本發(fā)明涉及輕烴回收技術(shù)領(lǐng)域，特別涉及一種輕烴深度回收的工藝裝置及方法，適用于天然氣、煤層氣、焦?fàn)t煤氣等烴類混合物的一種或多種。

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，也稱為天然氣凝液回收。國內(nèi)油氣田大部分輕烴回收裝置以回收c3及c3⁺組分為主要目的，生產(chǎn)液化石油氣和穩(wěn)定輕烴等產(chǎn)品?；厥盏囊簾N具有很高的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，可以直接用作高熱值燃料，也可作為化工原料。輕烴回收方法主要分為吸附法、油吸收法和冷凝分離法。由于冷凝分離法具有更高的輕烴回收率，被廣泛采用。

為了提高c3的收率，普遍采用直接換熱法(dhx)工藝方法，即在膨脹機(jī)出口低溫分離器和脫乙烷塔之間增加了一個直接換熱塔，脫乙烷塔頂冷凝液相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，極大地提高了裝置的c3收率。

中國專利cn201110324533.1公開了一種復(fù)合冷劑制冷二次脫烴的輕烴回收工藝，采用脫乙烷塔頂氣冷凝后作為直接換熱塔的回流。中國專利cn201410815256.8和cn201410815296.2公開的輕烴回收工藝的丙烷收率高于98.8％，采用脫乙烷塔頂氣冷凝后的液相一部分作為脫乙烷塔的回流，另一部分作為直接換熱塔的回流。脫乙烷塔頂氣含有一定量的c3組分，冷凝后作為直接換熱塔的回流，導(dǎo)致直接換熱塔頂氣即產(chǎn)品氣中也含有c3組分，限制了c3組分收率的提高。因此，如果要進(jìn)一步提高c3組分收率，必須減少作為直接換熱塔回流中的c3組分。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

為了克服現(xiàn)有技術(shù)的缺點(diǎn)，本發(fā)明提供了一種輕烴深度回收的裝置及方法，能夠從原料氣中回收更多的c3+組分，其中丙烷的收率≥99％(mol)，適用于天然氣、煤層氣、焦?fàn)t煤氣等烴類混合物的一種或多種。

本發(fā)明所采用的技術(shù)方案是：一種輕烴深度回收的裝置，包括冷箱、烴液分離器、膨脹機(jī)組、重接觸塔、節(jié)流閥和脫乙烷塔，其中：所述冷箱和烴液分離器通過管道連接；所述烴液分離器的氣相出口、膨脹機(jī)組、重接觸塔依次通過管道連接；所述烴液分離器的液相出口、節(jié)流閥、冷箱、脫乙烷塔中部入口依次通過管道連接；所述重接觸塔的塔頂氣出口、冷箱、膨脹機(jī)組通過管道依次連接；所述重接觸塔底部出口、重接觸塔底增壓泵、冷箱、脫乙烷塔上部入口依次通過管道連接；所述脫乙烷塔頂部出口、冷凝單元、脫乙烷塔回流罐依次通過管道連接；脫乙烷塔回流罐的氣相出口、冷箱、重接觸塔依次通過管道連接；所述脫乙烷塔回流罐的液相出口、脫乙烷塔回流泵、脫乙烷塔頂部回流口依次通過管道連接；所述脫乙烷塔下部液相出口、脫乙烷塔重沸器、脫乙烷塔下部入口依次通過管道連接；所述脫乙烷塔底部出口為輕烴出口。

本發(fā)明還提供了一種輕烴深度回收的方法，包括如下步驟：

第一步、經(jīng)脫水后的原料氣進(jìn)入冷箱預(yù)冷至-25～-50℃后進(jìn)入烴液分離器進(jìn)行氣液分離；其中：分離后的液相經(jīng)節(jié)流閥節(jié)流至3000kpa.a～4300kpa.a后進(jìn)入冷箱復(fù)熱至-10～35℃后進(jìn)入脫乙烷塔中部，分離后的氣相進(jìn)入膨脹機(jī)組膨脹至2500kpa.a～3800kpa.a后進(jìn)入重接觸塔底部進(jìn)行分離輕烴；重接觸塔塔頂氣進(jìn)入冷箱復(fù)熱至28～48℃后進(jìn)入膨脹機(jī)組增壓后作為產(chǎn)品氣輸至下一工序；重接觸塔底液經(jīng)增壓泵增壓至3000kpa.a～4300kpa.a后進(jìn)入冷箱復(fù)熱至-20～25℃后進(jìn)入脫乙烷塔上部；

第二步、脫乙烷塔塔頂氣經(jīng)冷凝單元冷凝后進(jìn)入脫乙烷塔回流罐進(jìn)行氣液分離；其中：分離后的液相進(jìn)入脫乙烷塔回流泵增壓至3000kpa.a～4300kpa.a后進(jìn)入脫乙烷塔頂部作為回流，分離后的氣相進(jìn)入冷箱進(jìn)一步冷卻至-80～-55℃后進(jìn)入重接觸塔頂部作為回流；脫乙烷塔下部液相進(jìn)入脫乙烷塔重沸器加熱后返回脫乙烷塔下部入口，用于控制脫乙烷塔底液相中乙烷的含量；從天然氣中回收的輕烴從脫乙烷塔底部出口輸至下一工序。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的積極效果是：脫乙烷塔頂氣兩步冷卻，第一步冷卻后進(jìn)行氣液分離，c3含量較多的液相返回脫乙烷塔作為回流進(jìn)一步回收輕烴，c3含量較少的氣相進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入重接觸塔頂部作為回流，有效地降低了重接觸塔回流中的c3含量，提高了天然氣中c3回收率，其中c3的收率≥99％(mol)。

附圖說明

本發(fā)明將通過例子并參照附圖的方式說明，其中：

圖1是本發(fā)明實(shí)施例一的系統(tǒng)原理示意圖；

圖2是本發(fā)明實(shí)施例二的系統(tǒng)原理示意圖；

圖3是本發(fā)明實(shí)施例三的系統(tǒng)原理示意圖；

圖4是本發(fā)明實(shí)施例四的系統(tǒng)原理示意圖；

圖中：1、管道；2、冷箱；3、管道；4、烴液分離器；5、管道；6、膨脹機(jī)組；7、管道；8、重接觸塔；9、管道；10、管道；11、管道；12、管道；13、節(jié)流閥；14、管道；15、管道；16、脫乙烷塔；17、管道；18、重接觸塔底增壓泵；19、管道；20、管道；21、管道；22、丙烷蒸發(fā)器；23、管道24、管道、25、脫乙烷塔回流罐；26、管道；27、管道；28、管道；29、脫乙烷塔回流泵；30、管道；31、管道；32、脫乙烷塔重沸器；33、管道；34、管道；35、管道；36、管道；37、丙烷制冷系統(tǒng)。

具體實(shí)施方式

實(shí)施例一

如圖1所示，本發(fā)明輕烴深度回收的裝置，包括冷箱2、烴液分離器4、膨脹機(jī)組6、重接觸塔8、節(jié)流閥13、脫乙烷塔16、重接觸塔底增壓泵18、丙烷蒸發(fā)器22、脫乙烷塔回流罐25、脫乙烷塔回流泵29、脫乙烷塔重沸器32、丙烷制冷系統(tǒng)37；

所述冷箱2、烴液分離器4、膨脹機(jī)組6、重接觸塔8依次通過管道3、5、7、9、10、11連接；

所述烴液分離器4、節(jié)流閥13、冷箱2、脫乙烷塔16中部入口依次通過管道13、14、15連接；

所述重接觸塔8底部出口、重接觸塔底增壓泵18、冷箱2、脫乙烷塔16上部入口依次通過管道17、19、20連接；

所述脫乙烷塔16頂部出口、丙烷蒸發(fā)器22、冷箱2、脫乙烷塔回流罐25、冷箱2、重接觸塔8依次通過管道21、23、24、26、27連接；脫乙烷塔16下部出口、脫乙烷塔重沸器32依次通過管道31、32連接；

所述脫乙烷塔回流罐25、脫乙烷塔回流泵29、脫乙烷塔16、依次通過管道28、30連接；

所述丙烷蒸發(fā)器22、丙烷制冷系統(tǒng)37依次通過管道35、36連接；

所述重接觸塔為填料塔，脫乙烷塔為板式塔或填料塔。

所述丙烷制冷系統(tǒng)可以采用丙烷作為冷劑，也可采用丙烯作為冷劑。

所述膨脹機(jī)組膨脹出口壓力、重接觸塔壓力、脫乙烷塔壓力大小順序?yàn)椋好撘彝樗毫Ω哂谂蛎洐C(jī)組膨脹出口壓力，膨脹機(jī)組膨脹出口壓力高于重接觸塔壓力。

本發(fā)明還公開了一種輕烴深度回收的工藝方法，包括如下步驟：

第一步、將來自管道1經(jīng)脫水后的原料氣(3500kpa.a～8000kpa.a，30～50℃)進(jìn)入冷箱2預(yù)冷至-25～-50℃后經(jīng)管道3進(jìn)入烴液分離器4進(jìn)行氣液分離；其中：分離后的液相經(jīng)管道12至節(jié)流閥13節(jié)流至3000kpa.a～4300kpa.a經(jīng)管道14進(jìn)入冷箱2復(fù)熱至-10～35℃后經(jīng)管道15進(jìn)入脫乙烷塔16中部，分離后的氣相進(jìn)入膨脹機(jī)組6膨脹至2500kpa.a～3800kpa.a后經(jīng)管道7進(jìn)入重接觸塔8底部進(jìn)行分離輕烴；重接觸塔8塔頂氣經(jīng)管道9進(jìn)入冷箱2復(fù)熱至28～48℃后經(jīng)管道10進(jìn)入膨脹機(jī)組6增壓后作為產(chǎn)品氣經(jīng)管道11至下一工序外輸；重接觸塔8底液從底部出口經(jīng)管道17進(jìn)入重接觸塔底增壓泵18增壓至3000kpa.a～4300kpa.a，經(jīng)管道19進(jìn)入冷箱2復(fù)熱-20～25℃后經(jīng)管道20進(jìn)入脫乙烷塔16上部進(jìn)料；

第二步、脫乙烷塔16塔頂氣經(jīng)管道21進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器22預(yù)冷至-36～-20℃，經(jīng)管道23進(jìn)入冷箱2進(jìn)一步冷卻至-50～-40℃后進(jìn)入脫乙烷塔回流罐25進(jìn)行氣液分離；其中：分離后的液相經(jīng)管道28進(jìn)入脫乙烷塔回流泵29增壓至3000kpa.a～4300kpa.a經(jīng)管道30至脫乙烷塔16頂部作為回流，分離后的氣相經(jīng)管道26至冷箱2進(jìn)一步冷卻至-80～-55℃后，經(jīng)管道27至重接觸塔8頂部作為回流；脫乙烷塔16下部液相經(jīng)管道31進(jìn)入脫乙烷塔重沸器32加熱后經(jīng)管道33返回脫乙烷塔16下部入口，進(jìn)行控制脫乙烷塔16底液相中乙烷的含量；從天然氣中回收的輕烴從脫乙烷塔16底部出口經(jīng)管道34至下一工序；

第三步、自丙烷制冷系統(tǒng)37來的低壓液態(tài)丙烷冷劑-40～-22℃經(jīng)管道35進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器22氣化后經(jīng)管道36返回丙烷制冷系統(tǒng)37增壓至1700kpa.a～2200kpa.a、冷卻、節(jié)流成為低壓液態(tài)丙烷冷劑-40～-22℃后經(jīng)管道35進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器22，形成丙烷冷劑制冷循環(huán)為脫乙烷塔16塔頂氣提供所需冷量；

實(shí)施例二

本實(shí)施例的第二種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)與第一種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)存在如下區(qū)別，其它結(jié)構(gòu)均相同：如圖2所示，丙烷蒸發(fā)器22與脫乙烷塔回流罐25通過管道24聯(lián)通，實(shí)施例二的回收裝置相對于實(shí)施例一的回收裝置取消設(shè)置丙烷蒸發(fā)器22與冷箱2相連接的管道23，以及與管道23相連的冷箱2中的一股流道之外，其他結(jié)構(gòu)均相同。

本實(shí)施例的第二種回收方法與第一種回收方法存在如下區(qū)別，其它工藝方法均相同：步驟第二步中脫乙烷塔16塔頂氣經(jīng)管道21進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器22預(yù)冷至-36～-20℃，經(jīng)管道24直接進(jìn)入脫乙烷塔回流罐25進(jìn)行氣液分離。

實(shí)施例三

本實(shí)施例的第三種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)與第一種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)存在如下區(qū)別，其它結(jié)構(gòu)均相同：如圖3所示，脫乙烷塔16頂部出口與冷箱2通過管道21直接聯(lián)通，實(shí)施例三的回收裝置相對于實(shí)施例一的回收裝置取消設(shè)置丙烷蒸發(fā)器22和丙烷制冷系統(tǒng)37以及相連接的管道23、35、36之外，其他結(jié)構(gòu)均相同。

本實(shí)施例的第三種回收方法與第一種回收方法存在如下區(qū)別，其它工藝方法均相同：步驟第二步中脫乙烷塔16塔頂氣經(jīng)管道21直接進(jìn)入冷箱2冷卻至-50～-20℃后，通過管道24進(jìn)入脫乙烷塔回流罐25進(jìn)行氣液分離。

實(shí)施例四

本實(shí)施例的第四種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)與第一種回收裝置工藝結(jié)構(gòu)存在如下區(qū)別，其它結(jié)構(gòu)均相同：如圖4所示，脫乙烷塔16塔頂氣與冷箱2還通過管道38連接，實(shí)施例四的回收裝置相對于實(shí)施例一的回收裝置增加管道38，取消設(shè)置丙烷蒸發(fā)器22與冷箱2相連接，管道23接入連接冷箱2與脫乙烷塔回流罐25的管道24，其他結(jié)構(gòu)均相同。

本實(shí)施例的第四種回收方法與第一種回收方法存在如下區(qū)別，其它工藝方法均相同：步驟第二步中脫乙烷塔16塔頂氣分為兩股物流：一股5％-95％物流經(jīng)管道38進(jìn)入冷箱2預(yù)冷至-50～-20℃，另一股5％-95％物流經(jīng)管道21進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器22預(yù)冷至-36～-20℃經(jīng)管道23與進(jìn)入冷箱預(yù)冷的物流混合后，通過管道24進(jìn)入脫乙烷塔回流罐25進(jìn)行氣液分離。

根據(jù)原料氣的壓力和組成、產(chǎn)品要求、回收率等，同時(shí)考慮到冷量平衡，上述四種實(shí)施例中脫乙烷塔塔頂出口氣體可以采用多種冷凝方式，其中實(shí)施例一同時(shí)采用丙烷冷凝和冷箱冷凝，實(shí)施例二只采用丙烷冷凝，實(shí)施例三只采用冷箱冷凝，實(shí)施例四一部分采用丙烷冷凝、一部分采用冷箱冷凝。