75％，压力为0.12kpa，温度为-85.48℃，回收率为93.01％，系统总能耗为26.67mw，回收外输天然气冷能12.52mw，各物流物性参数和组分情况分别见表7和表8，系统中主要设备能耗见表9。

表7各物流物性参数

表8各物流组分

表9各设备能耗

本发明的特征在于：

(1)lng进入分离器的气相分数为0.45-0.55左右；

(2)全程不使用压缩机增压，全流程用泵作为增压设备；

(3)物流进入脱乙烷塔t-2前通过节流阀降压至0.2mpa，在脱乙烷塔t-2中减压精馏，使得设备能耗低，物流温度低；

(4)通过集热系统将海水作为热源加热脱乙烷塔t-2的物料，节省能耗费用；

(5)利用热集成工艺将外输天然气冷能利用于冷却脱乙烷塔t-2顶部产物，实现冷量回收；

(6)利用物料分离器v-100调节外输物流和进入储罐的物流的比例，实现物流波动调节。