一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法與流程

2023-12-05 10:29:56 2

本發明屬於C2+組分凝液回收技術領域，具體涉及一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法。

背景技術：

長慶氣田所產上古生界氣藏天然氣（簡稱上古天然氣）中含有一定量的C2+重烴組分，C2+組分平均含量為5.4%，C3+組分平均含量為1.1%，CO2組分平均含量為1.4%。長慶氣田上古氣藏包括：蘇裡格氣田、榆林氣田、子洲-米脂氣田和神木氣田，截止2015年，上古氣藏外銷天然氣產量達到279×108m3/a，雖然氣質較貧，但是總氣量大，如果全部進行C2+回收，每年可回收乙烷28137.4萬噸，液化石油氣52.4萬噸，穩定輕烴3113.3萬噸，具有較高的經濟回收價值。

原油/石腦油目前是中國乙烯生產最主要的原料。乙烯裂解生產中，所有輕烴資源均最大程度用於生產乙烯。目前國際上輕烴裂解制乙烯的原料主要以乙烷28和丙烷為主。國內基本上沒有乙烷資源，是緊缺的「稀有」資源。乙烷28的主要用途是制乙烯，乙烷裂解制乙烯擁有其他原料不具備的優越性。由輕烴裂解生產乙烯工藝中，原料由重到輕，乙烯產率顯著升高，原料越輕，公用工程的消耗越少，單位能耗也減少，裝置投資越小，乙烷制乙烯生產成本約是石腦油的三分之二。開發新的天然氣回收乙烷工藝技術，將對我國乙烯生產體系產生一次重大的變革。

目前國內還沒有成熟的天然氣回收C2+的工藝技術，國際的常採用的天然氣回收C2+的工藝技術包括以下幾種方法：

回收天然氣中C2+烴類需要採用深冷分離工藝，按照製冷方式的不同可分為：單級膨脹機製冷工藝、丙烷（乙烷、丙烷+乙烷）預冷+膨脹機聯合製冷工藝、混合冷劑製冷工藝和兩級膨脹機製冷工藝。

為提高乙烷回收率，通常採用處於過冷狀態的液烴作為脫甲烷塔頂的回流液，增強C2+組分洗滌吸收。主要的過冷回流工藝流程包括：液體過冷工藝(LSP)、氣體過冷工藝(GSP)、氣體+貧氣回流工藝(RSV)。

上述方法不適應長慶氣田上古氣藏含CO2天然氣，主要有以下原因：

①天然氣回收C2+組分必須採用深冷工藝，常規深冷工藝需要深度脫除CO2，以確保低溫條件下不形成乾冰而凍堵冷箱及其他設備；類似項目處理規模大，簡化工藝對降低投資和運行費用非常關鍵，採用不脫CO2回收C2+組分常規工藝無法滿足高回收率的要求。

②長慶氣田上古氣藏C2+組分含量偏低，採用常規工藝的C2回收率不到80%，經濟效益較差。對於適合規模效應的天然氣回收C2+組分，回收率一般應大於90%以上，其規模經濟效益才能體現。

技術實現要素：

本發明的目的是克服現有技術中的上述問題，對RSV工藝進行改進，大幅度提高了乙烷、液化氣和穩定輕烴的回收率。

為此，本發明提供了一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法，包括以下步驟：

步驟1）原料天然氣進入脫汞脫水裝置，使汞含量降低至10ng/m3以下，含水量降低至1ppm以下；

步驟2）脫汞脫水處理後的天然氣進入冷箱冷卻，之後進入低溫分離器進行氣液分離；

步驟3）氣液分離得到的氣相分為兩路，一路進入帶增壓膨脹機，另一路與氣液分離得到的液相混合後進入冷箱換冷；

步驟4）膨脹處理後的氣相和換冷後的氣液混合物分別進入脫甲烷塔上部不同層進行處理；

步驟5）脫甲烷塔處理後的塔頂貧氣經塔頂調壓閥進入冷箱復熱，之後進入膨脹機的壓縮端增壓，增壓處理後的貧氣進入貧氣離心壓縮機再增壓，再增壓後進入空氣冷卻器降溫，然後去脫甲烷塔作為回流貧氣；

步驟6）脫甲烷塔處理後的低溫液體經泵抽出進入冷箱復熱後返回脫甲烷塔，脫甲烷塔處理後的塔底C2+組分凝液進入脫乙烷塔，脫乙烷塔的頂部產生冷富乙烷氣，底部產生混烴，混烴進入脫丁烷塔上段後，在脫丁烷塔底部產生穩定輕烴，頂部排出天然氣；

其中，冷箱通過循環管線連接有混合冷劑循環裝置，混合冷劑經混合冷劑循環裝置壓縮增壓後，進入冷箱冷卻降溫，循環管線上設有J-T閥，經J-T閥降壓後進入冷箱提供冷量，之後溫度升高，再進入壓縮機壓縮增壓，如此循環往復為冷箱提供冷量。

所述低溫分離器與帶增壓膨脹機之間的管線上設有第二流量計和第二流量調節閥；所述步驟3）中進入帶增壓膨脹機的氣量佔氣液分離得到的氣量的體積分數為83-88%。

所述步驟5）中塔頂貧氣經空氣冷卻器降溫後分為兩路，一路進入水冷卻器，循環水冷卻處理後的回流貧氣進入冷箱深冷，經過第三壓力調節閥降壓後進入脫甲烷塔上部，另一路作為外輸貧氣直接進入外輸系統。

所述步驟3）中氣相與液相混合前的氣相、液相管線上分別設有第一壓力調節閥、液位調節閥。

所述步驟5）中塔頂貧氣經空氣冷卻器降溫後分為兩路，一路作為回流貧氣進入脫甲烷塔上部，另一路作為外輸貧氣直接進入外輸系統，所述回流貧氣佔回流貧氣和外輸貧氣體積之和的16-20%。

所述空氣冷卻器與水冷卻器之間的管線上設有第一流量計和第一流量調節閥。

所述混合冷劑由甲烷、乙烷、丙烷、異戊烷復配混合，所述甲烷、乙烷、丙烷、異戊烷的摩爾比為6~12：25~35：20~30：8~15。

本發明的有益效果是：本發明可以回收長慶氣田上古氣藏天然氣含的C2+組分，提高了C2+組分的價值，又為國家輕烴裂解制乙烯提供了優質的原料，有利於改善我國目前較為落後的重烴裂解制乙烯技術；利用混合冷劑+膨脹機聯合製冷及液氣過冷+貧氣回流的改進型的RSV工藝，保證了乙烷的回收率在91%以上，C3+的回收率在99.6%以上。

下面將結合附圖做進一步詳細說明。

附圖說明

圖1是本發明的工藝流程示意圖。

圖中：1、C2+組分凝液；2、原料天然氣；3、循環水回水；4、循環水來水；5、外輸貧氣；6、脫汞脫水裝置；7、水冷卻器；8、第一流量計；9、第一流量調節閥；10、冷箱；11、空氣冷卻器；12、膨脹機的壓縮端；13、貧氣離心壓縮機；14、第二流量計；15、第二流量調節閥；16、第一壓力調節閥；17、第二壓力調節閥；18、第三壓力調節閥；19、脫甲烷塔；20、塔頂調壓閥；21、帶增壓膨脹機；22、液位調節閥；23、低溫分離器；24、J-T閥；25、混合冷劑循環裝置；26、脫乙烷塔；27、脫丁烷塔；28、乙烷；29、混烴；30、液化氣；31、穩定輕烴。

具體實施方式

實施例1：

本實施例提供了一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法，包括以下步驟：

步驟1）原料天然氣2進入脫汞脫水裝置6，使汞含量降低至10ng/m3以下，含水量降低至1ppm以下；

步驟2）脫汞脫水處理後的天然氣進入冷箱10冷卻，之後進入低溫分離器23進行氣液分離；

步驟3）氣液分離得到的氣相分為兩路，一路進入帶增壓膨脹機21，另一路與氣液分離得到的液相混合後進入冷箱10換冷；

步驟4）膨脹處理後的氣相和換冷後的氣液混合物分別進入脫甲烷塔19上部不同層進行處理；

步驟5）脫甲烷塔19處理後的塔頂貧氣經塔頂調壓閥20進入冷箱10復熱，之後進入膨脹機的壓縮端12增壓，增壓處理後的貧氣進入貧氣離心壓縮機13再增壓，再增壓後進入空氣冷卻器11降溫，然後去脫甲烷塔19作為回流貧氣；

步驟6）脫甲烷塔19處理後的低溫液體經泵抽出進入冷箱10復熱後返回脫甲烷塔19，脫甲烷塔19處理後的塔底C2+組分凝液1進入脫乙烷塔26，脫乙烷塔26的頂部產生冷富乙烷28氣，底部產生混烴29，混烴29進入脫丁烷塔27上段後，在脫丁烷塔27底部產生穩定輕烴31，頂部排出天然氣；

其中，冷箱10通過循環管線連接有混合冷劑循環裝置25，混合冷劑經混合冷劑循環裝置25壓縮增壓後，進入冷箱10冷卻降溫，循環管線上設有J-T閥24，經J-T閥24降壓後進入冷箱10提供冷量，之後溫度升高，再進入壓縮機壓縮增壓，如此循環往復為冷箱10提供冷量。J-T閥24是焦耳-湯姆遜節流膨脹閥。

經過冷箱10冷卻後的天然氣，由於氣相分率的降低，會有液體出現，通過低溫分離器23進行氣液分離，確保進入下遊帶增壓膨脹機21的天然氣不含凝液。

本實施例利用混合冷劑+膨脹機聯合製冷及液氣過冷+貧氣回流的改進型的RSV工藝，保證了乙烷28的回收率在91%以上，C3+的回收率在99.6%以上。

實施例2：

在實施例1的基礎上，本實施例提供了一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法，其中，低溫分離器23與帶增壓膨脹機21之間的管線上設有第二流量計14和第二流量調節閥15。步驟3）中氣相與液相混合前的氣相、液相管線上分別設有第一壓力調節閥16、液位調節閥22。

步驟3）中進入帶增壓膨脹機21的氣量佔氣液分離得到的氣量的體積分數為83-88%。膨脹氣量的大小決定了膨脹為系統提供的冷量，過冷的氣量也將影響C2+（乙烷28）的回收率。

實施例3：

在實施例1的基礎上，本實施例提供了一種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法，其中，空氣冷卻器11與水冷卻器7之間的管線上設有第一流量計8和第一流量調節閥9；步驟5）中塔頂貧氣經空氣冷卻器11降溫後分為兩路，一路作為回流貧氣進入脫甲烷塔19上部，另一路作為外輸貧氣5直接進入外輸系統；進入脫甲烷塔19那一路回流貧氣先進入水冷卻器7，循環水冷卻處理後的回流貧氣進入冷箱10深冷，經過第三壓力調節閥18降壓後進入脫甲烷塔19上部。

其中，回流貧氣佔回流貧氣和外輸貧氣5體積之和的16-20%。回流貧氣量的大小影響C2+的回收率，其回流佔比越大，C2+的回收率越高。圖1中，水冷卻器7通過循環水來水4和循環水回水3進行循環冷卻。

本實施例中，混合冷劑由甲烷、乙烷、丙烷、異戊烷復配混合，所述甲烷、乙烷、丙烷、異戊烷的摩爾比為6~12：25~35：20~30：8~15。供溫度40℃～-73℃之間的冷量。

實施例4：

在以上各實施例的基礎上，本實施例供了一種如圖1所示的含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法，本實施例的原料天然氣2中CH4含量平均為92%，C2+平均含量為5.4%，C3+平均含量為1.1%，CO2平均含量為1.4%，其餘還含有少量的N2、H2和He氣體，水含量為10g/m3，汞含量為2000ng/m3。

具體過程如下：

步驟1）原料天然氣2進入脫汞脫水裝置6，使汞含量降低至10ng/m3以下，含水量降低至1ppm以下；

步驟2）脫汞脫水處理後的天然氣進入冷箱10冷卻，溫度由22℃降低至-71℃，之後進入低溫分離器23進行氣液分離；

步驟3）氣液分離得到的氣相分為兩路，一路進入帶增壓膨脹機21，溫度由-71℃降低至-85.6℃，壓力由3.9MPa降低至2.5MPa；另一路與氣液分離得到的液相混合後進入冷箱10換冷，溫度由-71℃降低至-91℃；

步驟4）膨脹處理後的氣相進入脫甲烷塔19上部第五層，換冷後的氣液混合物通過第二壓力調節閥17進入脫甲烷塔19上部第三層進行處理；

步驟5）脫甲烷塔19處理後的塔頂貧氣經塔頂調壓閥20進入冷箱10復熱，溫度由-100℃升高至35℃，之後進入膨脹機的壓縮端12增壓，壓力由2.39MPa上升至2.5MPa；增壓處理後的貧氣進入貧氣離心壓縮機13再增壓，壓力由2.5MPa上升至4.3MPa，溫度由41℃上升至87℃；再增壓後進入空氣冷卻器11降溫，度由87℃降低至45℃；

經空氣冷卻器11降溫後分為兩路，一路作為回流貧氣進入脫甲烷塔19上部，另一路作為外輸貧氣5直接進入外輸系統；進入脫甲烷塔19那一路回流貧氣先進入水冷卻器7，溫度由45℃降低至40℃；循環水冷卻處理後的回流貧氣進入冷箱10深冷，溫度由40℃降低至-95℃，經過第三壓力調節閥18降壓（壓力由4.2MPa降低至2.6MPa）後進入脫甲烷塔19上部第一層；

步驟6）脫甲烷塔19處理後的塔中第七層低溫液體經泵抽出進入冷箱10復熱後返回同層上部，溫度由-93.04℃上升至-75℃；脫甲烷塔19處理後的塔中第十一層低溫液體經泵抽出進入冷箱10復熱後返回同層上部，溫度由-74.46℃上升至-55℃；脫甲烷塔19處理後的塔底第十六層低溫液體經泵抽出進入冷箱10復熱後返回同層上部，溫度由-6℃上升至24℃；脫甲烷塔19處理後的塔底C2+組分凝液1進入脫乙烷塔26，脫乙烷塔26的頂部產生冷富乙烷28氣，底部產生混烴29，混烴29進入脫丁烷塔27上段後，在脫丁烷塔27底部產生穩定輕烴31，頂部排出天然氣。

本實施例步驟（2）中經過冷箱10冷卻後的天然氣，氣相分率由1變為0.93，有7%的液體出現，通過低溫分離器23進行氣液分離，確保進入下遊膨脹機的天然氣不含凝液；步驟3）中進入帶增壓膨脹機21的氣量佔氣液分離得到的氣量的體積分數為86%；步驟5）中回流貧氣佔回流貧氣和外輸貧氣5體積之和的18.3%。本實施例中乙烷28的回收率為92%，C3+的回收率在99.7%。混合冷劑中甲烷、乙烷、丙烷、異戊烷的摩爾比為9：30：25：12。經壓縮機增壓的混合冷劑進入冷箱冷卻，溫度由40℃降低至-67.5℃，經過J-T閥，壓力由1.9MPa降低至0.23MPa，溫度由-67.5℃降低至-72.5℃，進入冷箱提供冷量，溫度由-72.5℃復熱至22℃，進入壓縮機增壓並循環。

綜上所述，本發明提供的這種含CO2天然氣回收乙烷、液化氣和穩定輕烴的方法及裝置，可以回收長慶氣田上古氣藏天然氣含的C2+組分，提高了C2+組分的價值，又為國家輕烴裂解制乙烯提供了優質的原料，有利於改善我國目前較為落後的重烴裂解制乙烯技術；利用混合冷劑+膨脹機聯合製冷及液氣過冷+貧氣回流的改進型的RSV工藝，保證了乙烷28的回收率在91%以上，C3+的回收率在99.6%以上。

本發明中脫汞脫水裝置6、脫甲烷塔19、帶增壓膨脹機21、混合冷劑循環裝置25、脫乙烷塔26、脫丁烷塔27均為現有裝置。

以上各實施例沒有詳細敘述的方法和結構屬本行業的公知常識，這裡不一一敘述。

以上例舉僅僅是對本發明的舉例說明，並不構成對本發明的保護範圍的限制，凡是與本發明相同或相似的設計均屬於本發明的保護範圍之內。