CN110746259A - 一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于天然气处理工艺技术领域，涉及一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法。所述方法中原料气经过主冷箱冷却后进入低温分离器进行气液分离，分离后气相进行膨胀降温后进入脱甲烷塔中上部，分离后液相经气液分离，闪蒸分离器的液相分别进入脱甲烷塔中部和甲烷塔上部，脱甲烷塔塔顶气相依次经过换热升温后，再经增压后气体经空冷器冷却后外输,部分外输气经换热冷却并节流后回流至脱甲烷塔顶部,脱甲烷塔底的凝液产品进入后续处理单元进行处理,本发明适用于原料气气质较富且压力较高的乙烷回收装置，其方法具有乙烷回收率高、系统能耗低、流程简单等特点。
Description
技术领域
本发明属于天然气的加工工艺技术领域，涉及一种带闪蒸分离器的富气 乙烷回收方法。
背景技术
随着国内油气田逐步意识到乙烷产品带来的巨大经济价值，对高效乙烷 回收流程的研究与开发变得尤为重要。目前最为典型的乙烷回收流程为部分 干气再循环(RSV)工艺，当对较富天然气进行乙烷回收时通常需要制冷剂 辅助制冷以提高乙烷回收率。适用于富气乙烷回收的部分干气再循环工艺， 其流程对于气质较贫的原料气具有高乙烷回收率的特点，可通过调节外输气 回流量调节乙烷回收率，并且低温分离时原料气冷凝率低，进入膨胀机的气 量大，膨胀机产生的冷量多，乙烷回收装置具有较高的经济性。此工艺在国外得到广泛运用，目前国内正在筹划的大型乙烷回收装置均采用的部分干气 再循环工艺，但当针对较富气质时，能耗会大幅上升，而回收率会下降。
在针对较富气质进行乙烷回收过程中，原料气在冷箱冷却后进入低温分 离器，大量甲烷在低温分离器中冷凝进入脱甲烷塔中部，造成脱甲烷塔分离 负荷增加，也会造成低温分离器分离的气相减少，导致透平膨胀的气相量减 少，透平膨胀功减小，外输压缩功增大。原料气气质较富也使预冷制冷负荷 增大，制冷剂循环量大，制冷压缩机能耗高。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收 方法，所述方法可提高乙烷回收率，提高了冷箱热集成效果，降低了压缩机 压缩功率，乙烷回收装置的经济效益得到有效提升。
本发明所采用的技术方案是，一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法， 包括以下步骤：
步骤一：原料气经过主冷箱1冷却后进入低温分离器2进行气液分离；
步骤二：低温分离器2分离的气相全部进入透平膨胀机膨胀端5进行膨 胀降温后进入脱甲烷塔7中上部，低温分离器2分离的液相经过节流阀降压 降温后经主冷箱1后进入闪蒸分离器4气液分离；
步骤三：闪蒸分离器4的液相一部分进入脱甲烷塔7中部，另一部分与 闪蒸分离器4气相混合进入过冷箱3深冷再节流后进入脱甲烷塔7上部；本 步骤中的液相进入脱甲烷塔7中部的一部分在摩尔百分数80％-90％范围变 化，根据原料气气质贫富程度不同而不同，气质较富则一部分较高，而深冷 再节流后进入脱甲烷塔7上部的另一部分在摩尔百分数10％-20％范围；
步骤四：脱甲烷塔7塔顶气相依次经过过冷箱3、主冷箱1换热升温后， 再依次经过透平膨胀机增压端10、外输压缩机11中增压；
步骤五：增压后气体经空冷器9冷却后外输；
步骤六：部分外输气依次经水冷器8、主冷箱1及过冷箱3换热冷却并节 流后回流至脱甲烷塔7顶部；本步骤中的回流至脱甲烷塔7顶部的外输气的 一部分摩尔百分比为10％-20％；
步骤七：脱甲烷塔7底的凝液产品进入后续处理单元进行处理。
优选的，步骤七中所述后续处理单元包括脱乙烷塔。
优选的，所述方法中，脱甲烷塔7下部侧线抽出两股进入主冷箱1换热 升温后各自流入侧线抽出位置的下一块塔板上。
优选的，所述方法中，外加制冷剂进入主冷箱1等温相变。
优选的，所述外加制冷剂为丙烷，所述等温相变为提供-15℃和-37℃温 位的冷量。
优选的，所述主冷箱1、过冷箱3均采用多股板翅式换热器，多股板翅式 换热器将冷热流集成于主冷箱1、过冷箱3。
优选的，所述主冷箱1集成交换的冷热流为两股热流和多股冷流，两股 热流分别为原料气、经水冷器8换热降温后的部分外输气，多股冷流分别为 经过冷箱3换热后的脱甲烷塔7顶部出来的气相、两股脱甲烷塔7底侧线抽 出的物流、一股低温分离器2的凝液、一股为外部制冷剂冷流。
优选的，所述过冷箱3集成交换的冷热流为两股热流和一股冷流，两股 热流分别为经水冷器8和主冷箱1换热降温后的部分外输气、闪蒸分离器4 气相与闪蒸分离器4部分液相的混合物流，一股冷流为脱甲烷塔7顶部出来 的气相。
优选的，所述脱甲烷塔7底侧设有换热器6，脱甲烷塔7塔底物流在换热 器6中对压缩后的高温制冷剂进行降温。
优选的，所述低温分离器2分离的液相经过节流阀降压降温后进入主冷 箱1提供冷量，提高热集成效果；低温分离器2分离的气相全部进入透平膨 胀机膨胀端5进行膨胀降温后进入脱甲烷塔7中上部，可有效降低外输压缩 机功耗；闪蒸分离器4的气相与闪蒸分离器4部分液相混合进入过冷箱3深 冷再节流后进入脱甲烷塔7上部，有利于提高乙烷回收率和CO2冻堵裕量。
原料气经过主冷箱1冷却后进入低温分离器2进行气液分离；低温分离 器2的气相全部进入透平膨胀机膨胀端5进行膨胀降温，然后进入脱甲烷塔 7中上部；低温分离器2的液相经过节流阀降压降温后进入主冷箱1复热部 分(35％～45％)气化，然后进入闪蒸分离器4气液分离；闪蒸分离器4的液 相部分(5％～15％)进入脱甲烷塔7中部，另一部分(85％～95％)与闪蒸分离 器4的气相混合；闪蒸分离器4的气相先进入过冷箱3过冷再节流后进入脱 甲烷塔7上部；脱甲烷塔7塔顶气相依次经过过冷箱3、主冷箱1换热升温， 再经过透平膨胀机增压端10、外输压缩机11增压，最后经空冷器9冷却外 输；部分外输气依次经水冷器8、主冷箱1、过冷箱3降温并节流回流至脱 甲烷塔7顶部。
低温分离器分离的液相经过节流阀降压降温，进入主冷箱复热提供冷 量，提高主冷箱热集成效果；闪蒸分离器的气相与闪蒸分离器部分液相混合 进入过冷箱过冷再节流进入脱甲烷塔上部，有利于提高乙烷回收率和CO2冻 堵裕量；低温分离器的气相全部进入透平膨胀机的膨胀端膨胀降温，然后进 入脱甲烷塔中上部，可有效降低外输压缩机功耗；主冷箱、过冷箱均采用多 股板翅式换热器，将两股热流与多股冷流、两股热流与一股冷流分别集成于 主冷箱、过冷箱。主冷箱的两股热流分别为原料气、经水冷器换热降温后的 部分外输气，多股冷流分别为经过冷箱换热后的脱甲烷塔顶部出来的气相、 两股脱甲烷塔底侧线抽出的物流、一股低温分离器的凝液、一股为提供-15℃ 和-37℃温位的外部制冷剂冷流。过冷箱的两股热流分别为经水冷器和主冷 箱换热降温后的部分外输气、闪蒸分离器气相与闪蒸分离器部分液相的混合 物流，一股冷流为脱甲烷塔顶部出来的气相。
本发明的有益效果是：本发明中在脱甲烷塔前增加一个闪蒸分离器， 对低温分离器液烃中的甲烷与乙烷等重烃进行闪蒸分离，更多甲烷组分的 进入脱甲烷塔上部，可使脱甲烷塔的吸收制冷效果更佳，提高流程的乙烷 回收率；低温分离器凝液节流降温后进入主冷箱换热提供冷量，提高主冷 箱的热集成效果，降低制冷剂循环量；相比常规乙烷回收流程，该流程分 离器分离气相全部进入透平膨胀机，增大了透平膨胀机透平膨胀功，可有 效降低外输压缩机功耗。脱甲烷塔具有三股侧线抽出，热集成度高，特别 是脱甲烷塔塔底的侧线抽出与压缩后的高温制冷剂换热，可有效降低制冷 剂循环的冷却公用工程负荷。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实 施例或现有技术描述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发明的一些实施例，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是一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法的工艺流程图；
图中，主冷箱-1，低温分离器-2，过冷箱-3，闪蒸分离器-4，透平膨胀 机膨胀端-5，换热器-6，脱甲烷塔-7，水冷器-8，空冷器-9,透平膨胀机增 压端-10、外输压缩机-11。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明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发明一部分实施例，而 不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做 出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
参考图1，一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，包括以下步骤：
步骤一：原料气经过主冷箱1冷却后进入低温分离器2进行气液分离；
步骤二：低温分离器2分离的气相全部进入透平膨胀机膨胀端5进行膨 胀降温后进入脱甲烷塔7中上部，低温分离器2分离的液相经过节流阀降压 降温后经主冷箱1后进入闪蒸分离器4气液分离；
步骤三：闪蒸分离器4的液相一部分进入脱甲烷塔7中部，另一部分与 闪蒸分离器4气相混合进入过冷箱3深冷再节流后进入脱甲烷塔7上部；本 步骤中的液相进入脱甲烷塔7中部的一部分在摩尔百分数80％-90％范围变 化，根据原料气气质贫富程度不同而不同，气质较富则一部分较高，而深冷 再节流后进入脱甲烷塔7上部的另一部分在摩尔百分数10％-20％范围；
步骤四：脱甲烷塔7塔顶气相依次经过过冷箱3、主冷箱1换热升温后， 再依次经过透平膨胀机增压端10、外输压缩机11中增压；
步骤五：增压后气体经空冷器9冷却后外输；
步骤六：部分外输气依次经水冷器8、主冷箱1及过冷箱3换热冷却并节 流后回流至脱甲烷塔7顶部；本步骤中的回流至脱甲烷塔7顶部的外输气的 一部分摩尔百分比为10％-20％；
步骤七：脱甲烷塔7底的凝液产品进入后续处理单元进行处理。
进一步的，步骤七中所述后续处理单元包括脱乙烷塔。
进一步的，所述方法中，脱甲烷塔7下部侧线抽出两股进入主冷箱1换 热升温后各自流入侧线抽出位置的下一块塔板上。
进一步的，所述方法中，外加制冷剂进入主冷箱1等温相变。
进一步的，所述外加制冷剂为丙烷，所述等温相变为提供-15℃和-37℃ 温位的冷量。
进一步的，所述主冷箱1、过冷箱3均采用多股板翅式换热器，多股板翅 式换热器将冷热流集成于主冷箱1、过冷箱3。
进一步的，所述主冷箱1集成交换的冷热流为两股热流和多股冷流，两 股热流分别为原料气、经水冷器8换热降温后的部分外输气，多股冷流分别 为经过冷箱3换热后的脱甲烷塔7顶部出来的气相、两股脱甲烷塔7底侧线 抽出的物流、一股低温分离器2的凝液、一股为外部制冷剂冷流。
进一步的，所述过冷箱3集成交换的冷热流为两股热流和一股冷流，两 股热流分别为经水冷器8和主冷箱1换热降温后的部分外输气、闪蒸分离器 4气相与闪蒸分离器4部分液相的混合物流，一股冷流为脱甲烷塔7顶部出 来的气相。
进一步的，所述脱甲烷塔7底侧设有换热器6，脱甲烷塔7塔底物流在换 热器6中对压缩后的高温制冷剂进行降温。
进一步的，所述低温分离器2分离的液相经过节流阀降压降温后进入主 冷箱1提供冷量，提高热集成效果；低温分离器2分离的气相全部进入透平 膨胀机膨胀端5进行膨胀降温后进入脱甲烷塔7中上部，可有效降低外输压 缩机功耗；闪蒸分离器4的气相与闪蒸分离器4部分液相混合进入过冷箱3 深冷再节流后进入脱甲烷塔7上部，有利于提高乙烷回收率和CO2冻堵裕量。
实施例1
如图1所示，4原料气气质组分和工况如下：
原料气处理规模：500×104m3/d
原料气压力：6.0MPa
原料气温度：42℃
干气外输压力：6.2MPa
原料气组成见表1
| 组成 | N<sub>2</sub> | CO<sub>2</sub> | C<sub>1</sub> | C<sub>2</sub> | C<sub>3</sub> | iC<sub>4</sub> | nC<sub>4</sub> |
| mol％ | 3.165 | 0.435 | 74.265 | 12.405 | 6.339 | 1.367 | 1.150 |
| 组成 | iC<sub>5</sub> | nC<sub>5</sub> | C<sub>6</sub> | C<sub>7</sub> | C<sub>8</sub> | C<sub>9</sub> | C<sub>10</sub> |
| mol％ | 0.278 | 0.226 | 0.140 | 0.126 | 0.071 | 0.026 | 0.007 |
表1原料气组成
如图1所示，本发明公开了一种带闪蒸分离器的乙烷回收流程，原料气 (6.0MPa，42℃)经过主冷箱1冷却后进入低温分离器2进行气液分离，低 温分离器2分离气相(5.93MPa，-48℃)全部进入透平膨胀机膨胀端K11膨 胀制冷后(2.8MPa，-78.17℃)进入脱甲烷塔7中上部。
低温分离器2分离液相经过节流阀降压降温后(4.70MPa，-55℃)进入 主冷箱1复热(4.68MPa，-38℃)大量气化，之后进入闪蒸分离器4进行闪 蒸，在闪蒸分离器4中甲烷与乙烷等重烃强化分离，富集有更多甲烷的闪蒸 分离器4气相出料(4.68MPa，-38℃)在过冷箱3中降温到-93℃过冷，再 节流降温(2.75MPa，-94.46℃)进入脱甲烷塔7上部，更多甲烷的进料可 使脱甲烷塔7上部的吸收制冷效果更佳，提高流程的乙烷回收率(回收率 95％)。闪蒸分离器4的凝液分成两股，一股(86％)节流后(2.85MPa，-49.41℃) 直接接入脱甲烷塔7中部，另一股(14％)与闪蒸分离器气相出料相混合以 提高流程的抗CO2冻堵能力和乙烷回收率。
脱甲烷塔7塔顶气相出料(2.70MPa，-97.16℃)依次经过冷箱3、主冷 箱1提供冷量后进入透平膨胀机增压端10和外输压缩机11中增压(6.20MPa， 101.30℃)，之后经空冷器9冷却后(6.15MPa，50℃)外输，部分外输气 (13.38％)经水冷器8、主冷箱1、过冷箱3冷却(6.08MPa，-93℃)并节 流至脱甲烷塔塔压后(2.75MPa，-101.9℃)回流进入脱甲烷塔7塔顶。脱 甲烷塔7中下部15块和17块塔板上侧线抽出两股物流在主冷箱1中复热为 原料气提供冷量，脱甲烷塔7塔底物流在换热器6中对压缩后的高温制冷剂 进行降温，三股侧线抽出物流有效提高了脱甲烷塔的热集成度。脱甲烷塔7 底的凝液产品(2.75MPa，29.83℃)进入后续的脱乙烷塔等分馏处理单元进 行处理。
本发明提出的带闪蒸分离器的乙烷回收流程与目前适用于富气较为典 型的部分干气再循环工艺相比，外输压缩机功耗可节省360kW，制冷循环压 缩机组可节省能耗430kW，总压缩功耗节省5.24％。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并非用于限定本发明的保护范 围。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 包含在本发明的保护范围内。
Claims (10)
1.一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，包括以下步骤：
步骤一：原料气经过主冷箱(1)冷却后进入低温分离器(2)进行气液分离；
步骤二：低温分离器(2)分离的气相全部进入透平膨胀机膨胀端(5)进行膨胀降温后进入脱甲烷塔(7)中上部，低温分离器(2)分离的液相经过节流阀降压降温后经主冷箱(1)后进入闪蒸分离器(4)气液分离；
步骤三：闪蒸分离器(4)的液相一部分进入脱甲烷塔(7)中部，另一部分与闪蒸分离器(4)气相混合进入过冷箱(3)深冷再节流后进入脱甲烷塔(7)上部；
步骤四：脱甲烷塔(7)塔顶气相依次经过过冷箱(3)、主冷箱(1)换热升温后，再依次经过透平膨胀机增压端(10)、外输压缩机(11)中增压；
步骤五：增压后气体经空冷器(9)冷却后外输；
步骤六：外输气的一部分依次经水冷器(8)、主冷箱(1)及过冷箱(3)换热冷却并节流后回流至脱甲烷塔(7)顶部；
步骤七：脱甲烷塔(7)底的凝液产品进入后续处理单元进行处理。
2.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，步骤七中所述后续处理单元包括脱乙烷塔。
3.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述方法中，脱甲烷塔(7)下部侧线抽出两股进入主冷箱(1)换热升温后各自流入侧线抽出位置的下一块塔板。
4.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述方法中，外加制冷剂进入主冷箱(1)等温相变。
5.根据权利要求4所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述外加制冷剂为丙烷，所述等温相变为提供-15℃和-37℃温位的冷量。
6.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述主冷箱(1)、过冷箱(3)均采用多股板翅式换热器，所述多股板翅式换热器将冷热流集成于主冷箱(1)、过冷箱(3)。
7.根据权利要求6所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述主冷箱(1)集成交换的冷热流为两股热流和多股冷流，所述两股热流分别为原料气、经水冷器(8)换热降温后的部分外输气，所述多股冷流分别为经过冷箱(3)换热后的脱甲烷塔(7)顶部出来的气相、两股脱甲烷塔(7)底侧线抽出的物流、一股低温分离器(2)的凝液、一股为外部制冷剂冷流。
8.根据权利要求6所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述过冷箱(3)集成交换的冷热流为两股热流和一股冷流，所述两股热流分别为经水冷器(8)和主冷箱(1)换热降温后的部分外输气、闪蒸分离器(4)气相与闪蒸分离器(4)部分液相的混合物流，所述一股冷流为脱甲烷塔(7)顶部出来的气相。
9.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述脱甲烷塔(7)底侧设有换热器(6)，脱甲烷塔(7)塔底物流在换热器(6)中对压缩后的高温制冷剂进行降温。
10.根据权利要求1所述的一种带闪蒸分离器的富气乙烷回收方法，其特征在于，所述低温分离器(2)分离的液相经过节流阀降压降温后进入主冷箱(1)提供冷量，提高热集成效果；所述低温分离器(2)分离的气相全部进入透平膨胀机膨胀端(5)进行膨胀降温后进入脱甲烷塔(7)中上部，可有效降低外输压缩机功耗；所述闪蒸分离器(4)的气相与闪蒸分离器(4)部分液相混合进入过冷箱(3)深冷再节流后进入脱甲烷塔(7)上部，有利于提高乙烷回收率和CO2冻堵裕量。
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Legal Events
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| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| GR01 | Patent grant | ||
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