CN109232157B - 一种从天然气中回收乙烷的工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种从天然气中回收乙烷的工艺，包括以下步骤：1)天然气粗脱碳；2)CO₂再生气增压；3)天然气脱水；4)乙烷回收；5)凝液分馏；6)乙烷精脱碳。本发明可实现高含CO₂(CO₂≥1.4％(v/v))原料气不进行脱CO₂处理，或仅进行初步的脱CO₂处理，大幅度降低工程工资及装置运行能耗。

Description

一种从天然气中回收乙烷的工艺

技术领域

本发明涉及天然气深冷加工技术领域，具体涉及一种从天然气中回收乙烷的工艺。

背景技术

目前比较有代表性的高效乙烷回收工艺是由美国Ortloff公司的部分干气循环(RSV)工艺，原理是在气体过冷工艺(GSP)的基础上，将部分高压外输干气与脱甲烷塔顶气换热冷凝后，通过节流过冷进入脱甲烷塔顶提供回流。回流的外输干气可对塔顶气相进行精馏，将装置乙烷收率提升至95％以上。

部分干气循环工艺通常适用于原料气中CO₂含量低于1.0％的处理工况，根据脱甲烷塔操作压力不同，CO₂含量略有波动。当天然气CO₂含量高于1.0％时，乙烷回收装置膨胀机出口、脱甲烷塔上部塔板、脱甲烷塔顶气相管线等位置易出现冻堵，装置无法正常生产。

发明内容

有鉴于此，本发明的目的在于提供一种从天然气中回收乙烷的工艺，该工艺兼顾液体过冷(LSP)工艺和部分干气循环(RSV)工艺的优点，适用于原料气中CO2含量＜1.4％的处理工况(根据具体工况含量可做调整)，在原料气不进行脱碳的情况下，以实现装置乙烷收率≥95％，同时使得装置不发生CO₂冻堵。

为了实现上述的目的，本发明提供了一种从天然气中回收乙烷的工艺，包括以下步骤：

1)天然气粗脱碳：将原料气进行脱碳，以得到CO₂再生气和净化气；

2)CO₂再生气增压：将步骤1)得到的CO₂再生气增压后掺混至外输产品气中；

3)天然气脱水：将步骤1)得到的净化气进行脱水，以得到干燥气；

4)乙烷回收：将步骤3)得到的干燥气经过天然气副冷箱换热冷却后进入低温分离器，低温分离器分离出的一部分气相进入天然气膨胀机膨胀后进入脱甲烷塔中部，剩余另一部分气相经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷后进入脱甲烷塔上部，进行精馏；低温分离器分离出的凝液经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷，过冷后入脱甲烷塔上部回流，该低温凝液中的重组分吸收天然气中的CO₂，剩余凝液直接进入脱甲烷塔中部；脱甲烷塔顶部低温天然气通过天然气主冷箱回收冷量后进天然气外输压缩机增压至外输压力，增压后的天然气一部分作为产品天然气向外输出，另一部分回流作为循环干气对脱甲烷塔顶气相进行精馏；

5)凝液分馏：将步骤4)吸收CO₂的凝液进行分馏，以得到含CO₂乙烷、液化气和稳定轻烃，其中液化气和稳定轻烃分别运输到储存罐储存；

6)乙烷精脱碳：将步骤5)分馏得到的含CO₂乙烷需要采用醇胺法进行精脱碳，得到的乙烷进入后续装置使用。

进一步地，步骤1)之前还包括将天然气增压的步骤。

进一步地，其中步骤1)中，所述脱甲烷塔的操作压力为0.9～3.0MPa，所述原料气的压力≥2.5倍脱甲烷塔操作压力。

进一步地，其中步骤1)中，所述原料气是采用醇胺法进行脱碳的。

进一步地，其中步骤1)中，所述CO₂再生气的CO₂含量≥80％(v/v)；所述净化气的CO₂含量≤1.2％(v/v)。

进一步地，其中步骤2)中，步骤1)得到的CO₂再生气是通过CO₂压缩机增压的。

进一步地，其中步骤2)中，所述外输产品气的CO₂含量≤0.5％(v/v)；所述掺混的过程控制掺混后的外输产品气满足国家二类气指标，即CO₂含量≤3％(v/v)。

进一步地，其中步骤3)中，步骤1)得到的净化气是采用三塔等压再生分子筛脱水工艺进行脱水的。

进一步地，其中步骤3)中，所述干燥气的含水量＜1ppm。

进一步地，其中步骤4)中的乙烷回收具体包括：将步骤3)得到的干燥气经过天然气副冷箱换热冷却至-50℃-60℃后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相80％～90％(v/v)进入天然气膨胀机膨胀至-85℃以下后，进入脱甲烷塔中部，剩余10％～20％(v/v)气相经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷至-90℃以下，进入脱甲烷塔上部，进行精馏；低温分离器分离出的凝液10％～100％(v/v)经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷，过冷至-95℃以下后入脱甲烷塔上部回流，该低温凝液中的重组分吸收天然气中的CO₂；剩余0％～90％(v/v)凝液直接进入脱甲烷塔中部；脱甲烷塔顶气通过天然气主冷箱回收冷量后进天然气外输压缩机增压至外输压力，增压后的天然气中的80％～90％(v/v)作为产品天然气向外输出，其余10％～20％(v/v)回流作为循环干气对脱甲烷塔顶气相进行精馏。

进一步地，其中步骤4)中，所述脱甲烷塔顶气为脱甲烷塔顶部低温天然气，其温度≤-102℃，其CO₂含量≤0.5％(v/v)，所述外输压力≥2.0MPa，所述脱甲烷塔顶气通过天然气主冷箱回收冷量后的温度≥30℃。

进一步地，其中步骤4)中，所述低温分离器的液相出口设置有流量分配调节装置，以控制凝液比例为10％～100％(v/v)。

进一步地，其中步骤4)中，所述低温分离器的气相过冷比例为10％～20％(v/v)，以控制过冷温度超出液化温度5°以上。

进一步地，其中步骤4)中，所述低温分离器的凝液出口管线设置有温度控制装置，以控制凝液过冷温度超出液化温度5°以上。

进一步地，其中步骤4)中，所述凝液过冷后进入脱甲烷塔的位置，与低温分离器的气体过冷进塔位置相隔2～6块塔板，以实现CO₂冻堵控制和乙烷95％以上的高收率双重效果。

进一步地，其中步骤4)中，所述外输压缩机出口的天然气返回脱甲烷塔的循环量为10％～20％，以实现装置的乙烷收率≥95％。

进一步地，其中步骤5)中，步骤4)吸收CO₂的凝液是采用精馏工艺进行分馏的。

进一步地，其中所述天然气粗脱碳与乙烷精脱碳所用的装置共用溶液再生系统，以降低装置投资及运行能耗。

本发明的工艺可实现高含CO₂原料气(CO₂≥1.4％(v/v))不进行脱CO₂处理，或仅进行初步的脱CO₂处理，降低工程工资约5％及降低装置运行能耗约6％。

本发明的工艺兼顾液体过冷(LSP)工艺和部分干气循环(RSV)工艺的优点，适用于原料气中CO₂含量＜1.4％(v/v)的处理工况(根据具体工况含量可做调整)，在原料气不进行脱碳的情况下，实现装置乙烷收率≥95％，同时装置不发生CO₂冻堵。

附图说明

图1为本发明提供的从天然气中回收乙烷的整体工艺流程图；

图2为本发明提供的从天然气中回收乙烷的部分工艺流程图。

具体实施方式

本发明提供了一种从天然气中回收乙烷的工艺，下面以具体实施例来说明具体实施方式，应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。

实施例1

如图1所示，本发明提供了一种从天然气中回收乙烷的工艺，包括以下步骤：

1)天然气增压：天然气增压装置根据原料气的来气压力及外输压力要求进行匹配设计(通常原料气压力＞2.5倍脱甲烷塔操作压力(0.9～3.0MPa)时，可不增压(根据具体情况调整))；

2)天然气粗脱碳：将步骤1)得到的天然气采用醇胺法进行脱碳，以得到CO₂再生气和净化气(CO₂含量≤1.2％(v/v))；脱碳后天然气中CO₂≤1.2％(v/v)(根据实际工况调整)，天然气脱碳与乙烷脱碳装置共用溶液再生系统，降低装置投资及运行能耗。

3)CO₂再生气增压：将步骤2)得到的高含CO₂再生气(CO₂含量≥80％(v/v))通过CO₂压缩机增压后掺混至外输产品气中(CO₂含量≤0.5％(v/v))，掺混过程通常控制掺混后的外输气满足国家二类气指标，即CO₂含量≤3％(v/v)，以实现CO₂节能减排的同时回收尾气提升整套装置效益。

4)天然气脱水：将步骤2)得到的净化气采用三塔等压再生分子筛脱水工艺进行脱水，以得到干燥气(含水＜1ppm)。

5)乙烷回收：其兼顾传统液体过冷(LSP)工艺可以处理高含CO₂原料气和部分干气循环(RSV)工艺可以提高装置产品收率的优点，具体流程见图2。将步骤4)得到的干燥气(含水＜1ppm)经过天然气副冷箱换热冷却至-50℃～-60℃后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相80％～90％(v/v)进入天然气膨胀机进行膨胀，膨胀至-85℃以下，进入脱甲烷塔中部，剩余10％～20％(v/v)气相经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气(温度≤-102℃，CO₂含量≤0.5％)换热过冷至-90℃以下，进入脱甲烷塔上部，进行精馏；低温分离器分离出的凝液10％～100％(v/v)(根据实际工况进行选择过冷比例)经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气(温度≤-102℃，CO₂含量≤0.5％)换热过冷，过冷至-95℃以下后入脱甲烷塔上部回流，该低温凝液中的重组分吸收天然气中的CO₂；剩余0％～90％(v/v)凝液直接进入脱甲烷塔中部；脱甲烷塔顶部低温天然气(温度≤-102℃，CO₂≤0.5％)通过天然气主冷箱回收冷量后(温度≥30℃)进天然气外输压缩机增压至外输压力(≥2.0MPa)，增压后的天然气一部分(80％～90％(v/v))作为产品天然气向外输出，另一部分(10％～20％(v/v))回流作为循环干气对脱甲烷塔顶气相进行精馏，以实现乙烷收率95％以上。

6)凝液分馏：将步骤5)吸收CO₂的凝液(C₂₊凝液)采用精馏工艺进行分馏，以得到含CO₂乙烷、液化气和稳定轻烃，其中液化气和稳定轻烃分别运输到储存罐储存。根据用户产品需要设置脱乙烷塔、液化气塔等设备，脱乙烷塔塔顶冷凝充分利用系统内冷量。

7)乙烷精脱碳：为降低系统能耗，原料气粗脱碳处理，产品乙烷中CO₂含量较高，步骤6)分馏得到的含CO₂乙烷需要采用醇胺法进行精脱碳，得到的乙烷进入后续装置使用。为了满足下游用户乙烷产品含碳指标要求，乙烷精脱碳与天然气粗脱碳共用醇胺溶液再生及溶液循环系统，降低装置投资及运行能耗。

其中，上述低温分离器的液相出口设置有流量分配调节装置，以控制凝液比例为10％～100％(v/v)。

上述低温分离器的气相需要过冷量为总量的10％～20％(v/v)，以控制过冷温度超出液化温度5°以上。

上述低温分离器的凝液出口管线设置有温度控制装置，以控制凝液过冷温度超出液化温度5°以上。

上述凝液过冷后进入脱甲烷塔的位置，与低温分离器的气体过冷进塔位置相隔2～6块塔板，以实现CO₂的冻堵控制和高收率的双重效果。

上述外输压缩机出口的天然气返回脱甲烷塔的循环量为10％～20％，以实现装置的乙烷收率≥95％。

为了验证上述从天然气中回收乙烷的工艺回收乙烷的效果，我们以中石化华北油气分公司大牛地气田天然气处理站的大牛地气田天然气为对象，采用本发明所述的工艺和传统RSV工艺对回收乙烷进行了对比分析。

其中，大牛地气田处理站已建设脱水脱烃装置1套，采用浅冷+冷油吸收复合工艺回收天然气中的LPG和稳定轻烃，气田年产气约30亿方，产气压力2.0MPa，天然气中乙烷及重烃含量较高见表1，对天然气进行深加工，采用深冷工艺最大限度回收具有高附加值的轻烃产品，可进一步减低成本。

表1大牛地天然气组分表

组分	N<sub>2</sub>	CO<sub>2</sub>	C1	C2	C3	iC4	nC4	iC5	nC5	C6	C7
												数值	0.55	1.42	91.61	4.93	0.78	0.21	0.18	0.19	0.06	0.02	0.01

通过表1的数据分析，大牛地气田原料气C₂₊含量约248ml/m³，气质较贫。采用常规液体过冷(LSP)工艺或气体过冷(GSP)工艺，乙烷收率仅能到85％，经济性较差。但采用传统RSV所工艺，装置计算乙烷收率可达99％。

通过分析原料气CO₂含量偏高，约1.42％，采用RSV工艺存在CO₂冻堵风险。

传统RSV工艺核算：

针对大牛地气田天然气气质，针对部分干气循环(RSV)工艺，采用HYSYS软件进行计算分析。

计算工况：将原料气增压至4.0MPa后，通过换热器预冷至-50℃，进入低温分离器进行气液分离，分离出的气相一部分通过膨胀机膨胀至1.8MPa后进入脱甲烷塔，另一部分通过天然气主冷箱过冷后，节流进入脱甲烷塔上部；分离出的液相直接进入脱甲烷塔中下部；从外输气压缩机引一股外输气过冷后作为塔顶回流。计算收率99％，脱甲烷塔顶温度-106℃。

通过计算可知，脱甲烷塔顶气相及脱甲烷塔顶几块塔板全部冻堵；原料气需要天然气脱碳处理，经计算原料气中CO₂含量须从原来的1.42％降低到0.8％，脱甲烷塔塔顶气相及塔顶塔板才不会发生冻堵。天然气脱碳仅装置加热再生能耗达1800kW。

本发明所述的工艺核算：

针对大牛地气田天然气气质，针对本发明所述的工艺，采用HYSYS软件进行计算分析。

计算工况：

1)天然气增压：将大牛地气田脱水脱烃装置来的原料气(2.0MPa，CO₂含量为1.42％)经过原料气压缩机增压至4.0MPa，进入天然气粗脱碳装置；

2)天然气粗脱碳：增压后的天然气(4.0MPa)的天然气采用醇胺法进行脱碳，以得到CO₂再生气(CO₂含量为91％(v/v)和净化气(CO₂含量为1.2％(v/v)；脱碳后净化气进入下游天然气脱水装置，CO₂再生气进入增压单元。

3)天然气粗脱碳得到的高含CO₂再生气(CO₂含量≥91％(v/v))通过CO₂压缩机增压至4.5MPa后掺混至外输产品气中(CO₂含量为0.4％(v/v))，掺混后天然气(CO₂含量为1.46％(v/v)井外输管线输送至用户。

4)天然气脱水：经过粗脱碳的天然气(CO₂含量为1.2％(v/v))进入三塔等压再生分子筛脱水装置进行脱水，脱水后干燥气(含水＜1ppm)，进入乙烷回收装置。

5)乙烷回收：脱水单元装置来的干燥气(含水＜1ppm)经过天然气副冷箱换热冷却至-50℃～-60℃后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相80％(v/v)进入天然气膨胀机进行膨胀，膨胀至-86℃，进入脱甲烷塔中部，剩余20％(v/v)气相经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气(温度≤-102℃，CO₂含量为0.4％)换热过冷至-95℃，进入脱甲烷塔上部，进行精馏；低温分离器分离出的凝液全部进入天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气(温度≤-102℃，CO₂含量≤0.5％)换热过冷，过冷至-95℃后入脱甲烷塔上部；

脱甲烷塔顶部低温天然气(温度≤-107℃)通过天然气主冷箱回收冷量后(温度为35℃)进天然气外输压缩机增压至4.5MPa，增压后的天然气一部分88％(v/v)作为产品天然气向外输出，另一部分12％(v/v)回流作为循环干气对脱甲烷塔顶气相进行精馏。

6)凝液分馏：脱甲烷塔底部得到的含CO₂凝液(C₂₊凝液)进入进液分馏装置，通过脱乙烷塔和液化气塔精馏后得到含CO₂乙烷、液化气和稳定轻烃，其中液化气和稳定轻烃分别运输到储存罐储存。含CO₂乙烷进入乙烷精脱碳装置。

7)乙烷精脱碳：脱乙烷得到的含CO₂乙烷采用醇胺法进行精脱碳，得到的乙烷(CO₂含量≤0.1％(v/v))进入后续乙烷外输装置。

通过计算，脱甲烷塔塔顶气相及塔顶塔板均不会发生CO₂冻堵，乙烷计算收率99％。天然气脱碳装置加热再生能耗仅600kW，远低于传统RSV工艺的1800kW。

通过上述实例分析，本发明针对CO₂含量高的原料气乙烷回收，可实现原料气不脱碳进行高收率回收乙烷，或者原料气粗脱碳进行高收率回收乙烷，较目前的RSV工艺可大幅降低运行能耗。

最后应说明的是：以上所述的各实施例仅用于说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或全部技术特征进行等同替换；而这些修改或替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

Claims (6)

1.一种从天然气中回收乙烷的工艺，其特征在于，包括以下步骤：

1)天然气粗脱碳：将原料气进行脱碳，以得到CO₂再生气和净化气；所述原料气是采用醇胺法进行脱碳的；所述净化气的CO₂含量≤1.2%(v/v) ；

2) CO₂再生气增压：将步骤1)得到的CO₂再生气通过CO₂压缩机增压后掺混至外输产品气中；所述掺混的过程控制掺混后的外输产品气满足国家二类气指标，即CO₂含量≤3%(v/v) ；

3)天然气脱水：将步骤1)得到的净化气采用三塔等压再生分子筛脱水工艺进行脱水，以得到含水量＜1ppm的干燥气；

4)乙烷回收：将步骤3)得到的干燥气经过天然气副冷箱换热冷却至-50℃-60℃后进入低温分离器，低温分离器分离出的气相80%~90%(v/v)进入天然气膨胀机膨胀至-85℃以下后，进入脱甲烷塔中部，剩余10%~20%(v/v)气相经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷至-90℃以下，进入脱甲烷塔上部，进行精馏；低温分离器分离出的凝液10%~100%(v/v)经天然气主冷箱与脱甲烷塔顶气换热过冷，过冷至-95℃以下后入脱甲烷塔上部回流，该低温凝液中的重组分吸收天然气中的CO₂；剩余0%~90%(v/v)凝液直接进入脱甲烷塔中部；脱甲烷塔顶气通过天然气主冷箱回收冷量后进天然气外输压缩机增压至外输压力，增压后的天然气中的80%~90%(v/v)作为产品天然气向外输出，其余10%~20%(v/v)回流作为循环干气对脱甲烷塔顶气相进行精馏；所述低温分离器的液相出口设置有流量分配调节装置，以控制凝液比例为10%~100%(v/v)；所述低温分离器的气相过冷比例为10%~20%(v/v)；所述低温分离器的凝液出口管线设置有温度控制装置；

5)凝液分馏：将步骤4)含CO₂的凝液进行分馏，以得到含CO₂乙烷、液化气和稳定轻烃，其中液化气和稳定轻烃分别运输到储存罐储存；

6)乙烷精脱碳：将步骤5) 分馏得到的含CO₂乙烷需要采用醇胺法进行精脱碳，得到的乙烷进入后续装置使用。

2.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤1)之前还包括将天然气增压的步骤。

3.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤1)中，所述脱甲烷塔的操作压力为0.9~3.0MPa。

4.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤4)中，所述脱甲烷塔顶气为脱甲烷塔顶部低温天然气，其温度≤-102℃，其CO₂含量≤0.5%(v/v)，所述脱甲烷塔顶气通过冷箱回收冷量后的温度≥30℃。

5.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述过冷凝液进入脱甲烷塔的位置，与低温分离器的气体过冷进塔位置相隔2~6块塔板；所述外输压缩机出口的天然气返回脱甲烷塔的循环量为10%~20%。

6.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤5)中，步骤4)吸收CO₂的凝液是采用精馏工艺进行分馏的；所述乙烷精脱碳与天然气粗脱碳共用醇胺溶液再生及溶液循环系统。