專利名稱：復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本實(shí)用新型涉及一種烴類混合物的冷凝分離工藝，尤其是涉及一種復(fù)合冷劑制冷深度回收天然氣中輕烴的裝置。
背景技術(shù)：
輕烴回收是指從天然氣中回收乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等烴類復(fù)合物的過程，亦稱為天然氣凝液回收。按照是否回收乙烷，天然氣輕烴回收裝置可分為兩大類一類以回收C2 組分為目的；另一類以回收C3及C3+組分為目的。由于乙烷沸點(diǎn)較低，難以以液態(tài)形式運(yùn)輸，因此通常只有在裝置附近有乙烯生產(chǎn)裝置時(shí)才考慮回收乙烷。目前，國內(nèi)油氣田大部分輕烴回收裝置以回收(3及(3+組分為主要目的，生產(chǎn)液化石油氣等產(chǎn)品。該類裝置的輕烴回收工藝可采用吸附法、油吸收法和冷凝分離法，其中吸附法和油吸收法由于能耗高、操作費(fèi)用高和產(chǎn)品收率低等缺點(diǎn)，逐步被更經(jīng)濟(jì)和先進(jìn)的冷凝分離法所取代。冷凝分離法利用原料天然氣中各組分沸點(diǎn)的不同，在原料天然氣溫度降低后，沸點(diǎn)較高的烴類冷凝分離出來，該工藝方法的關(guān)鍵是得到足夠的冷量使原料天然氣降溫冷凝。按照降溫方式的不同可分為外加冷源法(如丙烷制冷、復(fù)合冷劑制冷等)、自制冷法(節(jié)流膨脹法、透平膨脹機(jī)法、熱分離機(jī)法)以及同時(shí)使用外加冷源法和自制冷法的組合法。自 1964年美國將透平膨脹機(jī)制冷技術(shù)用于輕烴回收裝置以來，由于此法具有流程簡單、操作方便等優(yōu)點(diǎn)，在新建和改建的輕烴回收裝置中透平膨脹機(jī)制冷法得到了廣泛的應(yīng)用，發(fā)展成工業(yè)標(biāo)準(zhǔn)單級(jí)膨脹機(jī)制冷工藝(ISS)。為了提高C3的收率，在ISS基礎(chǔ)上衍生出了氣體過冷法(GSP)、液體過冷法(LSP) 和直接換熱法(DHX)等工藝方法。其中，直接換熱法(DHX)在膨脹機(jī)出口低溫分離器和脫乙烷塔之間增加了一個(gè)直接換熱塔，脫乙烷塔頂冷凝液與低溫分離器出口的氣相在塔內(nèi)逆流接觸，同時(shí)進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)，將低溫分離器出口氣相中的80%以上的C3冷凝下來，從而極大地提高了裝置的C3收率。據(jù)文獻(xiàn)《Process improves C3+ recovery)) (S. A. Khan, Hydrocarbon processing, 1985. 5)報(bào)道，采用直接換熱工藝對(duì)加拿大Esso公司的現(xiàn)有裝置進(jìn)行改造后，該裝置的C3收率由原有的72%增加至95%，大大地提高了裝置的C3收率。如圖1所示，“膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”涉及的工藝設(shè)備包括主換熱器3、低溫分離器4、脫乙烷塔重沸器7、脫乙烷塔8、脫丁烷塔重沸器9、脫丁烷塔10、脫丁烷塔冷凝器11、 膨脹制冷機(jī)17、產(chǎn)品氣后增壓機(jī)18和直接換熱塔19等。“膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”是將干燥的天然氣送至主換熱器3中預(yù)冷，然后進(jìn)入低溫分離器4中進(jìn)行氣相物料和液相物料的分離，液相物料送至脫乙烷塔8的中部作為其進(jìn)料，氣相物料送至膨脹制冷機(jī)17中進(jìn)行膨脹制冷，得到的低溫物料送至直接換熱塔19。直接換熱塔19底部的物料送至脫乙烷塔8的頂部。脫乙烷塔8底部有脫乙烷塔重沸器7為其提高熱源。脫乙烷塔8頂部的氣相物料送至主換熱器3中部分冷凝，然后送至直接換熱塔19頂部作為其回流，洗滌氣相物料中C3及以上的組分，提高了 C3收率。但由于主換熱器3無外補(bǔ)冷系統(tǒng)，該股回流物料中液化率無法保證(通常小于25%)，難以為直接換熱塔19提供足夠的冷量，直接換熱塔19提高C3收率的效果有限。經(jīng)過直接換熱塔19脫烴后的原料氣即為產(chǎn)品氣，在主換熱器3中被加熱回收冷量。由于膨脹機(jī)制冷過程中，原料氣壓力降低，因此產(chǎn)品氣壓力可能會(huì)無法滿足外輸需求， 此時(shí)，還需設(shè)置產(chǎn)品氣后增壓機(jī)18對(duì)產(chǎn)品氣進(jìn)行增壓外輸。脫乙烷塔8底部的液態(tài)烴送至脫丁烷塔10的中部作為其進(jìn)料。脫丁烷塔10頂部有脫丁烷塔冷卻器11為其提供冷量，脫丁烷塔10底部有脫丁烷塔重沸器9為其提供熱量，進(jìn)料經(jīng)過脫丁烷塔10精餾后頂部得到液化氣產(chǎn)品，底部得到穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品。由此可見，采用“膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”較ISS工藝而言，能有效地提高輕烴回收裝置的C3收率。在國內(nèi)的輕烴回收裝置中，自大港油田壓氣站在1995年引進(jìn)美國PRO-QUIP 公司100X 104m3/d天然氣處理裝置以后，陸續(xù)有玉門青西、吐哈溫米、吐哈丘東、潿洲終端、 春曉終端等輕烴回收裝置采用該工藝。但是，“膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”在應(yīng)用中仍存在以下局限性1)原料氣壓力降低或原料氣量發(fā)生較大變化時(shí)，膨脹機(jī)偏離設(shè)計(jì)工況，導(dǎo)致膨脹效率降低、操作不穩(wěn)定，膨脹機(jī)不能為裝置提供足夠的冷量，C3收率下降，液烴產(chǎn)量減少。2)文獻(xiàn)《透平膨脹機(jī)制冷裝置的？？效率及復(fù)合冷劑的應(yīng)用》(桑田，《石油與天然氣化工》，第13卷，第5期)表明，以回收C3+為目的輕烴回收裝置中，透平膨脹機(jī)制冷較復(fù)合冷劑制冷的制冷效率低。3) “膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”適用于原料氣較貧的場合，原料氣較富時(shí)需采用冷劑預(yù)冷，設(shè)備投資增加。4)在原料天然氣無富余壓力能可供利用的情況下，原料氣在經(jīng)膨脹機(jī)膨脹降壓后還需增加后增壓壓縮機(jī)，增加了設(shè)備投資。文獻(xiàn)《輕烴回收裝置中DHX工藝的應(yīng)用》(周學(xué)深，《石油規(guī)劃設(shè)計(jì)》，2002. 11)中描述到“一般要求干氣外輸壓力P彡1. 7MPa”。5) SY/T0077-2008《天然氣凝液回收設(shè)計(jì)規(guī)范》5. 3. 8. 1中描述到“直接換熱法一般用于原料氣中分C3含量小于8%、氣體流量較大的氣體處理裝置。C3收率提高的幅度主要取決于原料氣中CVC2的比值。原料氣中CVC2的比值越小，脫乙烷塔塔頂氣相中低溫凝液率越高，DHX工藝C3收率提高幅度越大，一般要求原料氣中的CVC2小于或等于7”。鑒于通常應(yīng)用的ISS工藝提高C3收率代價(jià)大、“膨脹機(jī)制冷+DHX工藝”應(yīng)用局限性大，開發(fā)一種能耗低、C3收率高、投資省、原料適應(yīng)性強(qiáng)的輕烴回收工藝迫在眉睫。

實(shí)用新型內(nèi)容本實(shí)用新型克服了現(xiàn)有技術(shù)中的缺點(diǎn)，提供了一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，結(jié)合了復(fù)合冷劑制冷和傳統(tǒng)直接換熱工藝的優(yōu)點(diǎn)，能耗低、C3收率高、投資省、原料適應(yīng)性強(qiáng)。本實(shí)用新型的技術(shù)方案是一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，主換熱器、 低溫分離器、二次脫烴塔、脫乙烷塔和脫丁烷塔依次連接；低溫分離器的液相出口接入脫乙烷塔的中部進(jìn)料口 ；低溫分離器的氣相出口與二次脫烴塔連接；二次脫烴塔底部的液烴出口與脫乙烷塔的上部進(jìn)料口連接；脫乙烷塔頂部的氣相物料出口接入主換熱器；二次脫烴塔的產(chǎn)品天然氣出口與主換熱器連接；脫乙烷塔底部的液態(tài)烴出口與脫丁烷塔的中部進(jìn)料
4口連接，在脫乙烷塔底部設(shè)置有脫乙烷塔重沸器；在脫丁烷塔頂部設(shè)置有脫丁烷塔冷卻器； 在脫丁烷塔底部設(shè)置有脫丁烷塔重沸器；還設(shè)置有復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)與主換熱器連接。所述復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)包含復(fù)合冷劑壓縮機(jī)和復(fù)合冷劑冷卻器，所述復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的進(jìn)口與主換熱器的氣態(tài)復(fù)合冷劑出口連接，復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的出口與復(fù)合冷劑冷卻器連接，復(fù)合冷劑冷卻器的出口與主換熱器連接。所述復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的級(jí)間或者復(fù)合冷劑冷卻器的出口設(shè)置氣液分離器，將分離出的氣相和液相物料分別接入主換熱器。所述低溫分離器的液相出口先經(jīng)過主換熱器再接入脫乙烷塔的中部進(jìn)料口。所述低溫分離器的氣相出口經(jīng)過J-T節(jié)流閥或者膨脹制冷機(jī)后再與二次脫烴塔連接。所述脫乙烷塔頂部的氣相物料出口先經(jīng)過脫乙烷塔頂氣壓縮機(jī)后再接入主換熱
ο與現(xiàn)有技術(shù)相比，本實(shí)用新型的優(yōu)點(diǎn)是本實(shí)用新型中干燥的天然氣在低溫分離器中一次脫烴，在二次脫烴塔中與脫乙烷塔頂冷凝液逆流接觸完成二次脫烴過程，從而提高(3收率，增加裝置的效益；脫烴過程所需的冷量由復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)提供，該系統(tǒng)調(diào)節(jié)手段豐富，能夠?yàn)檩p烴冷凝過程提供相匹配的冷量，從而體現(xiàn)出本實(shí)用新型在操作上的靈活性和對(duì)原料的適應(yīng)性。具體表現(xiàn)如下1.操作靈活，適應(yīng)原料氣條件變化能力強(qiáng)本實(shí)用新型中的二次脫烴塔的塔頂進(jìn)料為脫乙烷塔頂氣冷凝物，依托于復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)，該系統(tǒng)能夠根據(jù)需要提供相匹配的冷量，保證了二次脫烴塔的最佳操作效果。而傳統(tǒng)DHX工藝?yán)肈HX塔頂氣的冷量對(duì)脫乙烷塔頂氣進(jìn)行冷卻冷凝，該過程換熱溫差大，過程？？損大，冷量難以平衡，為達(dá)到DHX塔較佳的操作效果，一般要求原料氣中CVC2比值小于7。本實(shí)用新型中的復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)為一個(gè)獨(dú)立的系統(tǒng)，其工藝流程及設(shè)備設(shè)計(jì)除滿足冷劑循環(huán)工藝所需外，還具有靈活的負(fù)荷調(diào)節(jié)功能。通過調(diào)節(jié)復(fù)合冷劑組成、組分含量、復(fù)合冷劑循環(huán)量以及復(fù)合冷劑制冷壓力等，能夠在較大范圍內(nèi)適應(yīng)原料氣的壓力、處理量及組成的變化。2.能耗低對(duì)于輕烴回收的冷凝分離法而言，影響能耗的主要因素為制冷溫度和制冷換熱過程的換熱溫差。制冷溫度越高，能耗越低，但C3收率越低；在相同的制冷溫度工況下，換熱溫差越大，制冷系統(tǒng)的能耗越高。采用復(fù)合冷劑制冷方法后，在主換熱器中復(fù)合冷劑為輕烴冷凝過程提供相匹配的冷量，整個(gè)換熱過程溫差較為均勻，無傳熱瓶頸，有效能損失小。同時(shí)，采用二次脫烴方法后，有利于提高天然氣輕烴回收所需冷凍溫度，降低制冷能耗。因此，本實(shí)用新型具有降低輕烴回收裝置能耗的優(yōu)點(diǎn)，節(jié)能效果明顯。3.流程簡單，投資較低在原料天然氣無壓力能可供利用時(shí)，膨脹機(jī)制冷工藝中原料天然氣經(jīng)過膨脹制冷后還需要用壓縮機(jī)進(jìn)行后增壓，且原料天然氣組成較富時(shí)還需要增加預(yù)冷系統(tǒng)提供不足的冷量。而本實(shí)用新型中的復(fù)合冷劑制冷工藝，原料氣壓力損失較小，無需產(chǎn)品氣后增壓壓縮機(jī)和預(yù)冷系統(tǒng)，綜合投資較為節(jié)約。從流程上看，復(fù)合冷劑制冷工藝只有一臺(tái)壓縮機(jī)，膨脹制冷方案有三臺(tái)壓縮機(jī)(后增壓壓縮機(jī)兩臺(tái)和預(yù)冷系統(tǒng)的制冷壓縮機(jī)一臺(tái))和一臺(tái)膨脹制冷機(jī)，復(fù)合冷劑制冷工藝的流程更為簡潔，操作更簡單。4. C3 收率高采用本實(shí)用新型裝置經(jīng)過二次脫烴后，在相同的制冷溫度下，較傳統(tǒng)的ISS工藝C3 收率提高10%以上，其C3收率在90%以上。在某處理規(guī)模為150X 104m3/d的天然氣輕烴回收裝置(C3+體積含量為4. 41%)中，采用二次脫烴后C3收率從75. 11%提高到95. 47%。

本實(shí)用新型將通過例子并參照附圖的方式說明，其中圖1是現(xiàn)有的“膨脹機(jī)制冷+DHX”的裝置及工藝流程示意圖；圖2是本實(shí)用新型的裝置及工藝流程示意圖。
具體實(shí)施方式
如圖2所示，一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，包括復(fù)合冷劑壓縮機(jī)1、 復(fù)合冷劑冷卻器2、主換熱器3、低溫分離器4、二次脫烴塔5、脫乙烷塔頂氣壓縮機(jī)6、脫乙烷塔重沸器7、脫乙烷塔8塔、脫丁烷塔重沸器9、脫丁烷塔10、脫丁烷塔冷凝器11等。其中主換熱器3、低溫分離器4、二次脫烴塔5、脫乙烷塔8和脫丁烷塔10依次連接；低溫分離器4的液相出口接入脫乙烷塔8的中部進(jìn)料口(可直接接入，亦可先經(jīng)過主換熱器3 再接入，以便對(duì)液相物料進(jìn)行復(fù)熱回收冷量)；低溫分離器4的氣相出口與二次脫烴塔5連接(可直接連接，亦可經(jīng)過J-T節(jié)流閥或者膨脹制冷機(jī)后再連接，以便對(duì)氣相物料進(jìn)一步制冷，利用原料氣的富裕壓力進(jìn)一步冷卻天然氣)；二次脫烴塔5底部的液烴出口與脫乙烷塔 8的上部進(jìn)料口連接；脫乙烷塔8頂部的氣相物料出口接入主換熱器3(可直接接入，亦可先經(jīng)過脫乙烷塔頂氣壓縮機(jī)6后再接入，以便對(duì)脫乙烷塔頂氣增壓，降低脫乙烷塔操作壓力)； 二次脫烴塔5的產(chǎn)品天然氣出口與主換熱器3連接；脫乙烷塔8底部的液態(tài)烴出口與脫丁烷塔10的中部進(jìn)料口連接，在脫乙烷塔8底部設(shè)置有脫乙烷塔重沸器7，用于為脫乙烷塔8 提供熱源；在脫丁烷塔10頂部設(shè)置有脫丁烷塔冷卻器11，用于為脫丁烷塔10提供冷量；在脫丁烷塔10底部設(shè)置有脫丁烷塔重沸器9，用于為脫丁烷塔10提供熱源。由于原料天然氣的預(yù)冷、脫乙烷塔頂氣的冷凝、產(chǎn)品天然氣和低溫分離器液相物料的冷量回收均在主換熱器3中實(shí)現(xiàn)，因此還設(shè)置有復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)為主換熱器3提供不足的冷量。復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)包含復(fù)合冷劑壓縮機(jī)1和復(fù)合冷劑冷卻器2。復(fù)合冷劑壓縮機(jī)1的進(jìn)口與主換熱器3的氣態(tài)復(fù)合冷劑出口連接，復(fù)合冷劑壓縮機(jī)1的出口與復(fù)合冷劑冷卻器2連接，復(fù)合冷劑冷卻器2的出口與主換熱器3連接。為了改善主換熱器中兩相流的流型以及提高過程的制冷效率，還可在復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的級(jí)間或者復(fù)合冷劑冷卻器的出口設(shè)置氣液分離器，將分離出的氣相和液相物料分別接入主換熱器。
權(quán)利要求1.一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于主換熱器、低溫分離器、二次脫烴塔、脫乙烷塔和脫丁烷塔依次連接；低溫分離器的液相出口接入脫乙烷塔的中部進(jìn)料口 ；低溫分離器的氣相出口與二次脫烴塔連接；二次脫烴塔底部的液烴出口與脫乙烷塔的上部進(jìn)料口連接；脫乙烷塔頂部的氣相物料出口接入主換熱器；二次脫烴塔的產(chǎn)品天然氣出口與主換熱器連接；脫乙烷塔底部的液態(tài)烴出口與脫丁烷塔的中部進(jìn)料口連接，在脫乙烷塔底部設(shè)置有脫乙烷塔重沸器；在脫丁烷塔頂部設(shè)置有脫丁烷塔冷卻器；在脫丁烷塔底部設(shè)置有脫丁烷塔重沸器；還設(shè)置有復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)與主換熱器連接。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于所述復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)包含復(fù)合冷劑壓縮機(jī)和復(fù)合冷劑冷卻器，所述復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的進(jìn)口與主換熱器的氣態(tài)復(fù)合冷劑出口連接，復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的出口與復(fù)合冷劑冷卻器連接，復(fù)合冷劑冷卻器的出口與主換熱器連接。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于所述復(fù)合冷劑壓縮機(jī)的級(jí)間或者復(fù)合冷劑冷卻器的出口設(shè)置氣液分離器，將分離出的氣相和液相物料分別接入主換熱器。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于所述低溫分離器的液相出口先經(jīng)過主換熱器再接入脫乙烷塔的中部進(jìn)料口。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于所述低溫分離器的氣相出口經(jīng)過J-T節(jié)流閥或者膨脹制冷機(jī)后再與二次脫烴塔連接。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，其特征在于所述脫乙烷塔頂部的氣相物料出口先經(jīng)過脫乙烷塔頂氣壓縮機(jī)后再接入主換熱器。
專利摘要本實(shí)用新型公開了一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴輕烴回收裝置，結(jié)合了傳統(tǒng)的天然氣脫烴直接換熱工藝的優(yōu)點(diǎn)，原料天然氣的預(yù)冷、脫乙烷塔頂氣的冷凝、產(chǎn)品天然氣和低溫分離器液相物料的冷量回收均在主換熱器中實(shí)現(xiàn)，脫烴過程的冷量來源由復(fù)合冷劑制冷系統(tǒng)提供。本實(shí)用新型中干燥的天然氣在低溫分離器中一次脫烴，在二次脫烴塔中與脫乙烷塔頂冷凝液逆流接觸完成二次脫烴過程，從而提高C3收率，增加裝置的效益；具有能耗低、C3收率高、對(duì)工況變化的適應(yīng)性強(qiáng)等特征。
文檔編號(hào)C10L3/12GK202246578SQ20112040655
公開日2012年5月30日 申請(qǐng)日期2011年10月24日 優(yōu)先權(quán)日2011年10月24日
發(fā)明者于磊, 冼祥發(fā), 劉家洪, 劉旭光, 劉棋, 宋光紅, 宋德琦, 岳林林, 師春元, 張效羽, 李昌全, 李瑩珂, 杜毅, 湯林, 王進(jìn), 祝令卿, 秦興述, 胡平, 蒲黎明, 郭成華, 陸永康, 陳勝永, 陳運(yùn)強(qiáng), 青玉山 申請(qǐng)人:中國石油集團(tuán)工程設(shè)計(jì)有限責(zé)任公司