同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法及
设备
技术领域
背景技术
[0002] 天然气开采的过程中，会半生一定量的
水分、C3～C12馏分(即液化气和凝析油)，一般甲烷的体积含量在80％左右，乙烷的体积含量在8.5％左右，C3～C4的体积含量在5～6％，水分在1500ppm左右，其它基本为C5以上的凝析油组分。再从气田、尤其是海上气田将开采出来的天然气通过管道送往天然气处理厂的过程中，为了防止管道内结
冰而堵塞管道，一般还会注入
降凝剂乙二醇以降低
凝固点，所以输送到天然气处理厂的原料是天然气、液化气、凝析油、乙二醇和水的混合组分。
[0003] 目前的天然气处理的过程一般是先进行天然气脱水，再进行轻
烃液化气回收，最后进行凝析油精制。
[0004] 轻烃液化气回收的新技术有轻油回流、
涡流管、气波机、膜分离、PSA(变压
吸附)和重
接触塔(DHX工艺)等技术。其中轻油回流是利用油的吸收作用，通过增加一台轻油回流
泵将液化气塔后的部分轻油返注入
蒸发器前，从而提高液化率；PSA技术在脱除C3及C3+以上组分轻烃时，可以获得的C2及C3纯度约90％，甲烷收率可达到90％以上。但是脱除下来的C2组分，对于作为
燃料的天然气，会降低天然气的收率，而作为液化气C2组分又是不合格的组分，所以只能再对C2和C3在进行吸附分离，这样显著增加了投资成本，且整个过程操作复杂、吸附效率不高。DHX工艺必须提供足够的冷量。
[0005] 在凝析油精制方面目前主要采用先水洗、静置分层，分离出凝析油里面的乙二醇，得到
净化的凝析油和乙二醇水溶液，乙二醇水溶液采用精馏技术脱除水分后，得到合格的乙二醇产品，净化后的凝析油进入凝析油稳定系统，采用精馏技术，得到合格的液化气和石脑油。
[0006] 轻烃液化气回收和凝析油精制在实际生产中各相关设备都是分散的，独立完成各自的功能，这样造成了设备投资大，装置的效率不高，如轻烃液化气收率只有80％左右。
发明内容
[0007] 本发明的目的在于提供一种同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法及设备。该方法以脱水后天然气和凝析油为原料，通过膨胀机回收天然气压强能，从而带动
压缩机制冷机为整套装置提供冷量，采用吸收、
解吸、精馏和沉降等技术，实现天然气的净化及凝析油的稳定，得到合格的天然气、液化气、石脑油产品和乙二醇产品。
[0008] 为实现上述目的，本发明采取以下的技术方案：
[0009] 一种同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法，该方法的工艺流程是：
[0010] 1)采用膨胀压缩制冷机回收脱水后的天然气的压强能，同时膨胀压缩制冷机中的压缩制冷工质为天然气冷却器、第一T1
中间冷却器、第二T1中间冷却器提供冷量；膨胀后的天然气、步骤3)中的解吸塔塔顶解吸气V2A和步骤2)中的吸收塔塔底富吸收油L1混合后，经天然气冷却器冷却得到物流F1，物流F1进入气液分离器，气液分离器将液体和气体分离，得到气体F2和富含液化气的液体L2；
[0011] 2)经步骤1)分离后的气体F2从吸收塔的底部进入，步骤4)中的二级冷却吸收剂L8B从吸收塔的顶部进入，吸收塔操作压
力为0.8～2.0MPa，操作
温度为-38～30℃，在吸收塔中间设置第一T1中间冷却器和第二T1中间冷却器，吸收塔中间抽出液相PL1和液相PL2，液相PL1和液相PL2分别经过第一T1中间冷却器和第二T1中间冷却器冷却到-38～30℃返回吸收塔；吸收塔塔顶气相V1经解析气冷却器换热后得到干气；吸收塔塔底得到吸收塔塔底富吸收油L1；
[0012] 3)经步骤1)分离后得到的富含液化气的液体L2在吸收剂冷却器中与一级冷却吸收剂L8A进行换热，换热升温后得到物流L2A，物流L2A分成两股物流，即物流L3和物流L4，物流L3直接进入解吸塔顶部，物流L4则分别和步骤4)中稳定塔塔底送过来的吸收剂L8及稳定塔塔底采出产品物流L7经第一T2进料预热器和第二T2进料预热器进行换热，经第二T2进料预热器换热后得到升温后物流L4B，升温后物流L4B进入解吸塔的中上部；操作压力为0.85～2.05MPa，操作温度为0～150℃；解吸塔的塔顶得到解析物流V2，解析物流V2与步骤2)中吸收塔塔顶气相V1在解析气冷却器中进行换热，得到解吸塔塔顶解析气V2A，解吸塔塔顶解析气V2A经过天然气冷却器冷却后，再次进入气液分离器，回收液化气组分；解吸塔塔底则会得到液化气和石脑油的混合物物流L5；
[0013] 4)从输送管道来的凝析油CO，首先经过稳定石脑油冷却器E7升温，得到升温后凝析油CO1，升温后凝析油CO1与从解吸塔T2塔底得到的液化气和石脑油的混合物流L5混合后进入T3进料预热器进行预热，得到预热后物流L5A，预热后物流L5A进入稳定塔的中部；稳定塔T3采用普通精馏与共沸精馏技术原理，将水、液化气与石脑油分开，稳定塔T3的塔顶组分经冷凝分相后得到液化气和水，稳定塔塔底得到石脑油和乙二醇的混合物L6；石脑油和乙二醇的混合物L6在T3进料预热器E6为进料加热，冷却后的石脑油和乙二醇的混合物L6A分成两股物流，即物流L7和物流L8，物流L8作为吸收剂，依次经第一T2进料预热器和吸收剂冷却器冷却降温，分别得到一级冷却吸收剂L8A、二级冷却吸收剂L8B，物流L7则作为稳定塔塔底采出产品；操作压力为0.6～1.2MPa，操作温度为30～200℃；
[0014] 5)稳定塔塔底产品物流L7经过解吸塔第二T2进料预热器降温后得物流L7A，再通过稳定石脑油冷却器和凝析油原料换热降温得物流L7B，降温后的物流L7B，进入乙二醇沉降分离器，在乙二醇沉降分离器内分离乙二醇和石脑油，得到石脑油产品和乙二醇产品。
[0015] 一种同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产设备，该设备应用上述的生产方法，包括膨胀压缩制冷机、气液分离器、乙二醇沉降分离器、解吸气冷却器、天然气冷却器、吸收剂冷却器、第一T2进料预热器、第二T2进料预热器、T3进料预热器、稳定石脑油冷却器、第一T1中间冷却器、第二T1中间冷却器、吸收塔、解吸塔和稳定塔；
[0016] 所述膨胀压缩制冷机经天然气冷却器、气液分离器与吸收塔的底部连接，吸收塔塔顶和解吸塔塔顶均与解吸气冷却器连接，吸收塔中部设置有第一T1中间冷却器和第二T1中间冷却器，吸收塔的塔底出口和解吸气冷却器的一个出口均与与天然气冷却器进口连接；气液分离器同时经吸收剂冷却器与解吸塔的顶部连接，经吸收剂冷却器、第一T2进料预热器和第二T2进料预热器与解吸塔的中部连接，稳定塔的塔底经T3进料预热器、第二T2进料预热器和稳定石脑油冷却器与乙二醇沉降分离器连接；稳定塔的塔底经T3进料预热器、第一T2进料预热器和吸收剂冷却器与吸收塔的顶部连接；稳定塔的中部经T3进料预热器与解吸塔的塔底连接。
[0017] 与
现有技术相比，本发明的有益效果是：
[0018] (1)本发明生产方法采用吸收、解吸、精馏和沉降等技术，以一套装置实现了天然气脱除液化气轻烃、凝析油稳定和乙二醇回收三套装置的功能。
[0019] (2)通过对天然气和凝析油的分离，得到了合格天然气(干气)、液化气、石脑油产品和乙二醇产品。
[0020] 本发明生产方法的工艺流程更短，C3及以上组分回收率明显提高，在吸收塔塔顶能够得到净化的天然气(即干气)，在稳定塔塔顶得到液化气，稳定塔塔底的物流一部分经
过冷却后，经沉降，分离得到乙二醇产品及石脑油产品，另一部分经换热后进入吸收塔作为吸收剂循环利用。
[0021] 本发明生产方法采用吸收塔、解吸塔和稳定塔将原工艺中的轻烃回收及凝析油精制过程有机的结合在一起，通过沉降分离实现乙二醇产品的回收，将净化天然气、稳定石脑油、回收液化气、回收乙二醇产品在一套装置中同时实现，且该工艺过程中充分利用热耦合，显著降低了
能源消耗，节约成本，符合节能减排的要求。
附图说明
[0022] 图1为本发明同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法的工艺流程示意图。
具体实施方式
[0023] 下面结合
实施例及附图进一步说明本发明，但并不以此作为对本
申请权利要求保护范围的限定。
[0024] 图1中各字母含义的解释是：C1：膨胀压缩制冷机；D1：气液分离器；D2：乙二醇沉降分离器；E1：解吸气冷却器；E2：天然气冷却器；E3：吸收剂冷却器；E4：第一T2进料预热器；E5：第二T2进料预热器；E6：T3进料预热器；E7：稳定石脑油冷却器；PA1：第一T1中间冷却器；
PA2：第二T1中间冷却器；T1：吸收塔；T2：解吸塔；T3：稳定塔；
[0025] NG：天然气；CO：凝析油；RFG：制冷工质；V：塔顶气相产品；L：塔底液相产品；PL：塔中间液相抽出；DRYGAS：干气(合格天然气)；SCO：石脑油产品；WATER：水；LPG：液化气。
[0026] 本发明中主要用到的设备有：膨胀压缩制冷机C1、气液分离器D1、乙二醇沉降分离器D2、解吸气冷却器E1、天然气冷却器E2、吸收剂冷却器E3、第一T2进料预热器E4、第二T2进料预热器E5、T3进料预热器E6、稳定石脑油冷却器E7、第一T1中间冷却器PA1、第二T1中间冷却器PA2、吸收塔T1、解吸塔T2和稳定塔T3；
[0027] 所述膨胀压缩制冷机C1经天然气冷却器E2、气液分离器D1与吸收塔T1的底部连接，吸收塔塔顶和解吸塔塔顶均与解吸气冷却器E1连接，吸收塔T1中部设置有第一T1中间冷却器PA1和第二T1中间冷却器PA2，吸收塔的塔底出口和解吸气冷却器E1的一个出口均与与天然气冷却器E2进口连接；气液分离器D1同时经吸收剂冷却器E3与解吸塔T2的顶部连接，经吸收剂冷却器E3、第一T2进料预热器E4和第二T2进料预热器E5与解吸塔的中部连接，稳定塔T3的塔底经T3进料预热器E6、第二T2进料预热器E5和稳定石脑油冷却器E7与乙二醇沉降分离器D2连接；稳定塔T3的塔底经T3进料预热器E6、T2进料预热器E4和吸收剂冷却器E3与吸收塔T1的顶部连接；稳定塔T3的中部经T3进料预热器E6与解吸塔的塔底连接。
[0028] 本发明同时处理天然气和凝析油回收液化气和乙二醇的生产方法，该方法的工艺流程(参见图1)是：
[0029] 1)脱水后的天然气NG压力比较高，采用膨胀压缩制冷机C1回收天然气压强能，同时膨胀压缩制冷机C1中的压缩制冷工质为天然气冷却器E2、第一T1中间冷却器PA1、第二T1中间冷却器PA2提供冷量(如图1中制冷工质RFG1、RFG2、RFG3、RFG的循环管路)；膨胀后的天然气NG1、步骤3)中的解吸塔塔顶解吸气V2A和步骤2)中的吸收塔塔底富吸收油L1混合后，经天然气冷却器E2冷却得到物流F1，物流F1进入气液分离器D1，气液分离器D1将液体和气体分离，得到气体F2和富含液化气的液体L2；
[0030] 2)经步骤1)分离后的气体F2从吸收塔T1的底部进入，步骤4)中的二级冷却吸收剂L8B从吸收塔的顶部进入，吸收塔操作压力为0.8～2.0MPa，操作温度为-38～30℃，吸收塔的理论塔板数为10
块，为了移除液化气吸收放出的热量，保证吸收塔的操作温度，在吸收塔中间设置第一T1中间冷却器PA1和第二T1中间冷却器PA2，吸收塔T1中间抽出液相PL1和液相PL2，液相PL1和液相PL2分别经过第一T1中间冷却器PA1和第二T1中间冷却器PA2冷却到-38～30℃返塔；吸收塔塔顶气相V1经解析气冷却器E1换热后得到干气DRYGAS；吸收塔T1塔底得到吸收塔塔底富吸收油L1；
[0031] 3)经步骤1)分离后得到的富含液化气的液体L2在吸收剂冷却器E3中与一级冷却吸收剂L8A进行换热，换热升温后得到物流L2A，物流L2A分成两股物流，即物流L3和物流L4，物流L3直接进入解吸塔T2顶部，物流L4则分别和步骤4)中稳定塔塔底送过来的吸收剂L8及稳定塔塔底采出产品物流L7经第一T2进料预热器E4和第二T2进料预热器E5进行换热，经第二T2进料预热器E5换热后得到升温后物流L4B，升温后物流L4B进入解吸塔T2的中上部，由于解吸塔的进料物流在进入解吸塔之前进行了升温，显著降低了解吸塔的能耗；解吸塔T2的理论塔板数为15，操作压力为0.85～2.05MPa，操作温度为0～150℃；解吸塔T2的塔顶得到解析物流V2，解析物流V2的主要成分是甲烷和乙烷，同时也夹带了一部分液化气(主要是丙烷)，解析物流V2与步骤2)中吸收塔塔顶气相V1在解析气冷却器E1中进行换热，得到解吸塔塔顶解析气V2A，解吸塔塔顶解析气V2A经过天然气冷却器E2冷却后，再次进入气液分离器D1，回收液化气组分；解吸塔T2塔底则会得到液化气和石脑油的混合物物流L5；
[0032] 4)从输送管道来的凝析油CO(夹带有一定量的液化气、乙二醇和水)，首先经过稳定石脑油冷却器E7升温，得到升温后凝析油CO1，升温后凝析油CO1与从解吸塔T2塔底得到的液化气和石脑油的混合物流L5混合后进入T3进料预热器E6进行预热，得到预热后物流L5A，预热后物流L5A进入稳定塔的中部；稳定塔T3采用普通精馏与共沸精馏技术原理，将水、液化气与石脑油分开，稳定塔T3的塔顶组分经冷凝分相后得到液化气LPG和水WATER，稳定塔塔底得到石脑油和乙二醇的混合物L6；石脑油和乙二醇的混合物L6在T3进料预热器E6为进料加热，冷却后的石脑油和乙二醇的混合物L6A分成两股物流，即物流L7和物流L8，物流L8作为吸收剂，依次经第一T2进料预热器E4和吸收剂冷却器E3冷却降温，分别得到一级冷却吸收剂L8A、二级冷却吸收剂L8B，物流L7则作为稳定塔塔底采出产品；稳定塔T3的理论塔板数为30块，操作压力为0.6～1.2MPa，操作温度为30～200℃；
[0033] 5)稳定塔塔底产品物流L7经过解吸塔第二T2进料预热器E5降温后得物流L7A，再通过稳定石脑油冷却器E7和凝析油原料换热降温得物流L7B，降温后的物流L7B，进入乙二醇沉降分离器D2，在乙二醇沉降分离器D2内分离乙二醇和石脑油，得到石脑油产品SCO和乙二醇产品EG。
[0034] 按照上述生产方法的工艺流程设置实施例1-3，
[0035] 实施例1
[0036] 本实施例的原料进料流量分别是：天燃气30×104Nm3/d、凝析油10t/h，吸收塔T1的吸收剂流量为3t/h；经过吸收塔、解吸塔、稳定塔进行分离，其中吸收塔T1操作压力0.8MPa、操作温度30℃，解吸塔T2操作压力0.85MPa、塔顶操作温度40℃、塔底操作温度100℃，稳定塔T3操作压力0.6MPa、塔顶操作温度30℃、塔底操作温度120℃。
[0037] 经过该生产方法得到的各分离产品为：干气28.65×104Nm3/d、液化气1.71t/h、石脑油10.3t/h、乙二醇1.0kg/h，其中干气收率为95.5％、C3+收率为80％。
[0038] 实施例2
[0039] 本实施例的原料进料流量分别是：天燃气60×104Nm3/d、凝析油20t/h，吸收塔T1的吸收剂L8B的流量为6t/h；经过吸收塔、解吸塔、稳定塔进行分离，其中吸收塔T1操作压力1.5MPa、操作温度0℃，解吸塔T2操作压力1.55MPa、塔顶操作温度20℃、塔底操作温度130℃，稳定塔T3操作压力0.9MPa、塔顶操作温度40℃、塔底操作温度150℃，
[0040] 经过该生产方法得到的各分离产品为：干气56.4×104Nm3/d、液化气3.85t/h、石脑油20.84t/h、乙二醇2.0kg/h，其中干气收率为94.0％、C3+收率为90％。
[0041] 实施例3
[0042] 本实施例的原料进料流量分别是：天燃气90×104Nm3/d、凝析油30t/h，吸收塔T1的吸收剂L8B的流量为9t/h；经过吸收塔、解吸塔、稳定塔进行分离，其中吸收塔T1操作压力2.0MPa、操作温度-38℃，解吸塔T2操作压力2.05MPa、塔顶操作温度0℃、塔底操作温度150℃，稳定塔T3操作压力1.2MPa、塔顶操作温度40℃、塔底操作温度200℃。
[0043] 经过该生产方法得到的各分离产品为：干气83.37×104Nm3/d、液化气6.17t/h、石脑油31.26t/h、乙二醇3.0kg/h，其中干气收率为92.64％、C3+收率为96％。
[0044] 实施例1-3的具体相关参数及实验结果见表1。
[0045] 表1实施例条件及结果
[0046]项目 实例1 实例2 实例3
天然气进料流量104Nm3/d 30 60 90
凝析油进料流量t/h 10 20 30
吸收塔T1操作压力MPa 0.8 1.5 2.0
吸收塔T1操作温度℃ 30 0 -38
吸收塔T1的吸收剂流量t/h 3 6 9
解吸塔T2操作压力MPa 0.85 1.55 2.05
解吸塔T2塔顶温度℃ 40 20 0
解吸塔T2塔底温度℃ 100 130 150
稳定塔T3操作压力MPa 0.6 0.9 1.2
稳定塔T3塔顶温度℃ 30 40 40
稳定塔T3塔底温度℃ 120 150 200
干气产品流量104Nm3/d 28.65 56.4 83.37
液化气产品流量t/h 1.71 3.85 6.17
石脑油产品流量t/h 10.3 20.84 31.26
乙二醇产品流量kg/d 1.0 2.0 3.0
干气收率％ 95.5 94.0 92.64
C3+收率％ 80 90 96
[0047] 从表1中可以看出，按照本发明生产方法的工艺流程，从干气的收率和C3+的收率可以看出，产品
质量稳定，且收率明确优于现有工艺。
[0048] 本发明未述及之处适用于现有技术。
