一种提高液化天然气及轻烃回收装置及回收方法.pdf

本发明公开了一种提高液化天然气及轻烃回收装置及回收方法，原料气进管与冷箱连通，冷箱与甲烷洗涤塔的塔底通过管三连通；甲烷洗涤塔与液烃分流器通过管连通，液烃分流器通过管五与脱乙烷塔连通，液烃分流器通过管四与冷箱连通，脱乙烷塔通过管八与冷箱连通；脱乙烷塔通过管七与低温分流器连通，低温分流器与气液分离器通过管连通；气液分离器的底部与冷箱通过管一连通，气液分离器与冷箱通过管十连通，冷箱与甲烷洗涤塔通过管十一连通；制冷系统通过两条管与冷箱连通，制冷系统、两条管、冷箱构成制冷循环系统。本发明能在生产液化天然气LNG的同时，更高收率回收C3+烃，其中丙烷的收率大于98.8％，C4+-烃的收率大于99.99％，实现更大经济效益。

权利要求书
1.  一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特征在于：包括原料气进管 (11)、冷箱(1)、甲烷洗涤塔(2)、液烃分流器(4)、脱乙烷塔(5)、 再沸器(6)、低温分流器(7)、低温泵(8)、气液分离器(9)、制冷系统 (10)和液化天然气出管(13)，所述原料气进管(11)与冷箱(1)连通，冷 箱(1)与甲烷洗涤塔(2)的塔底通过管三(15)连通；所述甲烷洗涤塔(2) 的底部与液烃分流器(4)通过管连通，液烃分流器(4)通过管五(17)与脱 乙烷塔(5)的上半部连通，液烃分流器(4)通过管四(16)与冷箱(1)连通， 脱乙烷塔(5)的上半部通过管八(20)与所述冷箱(1)连通；所述脱乙烷塔 (5)的上半部通过管七(19)与低温分流器(7)连通，低温分流器(7)与气 液分离器(9)通过管连通；所述气液分离器(9)的底部与冷箱(1)通过管一 (12)连通，气液分离器(9)的顶部与冷箱(1)通过管十(22)连通，冷箱 (1)与甲烷洗涤塔(2)的顶部通过管十一(23)连通；所述制冷系统(11) 通过两条管与冷箱(1)连通，制冷系统(11)、两条管、冷箱(1)构成制冷 循环系统。

2.  按照权利要求1所述的一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特征在 于：所述低温分流器(7)与甲烷洗涤塔(2)的上半部还通过管九(21)连通。

3.  按照权利要求1或2所述的一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特 征在于：所述脱乙烷塔(5)底部通过管连通设有再沸器(6)。

4.  按照权利要求1或2所述的一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特 征在于：所述冷箱(1)中包括依次排列的第一冷凝管、第二冷凝管、第三冷凝 管、第四冷凝管、第五冷凝管、第六冷凝管、第七冷凝管；所述第一冷凝管的 一端管口与原料气进管(12)连通，另一端管口与管三(15)连通；所述第二 冷凝管的一端管口与管十一(23)连通，另一端管口与液化天然气出管(13) 连通；所述第三冷凝管的一端管口与管八(20)连通，另一端管口与管一(12) 连通；所述第四冷凝管、第六冷凝管分别与制冷系统(11)通过管连通；所述 冷箱(1)与甲烷洗涤塔的上半部之间还连通有管二(14)，所述第五冷凝管的 一端管口与管十(22)连通，另一端管口与管二(14)连通；所述脱乙烷塔(5) 的上半部与冷箱(1)之间还连通有管六(18)，所述第七冷凝管的一端管口与 管六(18)连通，另一端管口与管四(16)连通。

5.  按照权利要求3所述的一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特征在 于：在甲烷洗涤塔(2)与液烃分流器(4)之间的管上连通设有液烃加压泵(3)。

6.  按照权利要求3所述的一种提高液化天然气及轻烃回收装置，其特征在 于：所述低温分流器(7)与气液分离器(9)的管上还连通设有低温泵(8)。

7.  一种提高液化天然气及轻烃回收方法，其特征在于：包含以下步骤：
a、原料气通入冷箱进行降温处理，得到温度值为-44～-40℃、压力值为 2.7～3.1MPa的原料气；
b、原料气洗涤：将步骤a的原料气通入到洗涤塔中进行洗涤，洗涤液为气 液分离器分离后的液相混烃，其温度值为38～42℃、压力值为2.7～3.1MPa；
c、C3+烃的回收：步骤b洗涤后的液体经过液烃加压泵通入到液烃分流器中， 经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为3.0～3.4MPa的第 一液体，将第一液体通入到脱乙烷塔中进行洗涤脱C3+烃处理，回收C3+烃类物质， 其洗涤液为温度值为-51～-47℃、压力值为3.0～3.4MPa的液体；
d、步骤c在脱乙烷塔洗涤后塔顶得到温度值为-19～-15℃、压力值为2.8～ 3.2MPa的主要为甲烷、乙烷混合气体，还包括少量C3+烃类物质，该甲烷、乙烷 混合气体经过冷箱后得到温度值为-52～-48℃、压力值为2.7～3.1MPa的主要 为甲烷、乙烷混合液体，该主要为甲烷、乙烷混合液体依次经过气液分离器、 低温泵、低温分流器后一部分进入步骤b的洗涤塔中构成步骤b所述的洗涤液 体，另一部分进入脱乙烷塔中构成步骤c所述的洗涤液；
e、步骤c中经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为 3.0～3.4MPa的第二液体，第二液体经过冷箱得到温度值为28～32℃、压力值 为3.0～3.4MPa的洗涤液，该洗涤液进入脱乙烷塔中进行洗涤脱C3+烃处理；
f、液化天然气的取得：步骤b洗涤后得到温度值为-64～-60℃、压力值为 2.7～3.1MPa的富甲烷气体，与脱乙烷塔顶气经过冷箱冷却至-62～-58℃后气液 分离的气相再经过气相混合器、冷箱后得到温度值为-157～-153℃、压力值为 0.04～0.06MPa的液化天然气产品；
g、轻烃的取得：步骤d脱乙烷塔底的液相主要为轻烃，经再沸器加热后温 度值为95～100℃、压力值为2.7～3.1MPa的液相混烃。

8.  按照权利要求3所述的一种提高液化天然气及轻烃回收方法，其特征在 于：所述步骤b中的洗涤液还包括由步骤d经过气液分离器分离后得到的温度 值为-51～-47℃、压力值为3.0～3.4MPa的液相混烃。

说明书一种提高液化天然气及轻烃回收装置及回收方法
技术领域
本发明涉及天然气液化以及轻烃回收技术领域，尤其涉及一种提高液化天 然气及轻烃回收装置及回收方法。
背景技术
随着能源行业的高速发展，人们对使用清洁能源也越来越重视，节能、环 保、高效成了当今能源界的一大主题。我国从2005年开始陆续从国外进口一种 高热值、环保的新型能源LNG。近年来LNG接收站在国内陆续竣工，标志着我 国LNG行业高速发展的时代正式来临。从2005年LNG进口量483吨到2013年 突破1700万吨。LNG产业高速发展的背后也存在很多问题。通过对LNG接受 站调研发现，我国LNG企业亏损严重。经过系统的分析找出了以下主要因素：
第一，我国进口的LNG主要有两种，贫气和富气。富气占的比例较大。通 过实验发现富气中C2+的含量高达10％左右。这部分燃料直接被企业以天然气出 售，这在一定程度上直接造成了资金的亏损。
第二，我国进口的LNG主要来源于澳大利亚，其出售价格是根据LNG热值 来计算，而我国出售天然气是按立方米。通过换算发现我国出售价格和进口价 格两者之间的差距很小。如2013年3月，我国LNG进口均价为552美元/吨， 约合2.44元/立方米。其中来自卡塔尔的LNG均价为932美元/吨，约合4.11 元/立方，远高于全国平均水平；同期来自也门的LNG现货价格更是高达1026 美元/吨，约合4.53美元/立方米成为中国进口LNG价格最高的现货资源， 而国家规定LNG气化后需按照天然气价格销售，扣除每年的成本费和运营费致 使我国大量LNG企业严重亏损。
第三、LNG气化过程中，将产生约830kJ/kg的低温能量。这部分冷能在我 国的各大LNG接收站通常通过天然气汽化器被空气或者海水吸收，未能得到有 效的利用，造成了能量的巨大浪费。国外发展LNG相对国内较早，1960年美国 开始从事该项目的研究并陆续提出了LNG轻烃分离专利流程且投入使用，如 US3837172、US5114451、US5588308、US6604380B1US6907752B2、US6941771B2、 US6986266B2、US7069743B2等。
国内目前理论研究处于起步阶段尚无LNG轻烃分离工艺的工业应用。如清 华大学联合中海油进行了冷能利用项目的研究，同济大学进行了冷能利用原理 及方法的探索，华南理工大学进行了冷能优化集成利用方面的研究，上海海事 大学进行了LNG冷能的蓄冷及梯级利用方面的研究。在这些研究的基础上也做 出了相应的改进流程，其优点在于减少了对压缩机的利用，降低了能耗的浪费， 增加了对冷能的梯级利用，降低了冷能的流失。但此类流程大多数存在以下诟 病如结构复杂、设备成本过高以及产品浓度不达标等。随着国内天然气气源的 不断丰富，液化装置中原料气中湿气(C3+)比例有较大范围的波动，而其中C3+是重要的化工原料，能生产高附加值的化工产品，如果将其分离回收，会有显 著的社会及经济效益。目前，国内已经有很多专门从天然气管道气中回收轻烃 的回收装置和方法，这些装置和方法仅将管道天然气中的轻烃进行分离回收， 分离出的甲烷、乙烷中含有数量较多丙烷、C4+-烃等物质，丙烷、C4+-烃等物质 的附加值含量较高，这样液化后的天然气中的甲烷、乙烷的占比含量较低，不 能得到高纯度的LNG，而且也将具有重要附加值的丙烷、C4+-烃等物质液化成LNG。
发明内容
针对现有技术存在的不足之处，本发明的目的在于提供一种提高液化天然 气及轻烃回收装置及回收方法，能够从原料气中得到高纯度的甲烷、乙烷液化 天然气，有利于更高收率的回收C3+烃，其中丙烷的收率大于98.8％，C4+-烃的收 率大于99.99％。
本发明的目的通过下述技术方案实现：
一种提高液化天然气及轻烃回收装置，包括原料气进管、冷箱、甲烷洗涤 塔、液烃分流器、脱乙烷塔、再沸器、低温分流器、低温泵、气液分离器、制 冷系统和液化天然气出管，所述原料气进管与冷箱连通，冷箱与甲烷洗涤塔的 塔底通过管三连通；所述甲烷洗涤塔的底部与液烃分流器通过管连通，液烃分 流器通过管五与脱乙烷塔的上半部连通，液烃分流器通过管四与冷箱连通，脱 乙烷塔的上半部通过管八与所述冷箱连通；所述脱乙烷塔的上半部通过管七与 低温分流器连通，低温分流器与气液分离器通过管连通；所述气液分离器的底 部与冷箱通过管一连通，气液分离器的顶部与冷箱通过管十连通，冷箱与甲烷 洗涤塔的顶部通过管十一连通；所述制冷系统通过两条管与冷箱连通，制冷系 统、两条管、冷箱构成制冷循环系统。
为了更好地实现本发明，本发明还提供第二种优选实施方式，第二种有限 实施方式与上述技术方案区别之处在于增加如下技术特征：所述低温分流器与 甲烷洗涤塔的上半部还通过管九连通。
为了提高丙烷、C4+-烃的回收率，所述脱乙烷塔底部通过管连通设有再沸器。
本发明优选的冷箱结构及其与其它部件的连接关系如下：所述冷箱中包括 依次排列的第一冷凝管、第二冷凝管、第三冷凝管、第四冷凝管、第五冷凝管、 第六冷凝管、第七冷凝管；所述第一冷凝管的一端管口与原料气进管连通，另 一端管口与管三连通；所述第二冷凝管的一端管口与管十一连通，另一端管口 与液化天然气出管连通；所述第三冷凝管的一端管口与管八连通，另一端管口 与管一连通；所述第四冷凝管、第六冷凝管分别与制冷系统通过管连通；所述 冷箱与甲烷洗涤塔的上半部之间还连通有管二，所述第五冷凝管的一端管口与 管十连通，另一端管口与管二连通；所述脱乙烷塔的上半部与冷箱之间还连通 有管六，所述第七冷凝管的一端管口与管六连通，另一端管口与管四连通。
进一步的技术方案是：在甲烷洗涤塔与液烃分流器之间的管上连通设有液 烃加压泵。
再进一步优选的技术方案是：所述低温分流器与气液分离器的管上还连通 设有低温泵。
一种提高液化天然气及轻烃回收方法，包含以下步骤：
a、原料气通入冷箱进行降温处理，得到温度值为-44～-40℃、压力值为 2.7～3.1MPa、摩尔流量为910～950kgmole/h的原料气；
b、原料气洗涤：将步骤a的原料气通入到洗涤塔中进行洗涤，洗涤液为气 液分离器分离后的液相混烃，其温度值为38～42℃、压力值为2.7～3.1MPa、 摩尔流量为120～150kgmole/h；
c、C3+烃的回收：步骤b洗涤后的液体经过液烃加压泵通入到液烃分流器中， 经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为3.0～3.4MPa、摩尔 流量为200～240kgmole/h的第一液体，将第一液体通入到脱乙烷塔中进行洗涤 脱C3+烃处理，回收C3+烃类物质，其洗涤液为温度值为-51～-47℃、压力值为3.0～ 3.4MPa、摩尔流量为110～150kgmole/h的液体；
d、步骤c在脱乙烷塔洗涤后塔顶得到温度值为-19～-15℃、压力值为2.8～ 3.2MPa、摩尔流量为330～370kgmole/h的主要为甲烷、乙烷混合气体，还包括 少量C3+烃类物质，该甲烷、乙烷混合气体经过冷箱后得到温度值为-52～-48℃、 压力值为2.7～3.1MPa、摩尔流量为330～370kgmole/h的主要为甲烷、乙烷混 合液体，该主要为甲烷、乙烷混合液体依次经过气液分离器、低温泵、低温分 流器后一部分进入步骤b的洗涤塔中构成步骤b所述的洗涤液体，另一部分进 入脱乙烷塔中构成步骤c所述的洗涤液；
e、步骤c中经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为 3.0～3.4MPa、摩尔流量为130～170kgmole/h的第二液体，第二液体经过冷箱 得到温度值为28～32℃、压力值为3.0～3.4MPa、摩尔流量为130～170kgmole/h 的洗涤液，该洗涤液进入脱乙烷塔中进行洗涤脱C3+烃处理；
f、液化天然气的取得：步骤b洗涤后得到温度值为-64～-60℃、压力值为 2.7～3.1MPa、摩尔流量为760～800kgmole/h的富甲烷气体，与脱乙烷塔顶气 经过冷箱冷却至-62～-58℃后气液分离的气相再经过气相混合器、冷箱后得到 温度值为-157～-153℃、压力值为0.04～0.06MPa、摩尔流量为760～ 800kgmole/h的液化天然气产品；
g、轻烃的取得：步骤d脱乙烷塔底的液相主要为轻烃，经再沸器加热后温 度值为95～100℃、压力值为2.7～3.1MPa的液相混烃。
本发明还提供第二种优选的回收方法，第二种有限实施方式与上述技术方 案区别之处在于增加如下技术工艺方法，所述步骤b中的洗涤液还包括由步骤d 经过气液分离器分离后得到的温度值为-51～-47℃、压力值为3.0～3.4MPa的 液相混烃。
本发明较现有技术相比，具有以下优点及有益效果：
本发明能够从原料气中得到高纯度的甲烷、乙烷液化天然气，其甲烷、乙 烷的纯度能够达到99％以上，使得甲烷、乙烷液化天然气中含有的C3+烃含量极 少，有利于更高收率的回收C3+烃。通过多次试验证明，本发明丙烷的收率大于 98.8％，C4+-烃的收率大于99.99％。并且，甲烷洗涤塔中为原料气洗涤的洗涤液 有两种，两种洗涤液通过本回收装置和回收工艺循环得到，提高了C3+烃的收率。
附图说明
图1为本发明实施例一的工艺结构示意图；
图2为本发明实施例二的工艺结构示意图。
其中，附图中的附图标记所对应的名称为：
1－冷箱，2－甲烷洗涤塔，3－液烃加压泵，4－液烃分流器，5－脱乙烷塔， 6－再沸器，7－低温分流器，8－低温泵,9－气液分离器,10－制冷系统,11－原 料气进管,12－管一,13－液化天然气出管,14－管二,15－管三,16－管四,17－ 管五,18－管六,19－管七,20－管八,21－管九,22－管十,23－管十一,24－管 十二。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明作进一步地详细说明：
实施例一
本实施例为第一种回收装置的工艺结构，如图1所示，一种提高液化天然 气及轻烃回收装置，包括原料气进管11、冷箱1、甲烷洗涤塔2、液烃分流器4、 脱乙烷塔5、再沸器6、低温分流器7、低温泵8、气液分离器9、制冷系统10 和液化天然气出管13，原料气进管11与冷箱1连通，冷箱1与甲烷洗涤塔2的 塔底通过管三15连通；甲烷洗涤塔2的底部与液烃分流器4通过管连通，液烃 分流器4通过管五17与脱乙烷塔5的上半部连通，液烃分流器4通过管四16 与冷箱1连通，脱乙烷塔5的上半部通过管八20与冷箱1连通；脱乙烷塔5的 上半部通过管七19与低温分流器7连通，图1中未示出低温分流器7，请参考 图2，低温分流器7与气液分离器9通过管连通。气液分离器9的底部与冷箱1 通过管一12连通，气液分离器9的顶部与冷箱1通过管十22连通，冷箱1与 甲烷洗涤塔2的顶部通过管十一23连通。制冷系统11通过两条管与冷箱1连 通，制冷系统11、两条管、冷箱1构成制冷循环系统。
如图1所示，脱乙烷塔5底部通过管连通设有再沸器6，有利于进一步提取 出天然气中丙烷、C4+-烃物质。
根据本发明的一个优选实施例，冷箱1中包括依次排列的第一冷凝管、第 二冷凝管、第三冷凝管、第四冷凝管、第五冷凝管、第六冷凝管、第七冷凝管； 第一冷凝管的一端管口与原料气进管12连通，另一端管口与管三15连通；第 二冷凝管的一端管口与管十一23连通，另一端管口与液化天然气出管13连通； 第三冷凝管的一端管口与管八20连通，另一端管口与管一12连通；第四冷凝 管、第六冷凝管分别与制冷系统11通过管连通；冷箱1与甲烷洗涤塔的上半部 之间还连通有管二14，第五冷凝管的一端管口与管十22连通，另一端管口与管 二14连通；脱乙烷塔5的上半部与冷箱1之间还连通有管六18，第七冷凝管的 一端管口与管六18连通，另一端管口与管四16连通。
根据本发明的一个优选实施例，在甲烷洗涤塔2与液烃分流器4之间的管 上连通设有液烃加压泵3。
根据本发明的一个优选实施例，低温分流器7与气液分离器9的管上还连 通设有低温泵8。
依照第一种回收装置工艺结构可以实现第一种回收方法，如图1所示，一 种提高液化天然气及轻烃回收方法，包含以下步骤：
a、原料气通入冷箱进行降温处理，得到温度值为-44～-40℃、压力值为 2.7～3.1MPa、摩尔流量为910～950kgmole/h的原料气；
b、原料气洗涤：将步骤a的原料气通入到洗涤塔中进行洗涤，洗涤液为气 液分离器分离后的液相混烃，其温度值为38～42℃、压力值为2.7～3.1MPa、 摩尔流量为120～150kgmole/h；
c、C3+烃的回收：步骤b洗涤后的液体经过液烃加压泵通入到液烃分流器中， 经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为3.0～3.4MPa、摩尔 流量为200～240kgmole/h的第一液体，将第一液体通入到脱乙烷塔中进行洗涤 脱C3+烃处理，回收C3+烃类物质，其洗涤液为温度值为-51～-47℃、压力值为3.0～ 3.4MPa、摩尔流量为110～150kgmole/h的液体；
d、步骤c在脱乙烷塔洗涤后塔顶得到温度值为-19～-15℃、压力值为2.8～ 3.2MPa、摩尔流量为330～370kgmole/h的主要为甲烷、乙烷混合气体，还包括 少量C3+烃类物质，该甲烷、乙烷混合气体经过冷箱后得到温度值为-52～-48℃、 压力值为2.7～3.1MPa、摩尔流量为330～370kgmole/h的主要为甲烷、乙烷混 合液体，该主要为甲烷、乙烷混合液体依次经过气液分离器、低温泵、低温分 流器后一部分进入步骤b的洗涤塔中构成步骤b所述的洗涤液体，另一部分进 入脱乙烷塔中构成步骤c所述的洗涤液；
e、步骤c中经过液烃分流器分流后得到温度值为-48～-44℃、压力值为 3.0～3.4MPa、摩尔流量为130～170kgmole/h的第二液体，第二液体经过冷箱 得到温度值为28～32℃、压力值为3.0～3.4MPa、摩尔流量为130～170kgmole/h 的洗涤液，该洗涤液进入脱乙烷塔中进行洗涤脱C3+烃处理；
f、液化天然气的取得：步骤b洗涤后得到温度值为-64～-60℃、压力值为 2.7～3.1MPa、摩尔流量为760～800kgmole/h的富甲烷气体，与脱乙烷塔顶气 经过冷箱冷却至-62～-58℃后气液分离的气相再经过气相混合器、冷箱后得到 温度值为-157～-153℃、压力值为0.04～0.06MPa、摩尔流量为760～ 800kgmole/h的液化天然气产品；
g、轻烃的取得：步骤d脱乙烷塔底的液相主要为轻烃，经再沸器加热后温 度值为95～100℃、压力值为2.7～3.1MPa的液相混烃，液相混烃经过管十二 24排出。
实施例二
本实施例的第二回收装置工艺结构与第一种回收装置工艺结构存在如下区 别，其它结构均相同：如图2所示，低温分流器7与甲烷洗涤塔2的上半部还 通过管九21连通，实施例二的回收装置相对于实施例一的回收装置除增加设置 有管九21之外，其它结构均相同，实施例二的回收装置在低温分流器7与甲烷 洗涤塔2的上半部之间连通设置有管九21，低温分流器7分流后的液相混烃会 形成甲烷洗涤塔2的洗涤液，为位于甲烷洗涤塔2中的原料气进行洗涤。
本实施例的第二回收方法与第一种回收方法存在如下区别，其它工艺方法 均相同：步骤b中的洗涤液还包括由步骤d经过气液分离器分离后得到的温度 值为-51～-47℃、压力值为3.0～3.4MPa的液相混烃，液相混烃经过管十二24 排出。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发 明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明 的保护范围之内。