CN114479905B - 一种轻烃回收系统和轻烃回收工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种轻烃回收系统，包括：脱乙烷塔，脱乙烷塔的顶部连接有第一液化回路；脱丁烷塔，脱丁烷塔的内部分隔出提馏段和精馏段，提馏段与脱乙烷塔的底部连通，精馏段的顶部设有第二液化回路，提馏段的底部设有第一回收管线；气相增压分配装置；其中，在提馏段和精馏段之间设有液相回流管线，待回收的轻烃原料进入脱乙烷塔后，气相通过第一液化回路液化后返回脱乙烷塔，液相通入提馏段，气相增压分配装置能够抽取提馏段中的气相进行增压并按预定比例分配至脱乙烷塔和精馏段，进入精馏段的气相通过第二液化回路液化后返回精馏段，并通过液相回流管线回流至提馏段，提馏段中的液相通过第一回收管线排出。本发明还提供了一种轻烃回收工艺。

Description

一种轻烃回收系统和轻烃回收工艺

技术领域

本发明属于石油化工生产过程中轻烃分离及净化技术领域，具体涉及一种轻烃回收系统。本发明还涉及一种轻烃回收工艺。

背景技术

油田伴生气是指油田在开采过程中，在油层间伴随石油液体出现的气体，主要成分是甲烷，其余组分为乙烷、丙烷、碳氢重组分以及惰性气体(例如N2，H2S，CO2等)。伴生气回收处理是指将乙烷、丙烷、丁烷和重组分从气流中分离出来，进一步加工为天然气、液化气和轻烃进行销售。伴生气中含有浓度不同的硫化物，主要为硫化氢(H2S)和有机硫化物，如羰基硫(COS)、硫醇、硫醚、二硫化碳(CS2)、噻吩等。天然气、液化气和轻烃等产品进行销售时必须严格控制产品中的硫化氢含量和总硫含量，若伴生气未经脱硫处理直接使用时，不仅会对设备造成腐蚀，还会在燃烧时产生大量的硫氧化合物(SOx)排放到大气中，进而形成酸雨，这将会污染大气，严重破坏生态环境。因此，伴生气在进行回收利用时必须经过脱硫净化处理，以满足产品硫含量控制指标要求。目前，从油田伴生气中回收天然气、轻烃等产品的工艺通常都是将伴生气经净化、压缩、冷凝、分馏等工艺过程来实现。

目前，在原油价格处于低水平、油田效益下降的环境下，油田为了增加企业经济效益，通常将采出原油进行负压汽提，从而获得部分油田轻烃作为产品外售。这部分轻烃由于含有大量的有机硫和无机硫以及C2组分，因此需要进行脱硫净化和稳定处理，以满足国家对轻烃的质量指标要求。现有的轻烃回收工艺流程为负压凝液-碱洗-水洗-脱水-脱碳二-脱碳四-产品轻烃。该工艺过程仍然存在一些问题，例如，其工艺流程复杂，脱硫过程中产生大量碱渣，且碱渣难以处理，导致产品轻烃成本较高，经济效益差。此外，现有负压凝液回收净化工艺的改进措施较少。

现有技术中的轻烃处理方法多种多样，例如，有采用两塔两级分离过程回收轻烃，在分级处理的同时降低每个塔的处理负荷；有针对油田伴生气中夹带的重组分烃类物质的回收过程，采用两级压缩、制冷、气液分离的方式实现油田轻烃的回收；还有针对轻烃回收过程中制冷系统的改进，其通过增加两级换热设备，提高制冷过程的换热温度，实现冷量和热量之间的高效传递，从而提高制冷效率。这些轻烃回收处理工艺虽然工艺原理简单，且能够在一定程度上对油田轻烃的脱硫工艺进行改进，然而，由于制冷要求高，同样导致在轻烃回收过程中存在工艺流程长，工艺复杂、轻烃脱硫碱渣难于处理、能耗较高等问题。

发明内容

针对如上所述的技术问题，本发明旨在提出一种轻烃回收系统，该轻烃回收系统能够避免在生产过程中产生碱渣，且能够大大提高轻烃回收利用率，还能够显著缩短轻烃回收工艺流程，降低能耗，显著节约运行成本。

本发明还提出了一种轻烃回收工艺。

为此，根据本发明的第一方面，提供了一种轻烃回收系统，包括：脱乙烷塔，所述脱乙烷塔用于对轻烃原料的轻重组分进行分离，在所述脱乙烷塔的顶部连接有第一液化回路；脱丁烷塔，在所述脱丁烷塔的中部设有隔断件，从而在所述脱丁烷塔的内部分隔出提馏段和处于所述提馏段的上部的精馏段，所述提馏段与所述脱乙烷塔的底部连通，在所述精馏段的顶部设有第二液化回路，在所述提馏段的底部设有第一回收管线；设置在所述脱乙烷塔和所述脱丁烷塔之间的气相增压分配装置；其中，在所述提馏段和所述精馏段之间设有液相回流管线，待回收的轻烃原料进入所述脱乙烷塔后，气相通过所述第一液化回路液化后返回所述脱乙烷塔，而液相通入所述提馏段，所述气相增压分配装置能够抽取所述提馏段中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分配至所述脱乙烷塔的底部和所述精馏段，进入所述精馏段的气相通过所述第二液化回路液化后返回所述精馏段，并通过所述液相回流管线回流至所述提馏段，所述提馏段中的液相通过所述第一回收管线排出。

在一个实施例中，所述气相增压分配装置包括气体压缩机和流量控制阀，所述气体压缩机用于抽取所述提馏段中的气相并进行增压，通过所述流量控制阀能够控制通入所述脱乙烷塔和所述精馏段的气相配比。

在一个实施例中，所述第一液化回路包括串联的第一冷却器和第一分液罐，所述第一分液罐设有第二回收管线，

所述脱乙烷塔中的气相依次通过所述第一冷却器和所述第一分液罐后形成不凝气和液相，形成的不凝气通过所述第二回收管线排出，形成的液相回流至所述脱乙烷塔。

在一个实施例中，所述第二液化回路包括串联的第二冷却器和第二分液罐，所述第二分液罐设有第三回收管线，

所述精馏段中的气相依次通过所述第二冷却器和所述第二分液罐后形成液相，形成的液相一部分回流至所述脱乙烷塔，另一部分通过所述第三回收管线排出。

在一个实施例中，在所述第一回收管线与所述提馏段之间设有再沸器，所述提馏段排入所述第一回收管线中的液相一部分通过所述再沸器气化后返回所述提馏段，另一部分通过所述第一回收管线排出而得到回收的轻烃产品。

在一个实施例中，所述脱乙烷塔和所述脱丁烷塔的塔盘均采用立式喷射浮阀，所述立式喷射浮阀包括多个拼装连接的塔板和多个设置在所述塔板上的气液传质单元。

在一个实施例中，所述气液传质单元包括升气道、塔板帽罩和气液分离板，所述塔板上均布有多个通孔，所述气液传质单元设置在对应的所述通孔处，所述气液分离板与所述塔板帽罩采用卡扣形成连接，

其中，在所述塔板帽罩与所述升气道的径向之间形成第一缝隙，在所述塔板帽罩与所述塔板之间形成第二缝隙。

根据本发明的第二方面，提供了一种轻烃回收工艺，包括以下步骤：

提供如上所述的轻烃回收系统；

向所述脱乙烷塔通入轻烃原料，通过所述脱乙烷塔分离出气相和液相，所述脱乙烷塔底部的液相通入所述脱丁烷塔中的提馏段；

通过所述气相增压分配装置抽取所述提馏段中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分流至所述脱乙烷塔的底部和所述精馏段；

对所述精馏段的气相进行液化，将液化形成的液相返回所述精馏段，并通过所述液相回流管线回流至所述提馏段；

通过所述第一回收管线将所述提馏段中的液相排出并进行回收，从而完成轻烃回收；

其中，所述脱乙烷塔中的气相通过所述第一液化回路部分液化形成液相后返回所述脱乙烷塔，所述精馏段的气相通过所述第二液化回路液化形成液相。

在一个实施例中，所述脱乙烷塔内的温度控制在10～70℃的范围内，且塔顶压力控制在0.5～1.1Mpa的范围内；

所述脱丁烷塔内的温度控制在10～80℃的范围内，且塔顶压力控制在0.5～1.4Mpa的范围内。

在一个实施例中，所述气相增压分配装置的增压范围为0.5Mpa～1.4Mpa，且通过所述气相增压分配装置分配进入所述精馏段与进入所述脱乙烷塔的气相比值范围为1～5。

与现有技术相比，本申请的优点之处在于：

根据本发明的轻烃回收系统能够避免在生产过程中产生碱渣，并且能够大大提高轻烃回收利用率，还能够显著缩短轻烃回收工艺流程，降低能耗，显著节约运行成本。根据本发明的轻烃回收工艺使用轻烃回收系统，能够优化工艺流程，取消了传统基于低温进行轻烃回收工艺中的碱洗脱除硫化氢过程，其通过精馏的方式脱除液相中夹带的硫化氢气体，从而避免在生产过程中碱渣的产生、缩短了工艺流程、且操作简单便捷，极大地提高了轻烃回收效率。并且，通过取消脱乙烷塔塔底的再沸器，进行进一步优化，能够实现脱乙烷塔和脱丁烷塔的热量耦合，这有效降低轻烃回收系统的能耗，非常有利于节能。此外，脱乙烷塔和脱丁烷塔的塔盘通过采用立式喷射浮阀，并通过将气液分离帽罩设计为可灵活浮动的结构，从而能够在保证气液传质效率的同时增加气体通量。实现了立式喷射态塔盘在小气相量条件下的高效传质过程。立式喷射态塔盘操作弹性大，适应能力强。脱乙烷塔和脱丁烷塔的塔盘适用性强，根据本发明的采用轻烃回收系统的轻烃回收工艺既能够应用于石油化工生产过程中轻烃分离及净化领域，尤其是应用于从油田伴生气中回收天然气、轻烃等产品的工艺流程，其既可用于新建系统，也可用于已有设施的改造升级，能够实现轻烃回收系统的利旧，从而大大减少成本。

附图说明

下面将参照附图对本发明进行说明。

图1是根据本发明的轻烃回收系统的示意图。

图2是图1所示轻烃回收系统中的脱乙烷塔和脱丁烷塔内的气液传质单元在一个实施例中的分布结构。

图3是图1所示轻烃回收系统中的脱乙烷塔和脱丁烷塔内的气液传质单元在另一个实施例中的分布结构。

图4显示了脱乙烷塔和脱丁烷塔采用的立式喷射浮阀的塔盘结构。

图5显示了图4所示立式喷射浮阀中的气液传质单元的结构。

图6和图7分别显示了图4所示气液传质单元的侧视图。

图8是传统轻烃回收工艺流程示意图。

在本申请中，所有附图均为示意性的附图，仅用于说明本发明的原理，并且未按实际比例绘制。

具体实施方式

下面通过附图来对本发明进行介绍。

图1是根据本发明的轻烃回收系统100的示意图。如图1所示，轻烃回收系统100包括脱乙烷塔10，脱乙烷塔10用于对通入的轻烃原料的轻重组分进行分离，从而分离出气相和液相。并且，分离的气相汇集于脱乙烷塔10内部的塔顶区域，而液相汇集于脱乙烷塔10内部的塔底区域。

在本实施例中，在脱乙烷塔10的顶部连接有第一液化回路20。如图1所示，第一液化回路20包括串联的第一冷却器21和第一分液罐22。脱乙烷塔10的顶部设有气相出口和液相入口。第一分液罐22包括气相入口、气相出口和液相出口。第一冷却器21的入口端与脱乙烷塔10顶部的气相出口连通，出口端与第一分液罐22的气相入口连通，第一分液罐22的液相出口与脱乙烷塔10顶部的液相入口连通，从而形成第一液化回路20。第一分液罐22还设有第二回收管线23，第二回收管线23与第一分液罐22的气相出口连通。

在工作时，脱乙烷塔10的顶部的气相通过第一液化回路20进行液化。具体为，脱乙烷塔10的顶部的气相在温度处于10℃～50℃，压力处于0.5MPa～1.1MPa的条件下，经过第一冷却器21冷却并部分液化，进而通过第一分液罐22气液分离，分离出液相和不凝气，其中，分离得到的不凝气通过第二回收管线23排出，而液相回流至脱乙烷塔10。第一液化回路20能够有效液化气相，从而能够有效提高轻烃回收效率。

如图1所示，轻烃回收系统100还包括脱丁烷塔30。在脱丁烷塔30的中部设有隔断件，从而在脱丁烷塔30的内部分隔出提馏段31和精馏段32，精馏段32处于提馏段31的上方。提馏段31的靠近上部位置设有中间液相入口，在脱乙烷塔10的底部设有液相出口，提馏段31的中间液相入口液相出口与脱乙烷塔10的底部的液相出口连通，从而使提馏段31与脱乙烷塔10的底部连通。在精馏段32的顶部设有第二液化回路40。第二液化回路40包括串联的第二冷却器41和第二分液罐42。精馏段32顶部设有气相出口和液相入口。第二分液罐42包括气相入口液相出口。第二冷却器41的入口端与精馏段32顶部的气相出口连通，出口端与第二分液罐42的气相入口连通，第二分液罐42的液相出口与精馏段32顶部的液相入口连通，从而形成第二液化回路40。第二分液罐42还连接有第三回收管线43，第三回收管线43与第二分液罐42的液相出口连通。

在工作时，精馏段32顶部的气相通过第二液化回路40进行液化。具体为，精馏段32顶部的气相在温度处于20℃～80℃，压力处于0.5MPa～1.4MPa的条件下经过第二冷却器41冷却并液化，进而通过第二分液罐42，第二分液罐42中的部分液相通过第二回收管线23排出，而另一部分液相回流至脱丁烷塔30的精馏段32。第二液化回路40能够有效液化气相，从而能够进一步提高轻烃回收效率。

根据本发明，轻烃回收系统100还包括气相增压分配装置50。如图1所示，气相增压分配装置50设置在脱乙烷塔10和脱丁烷塔30之间。气相增压分配装置50构造成能够抽取脱丁烷塔30的提馏段31中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分配至脱乙烷塔10的底部和精馏段32。气相增压分配装置50包括气体压缩机51和流量控制阀52，气体压缩机51用于抽取脱丁烷塔30的提馏段31中的气相并进行增压，流量控制阀52能够控制通入脱乙烷塔10和精馏段32的气相配比。气相增压分配装置50包括气相抽取入口、第一增压气相出口和第二增压气相出口。提馏段31的顶部设有中间气相出口，在脱乙烷塔10的底部设有气相入口。气相抽取入口与提馏段31的中间气相出口连通，第一增压气相出口与脱乙烷塔10底部的气相入口连通，第二增压气相出口与精馏段32的底部连通。

根据本发明，气相增压分配装置50通过气体压缩机51增压的压力能够控制在0.5Mpa～1.4Mpa的范围内。优选地，例如气体压缩机51的增压控制范围可以为0.5Mpa～1.4Mpa。气相增压分配装置50通过流量控制阀52分配进入精馏段32与进入脱乙烷塔10的气相比值(进入精馏段32的气相：进入脱乙烷塔10的气相)控制在1～5的范围内。优选地，流量控制阀52分配进入精馏段32与进入脱乙烷塔10的气相比值设置为1～4。进入脱乙烷塔10的气相通入脱乙烷塔10的塔底，作为脱乙烷塔气相。进入脱丁烷塔30的精馏段32的气相通入精馏段32的上部，作为精馏段气相。脱丁烷塔30通过气相增压分配装置50引出气相，并进行增压后部分返回脱乙烷塔10作为脱乙烷塔塔底返回气相，从而实现脱乙烷塔10和脱丁烷塔20的热量耦合，这能够有效降低轻烃回收系统100的能耗，非常有利于节能。

根据本发明，在脱丁烷塔30的提馏段31和精馏段32之间设有液相回流管线60。液相回流管线60的两端分别连通提馏段31的上部和精馏段32的底部。经过第二液化回路40返回精馏段32的液相能够通过液相回流管线60回流至提馏段31。

如图1所示，在提馏段31的底部设有第一回收管线33，第一回收管线33用于排出和回收经过轻烃回收系统100处理的液相，从而回收轻烃产品。提馏段31的底部设有液相出口和气相入口，第一回收管线33与液相出口连通。在第一回收管线33与提馏段31之间设有再沸器34，再沸器34的入口和出口分别连通第一回收管线33和提馏段31底部的气相入口。提馏段31排入第一回收管线33中的液相一部分通过再沸器34气化后返回提馏段31，另一部分通过第一回收管线33排出而得到回收的轻烃产品。

第一液压回路20中的第一冷却器21、第二液压回路中40中的第二冷却器41，以及再沸器34可采用管壳式换热器、扭曲管换热器、翅片管换热器、表面烧结管换热器中的任一种。优选地，采用表面烧结管换热器。

根据本发明的轻烃回收系统100在工作时，待回收的轻烃原料进入脱乙烷塔10后，分离出气相和液相，气相汇集于脱乙烷塔10的顶部，液相汇集于脱乙烷塔10的底部。脱乙烷塔10顶部的气相通过第一液化回路20部分液化而形成不凝气和液相，不凝气通过第二回收管线23排出，液相返回脱乙烷塔10。脱乙烷塔10底部的液相通入脱丁烷塔30的提馏段31。气相增压分配装置50能够抽取提馏段31中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分配至脱乙烷塔10的底部和精馏段32。进入精馏段32的气相通过第二液化回路40液化形成液相，形成的液相部分返回精馏段32，并通过液相回流管线60回流至提馏段31。提馏段31中的液相通过第一回收管线33排出，从而得到轻烃产品。

根据本发明，脱乙烷塔10和脱丁烷塔30均为板式塔。脱乙烷塔10的塔盘可以采用F1标准浮阀、固阀、立式喷射塔盘、条形浮阀、立式喷射浮阀中的一种。优选地，脱乙烷塔10的塔盘采用立式喷射浮阀。脱乙烷塔10的塔盘设有20～60层。脱丁烷塔30的塔盘可以采用F1标准浮阀、固阀、立式喷射塔盘、条形浮阀、立式喷射浮阀中的一种或两种塔盘组合，优选地，脱丁烷塔30的塔盘采用立式喷射浮阀和F1标准浮阀组合。脱丁烷塔30的塔盘设有20～60层。

下面以脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘均采用立式喷射浮阀为例，对脱乙烷塔10和脱丁烷塔30进行介绍。

脱乙烷塔10和脱丁烷塔30均包括有多层立式喷射浮阀200。图2和图3是显示了脱乙烷塔10和脱丁烷塔20内的气液传质单元在两个实施例中的分布结构。每层立式喷射浮阀200包括多个拼装连接的塔板210和多个设置在塔板210上的气液传质单元220。塔板210通过支撑圈212设置在塔壁213上。在塔板210上均布有多个通孔211(见图5)，气液传质单元220设置在对应的通孔211处。通孔211例如可以设置为长方形、正方形、三角形、圆形等几何形状，优选设置为圆形孔。圆形孔直径可以设置为10～100mm。并且多个通孔211在塔板210上的位置排布可设置成平行分布、交错分布、三角分布等形式，优选设置为平行分布。在图2所示实施例中，气液传质单元220为圆形，在图3所示实施例中，气液传质单元220为矩形。

图4和图5显示了气液传质单元220的结构。如图4和图5所示，气液传质单元220包括升气道221、塔板帽罩222和气液分离板223。升气道221的截面形状设置成与塔板210上的通孔211形状相同，升气道221固定在塔板210上且与通孔211对应导通。升气道221的高度设置为处于10～100mm的范围内。塔板帽罩222的截面形状与升气道221的截面形状相适应，且塔板帽罩222固定在升气道221的外侧。在塔板帽罩222与升气道221的径向之间形成第一缝隙，在塔板帽罩222与塔板210之间形成第二缝隙。第一缝隙的宽度为5～50mm。第二缝隙的宽度(塔板帽罩222的底部距离塔板210的高度)为5～100mm。塔板帽罩222高度设置成比升气道221高1～20mm。塔板帽罩222的高度设置为30～150mm。相邻的塔板帽罩222之间间距设置为20～200mm。

在一个实施例中，气液分离板223与塔板帽罩222采用卡扣连接方式形成连接。如图6和图7所示，塔板帽罩222设有分离板浮动通道224，气液分离板223能够沿着分离板浮动通道224上下活动。由此，分塔板帽罩222形成为可灵活浮动的结构。分离板浮动通道224的宽度为1～10mm，长度为10～120mm。在工作过程中，当上升气相量小时，气体上升推力不足以推开塔板帽罩222，气体通量较小。而当上升气量较大时，由于通孔211直径一定，气相量增加时气体推动力增加，则塔板帽罩222被气体推起，从而在保证气液传质效率的同时，增加气体通量。由此，实现了立式喷射态传质塔盘200在小气相量条件下的高效传质过程。立式喷射态传质塔盘200操作弹性大，适应能力强。

如图4所示，立式喷射浮阀200还包括降液系统，降液系统包括降液管230和受液盘231。降液管230设置在塔壁201与塔板210之间，且沿塔壁201延伸分布，受液盘231设置在降液管230的下端。

根据本发明，第一液化回路20中的第一冷却器、第二液化回路40中的第二冷却器41，以及再沸器34均可采用管壳式换热器、扭曲管换热器、翅片管换热器、表面烧结管换热器中的任一种，优选地，采用表面烧结管换热器。

根据本发明的轻烃回收工艺使用根据本发明的轻烃回收系统100。具体地，轻烃回收工艺包括以下各步骤，首先，提供根据本发明的轻烃回收系统100。之后，向脱乙烷塔10通入待回收处理的轻烃原料，轻烃原料在脱乙烷塔10实现轻重组分的分离，分离出的轻组分以气相汇聚于脱乙烷塔10的内部的顶部区域，而分离出的重组分以液相汇聚于脱乙烷塔10的底部区域。脱乙烷塔10的顶部的气相在一定条件下经过第一冷却器21冷却并部分液化，进而通过第一分液罐22进行气液分离，分离出液相和不凝气，其中，分离得到的不凝气通过第二回收管线23排出，而液相回流至脱乙烷塔10，并作为塔顶回流液。

在本实施例中，脱乙烷塔10内的温度控制在10～70℃的范围内，且脱乙烷塔10的塔顶压力控制在0.5～1.1Mpa的范围内。

脱乙烷塔10的底部区域的液相通入脱丁烷塔30中的提馏段31，从而作为脱丁烷塔30的进料。气相增压分配装置50通过气体压缩机51抽取提馏段31中的气相，并进行增压。增压后的气相分为两路，一路气相经过流量控制阀52流入脱乙烷塔10的底部区域，另一路气相流入脱丁烷塔30的精馏段32中。之后，精馏段32中的气相在一定条件下经过第二冷却器41冷却并液化，进而通过第二分液罐42分离，第二分液罐42中的部分液相作为轻烃回收产品并通过第二回收管线23排出，而另一部分液相回流至脱丁烷塔30的精馏段32中。

在本实施例中，脱丁烷塔30内的温度控制在10～80℃的范围内，且脱丁烷塔30的塔顶压力控制在0.5～1.4Mpa的范围内。气相增压分配装置50的增压机51的增压范围为0.5Mpa～1.4Mpa。气相增压分配装置50通过流量控制阀52分配进入精馏段32与进入脱乙烷塔10的气相比值控制在1～5的范围内。优选地，通过流量控制阀52使得气相增压分配装置50分配进入精馏段32与进入脱乙烷塔10的气相比值设置为1～4。

之后，第二液压回路40中返回脱丁烷塔30的精馏段32的液相通过液相回流管线60回流至提馏段31，并与脱乙烷塔10的底部直接进入提馏段31的液相共同汇聚到提馏段31的底部区域。提馏段31的底部区域的液相排入第一回收管线33中，且一部分液相通过再沸器34气化后返回提馏段31，另一部分液相通过第一回收管线33直接排出，从而得到回收的轻烃产品。由此，完成轻烃回收。

下面以某轻烃站负压提凝液为处理原料为例，并通过不同的实施例进行具体说明。

实施例一：

在实施例一中，采用根据本发明的轻烃回收工艺通过轻烃回收系统100进行轻烃回收处理。以某轻烃站负压汽提凝液为处理原料，其中，进料量为4t/h，组分为C2～C12混合轻烃，硫化氢含量为0.5％(w)，脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘均采用F1标准浮阀，工艺参数见表1。

表1

实施例二：

在实施例二中，采用根据本发明的轻烃回收工艺通过轻烃回收系统100进行轻烃回收处理。以某轻烃站负压汽提凝液为处理原料，其中，进料量为4t/h，组分为C2～C12混合轻烃，硫化氢含量为0.5％(w)，脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘均采用立式喷射浮阀，工艺参数见表2。

表2

对比实施例：

现有技术中采用传统工艺流程回收轻烃，图8是传统轻烃回收工艺流程示意图。如图8所示，3.1、3.2、3.3为分液罐，3.4为脱乙烷塔，3.8为脱丁烷塔，3.5、3.9为再沸器，3.6、3.10为冷却器，3.7、3.11为分液罐。以某轻烃站负压汽提凝液为处理原料，进料量为4t/h，组分为C2～C12混合轻烃，硫化氢含量为0.5％(w)，脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘均采用F1标准浮阀，工艺参数见表3。

表3

根据上述实施例一、实施例二与对比实施例的实验参数可以得出，与传统工艺相比，在同样的处理原料和相同的操作条件下，根据本发明轻烃回收工艺的塔底再沸器能耗降低30％以上，轻烃损失量减少70％，并且不产生脱硫碱渣，大大提高了轻烃回收效率和回收效果，显著降低了能耗。

在本申请中，需要说明的是，附图1中的箭头指示方向为气相或液相的流动方向。

根据本发明的轻烃回收系统100能够避免在生产过程中产生碱渣，并且能够大大提高轻烃回收利用率，还能够显著缩短轻烃回收工艺流程，降低能耗，显著节约运行成本。根据本发明的轻烃回收工艺使用轻烃回收系统100，能够优化工艺流程，取消了传统基于低温进行轻烃回收工艺中的碱洗脱除硫化氢过程，其通过精馏的方式脱除液相中夹带的硫化氢气体，从而避免在生产过程中碱渣的产生、缩短了工艺流程、且操作简单便捷，极大地提高了轻烃回收效率。并且，通过取消脱乙烷塔10塔底的再沸器，进行进一步优化，能够实现脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的热量耦合，这有效降低轻烃回收系统100的能耗，非常有利于节能。此外，脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘通过采用立式喷射浮阀，并通过将气液分离帽罩设计为可灵活浮动的结构，从而能够在保证气液传质效率的同时增加气体通量。实现了立式喷射态塔盘200在小气相量条件下的高效传质过程。立式喷射态塔盘200操作弹性大，适应能力强。脱乙烷塔10和脱丁烷塔30的塔盘适用性强，根据本发明的采用轻烃回收系统100的轻烃回收工艺既能够应用于石油化工生产过程中轻烃分离及净化领域，尤其是应用于从油田伴生气中回收天然气、轻烃等产品的工艺流程，其既可用于新建系统，也可用于已有设施的改造升级，能够实现轻烃回收系统100的利旧，从而大大减少成本。

最后应说明的是，以上所述仅为本发明的优选实施方案而已，并不构成对本发明的任何限制。尽管参照前述实施方案对本发明进行了详细的说明，但是对于本领域的技术人员来说，依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换。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。

Claims (10)

1.一种轻烃回收系统，包括：

脱乙烷塔(10)，所述脱乙烷塔用于对轻烃原料的轻重组分进行分离，在所述脱乙烷塔的顶部连接有第一液化回路(20)；

脱丁烷塔(30)，在所述脱丁烷塔的中部设有隔断件，从而在所述脱丁烷塔的内部分隔出提馏段(31)和处于所述提馏段的上部的精馏段(32)，所述提馏段与所述脱乙烷塔的底部连通，在所述精馏段的顶部设有第二液化回路(40)，在所述提馏段的底部设有第一回收管线(33)；

设置在所述脱乙烷塔和所述脱丁烷塔之间的气相增压分配装置(50)；

其中，在所述提馏段和所述精馏段之间设有液相回流管线(60)，

待回收的轻烃原料进入所述脱乙烷塔后，气相通过所述第一液化回路液化后返回所述脱乙烷塔，而液相通入所述提馏段，所述气相增压分配装置能够抽取所述提馏段中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分配至所述脱乙烷塔的底部和所述精馏段，进入所述精馏段的气相通过所述第二液化回路液化后返回所述精馏段，并通过所述液相回流管线回流至所述提馏段，所述提馏段中的液相通过所述第一回收管线排出。

2.根据权利要求1所述的轻烃回收系统，其特征在于，所述气相增压分配装置包括气体压缩机(51)和流量控制阀(52)，所述气体压缩机用于抽取所述提馏段中的气相并进行增压，通过所述流量控制阀能够控制通入所述脱乙烷塔和所述精馏段的气相配比。

3.根据权利要求1所述的轻烃回收系统，其特征在于，所述第一液化回路包括串联的第一冷却器(21)和第一分液罐(22)，所述第一分液罐设有第二回收管线(23)，

所述脱乙烷塔中的气相依次通过所述第一冷却器和所述第一分液罐后形成不凝气和液相，形成的不凝气通过所述第二回收管线排出，形成的液相回流至所述脱乙烷塔。

4.根据权利要求1所述的轻烃回收系统，其特征在于，所述第二液化回路包括串联的第二冷却器(41)和第二分液罐(42)，所述第二分液罐设有第三回收管线(43)，

所述精馏段中的气相依次通过所述第二冷却器和所述第二分液罐后形成液相，形成的液相一部分回流至所述脱乙烷塔，另一部分通过所述第三回收管线排出。

5.根据权利要求1所述的轻烃回收系统，其特征在于，在所述第一回收管线与所述提馏段之间设有再沸器(34)，所述提馏段排入所述第一回收管线中的液相一部分通过所述再沸器气化后返回所述提馏段，另一部分通过所述第一回收管线排出而得到回收的轻烃产品。

6.根据权利要求1到5中任一项所述的轻烃回收系统，其特征在于，所述脱乙烷塔和所述脱丁烷塔的塔盘均采用立式喷射浮阀(200)，所述立式喷射浮阀包括多个拼装连接的塔板(210)和多个设置在所述塔板上的气液传质单元(220)。

7.根据权利要求6所述的轻烃回收系统，其特征在于，所述气液传质单元包括升气道(221)、塔板帽罩(222)和气液分离板(223)，所述塔板上均布有多个通孔(211)，所述气液传质单元设置在对应的所述通孔处，所述气液分离板与所述塔板帽罩采用卡扣形成连接，

其中，在所述塔板帽罩与所述升气道的径向之间形成第一缝隙，在所述塔板帽罩与所述塔板之间形成第二缝隙。

8.一种轻烃回收工艺，包括以下步骤：

提供根据权利要求1到7中任一项所述的轻烃回收系统；

向所述脱乙烷塔通入轻烃原料，通过所述脱乙烷塔分离出气相和液相，所述脱乙烷塔底部的液相通入所述脱丁烷塔中的提馏段；

通过所述气相增压分配装置抽取所述提馏段中的气相，并对抽取的气相进行增压后按预定比例分流至所述脱乙烷塔的底部和所述精馏段；

对所述精馏段的气相进行液化，将液化形成的液相返回所述精馏段，并通过所述液相回流管线回流至所述提馏段；

通过所述第一回收管线将所述提馏段中的液相排出并进行回收，从而完成轻烃回收；

其中，所述脱乙烷塔中的气相通过所述第一液化回路部分液化形成液相后返回所述脱乙烷塔，所述精馏段的气相通过所述第二液化回路液化形成液相。

9.根据权利要求8所述的轻烃回收工艺，其特征在于，所述脱乙烷塔内的温度控制在10～70℃的范围内，且塔顶压力控制在0.5～1.1Mpa的范围内；

所述脱丁烷塔内的温度控制在10～80℃的范围内，且塔顶压力控制在0.5～1.4Mpa的范围内。

10.根据权利要求1所述的轻烃回收工艺，其特征在于，所述气相增压分配装置的增压范围为0.5Mpa～1.4Mpa，且通过所述气相增压分配装置分配进入所述精馏段与进入所述脱乙烷塔的气相比值范围为1～5。

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