本发明提供了一种丙烷预冷脱乙烷塔顶回流的重烃回收工艺,属于化工与低温技术领域。采用模块化设计,液化流程由丙烷预冷循环、脱乙烷塔顶产品回流气液分离、天然气气液分离和天然气脱重烃组成,其中,丙烷循环用于预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流,脱乙烷塔顶产品返回预冷冷箱被冷却循环利用,冷却后不再进行气液分离。天然气气液分离的液相返回预冷冷箱提供冷量,工艺增加了回流部分。本发明适用于海上液化天然气的重烃回收,且重烃产量、LPG产量较高。
1.一种丙烷预冷脱乙烷塔顶回流的重烃回收方法,分为丙烷预冷冷箱单元、脱乙烷塔顶产品回流气液分离单元、天然气气液分离单元和天然气脱重烃单元进行设计,其生产装置包括一个丙烷预冷段冷箱、两个分离器、一台天然气膨胀机、多个节流阀、一个接触塔、一个脱乙烷塔、一个脱丁烷塔及一个混合器,由海底采出的天然气首先进行预处理,去除其中的泥沙、水、酸性气体、汞、苯及杂质后进入丙烷预冷冷箱单元,经过丙烷预冷段冷箱之后膨胀,进入脱乙烷塔顶产品回流气液分离单元、天然气气液分离单元和天然气脱重烃单元,充分利用丙烷制冷剂提供的冷量,结合天然气自身膨胀降压降温实现重烃脱除,得到的产品进一步分割,得到液化石油气和凝析油,分别进入储罐储存,其特征是按以下步骤:1在丙烷预冷冷箱单元中,采用三级制冷,丙烷依次经过高压分离器、中压分离器和低压分离器,分离出的气相分别经过丙烷压缩机、水冷、节流后循环使用,液相作为冷源进入预冷冷箱预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流,三级预冷进入冷箱的丙烷温度分别为4.7°C、-15°C、-36°C;2在脱乙烷塔顶产品回流气液分离单元中,脱乙烷塔顶气相产品经过预冷冷箱冷却后进入气液分离器,分离出口气相与接触塔顶气相产品混合进入双氮膨胀制冷液化单元,分离器出口液相与天然气预冷后分离液相混合作为接触塔塔顶进料;3在天然气气液分离单元中,经过预冷的天然气进入气液分离器,分离出的液相经过节流后返回预冷冷箱提供冷量,气相经膨胀机膨胀后进入脱乙烷塔底部;4在天然气脱重烃单元中,从膨胀机出来的天然气膨胀到4.5MPa后进入重烃分离单元,在重烃分离单元中,利用一个脱乙烷塔和一个脱丁烷塔实现天然气重烃的脱除,脱乙烷塔顶产品回流至预冷冷箱冷却,脱丁烷塔顶产品为LPG回流至预冷冷箱冷却。技术领域:本发明涉及FPSO上一种高压天然气中重烃回收的方法,特别是,采用脱乙烷塔塔顶气相回流的设计,结合丙烷预冷、天然气自身膨胀工艺脱除高压天然气中的重组分。采用此种回收工艺,既提高丙烷回收率,又避免产生过多的燃料气,造成浪费。同时,该工艺设备简单,具有较高的经济性,非常适用于FPSO高压天然气中重烃的脱除。背景技术:我国已探明近海天然气资源丰富,并且深海气田、边际气田和低品位天然气资源的处理相当可观。针对此类气源的开采,采用传统的海洋平台和海底关系等方式则会受到成本和技术的限制,因此采用LNG浮式生产储卸装置(LNG-FPSO),既可以灵活配置,又能满足天然气开采的需要。LNG-FPSO具有便于迁移、可重复使用、生产效率高等优点,这对促进我国海域尤其是深海气田、小型气田开发,充分利用油气资源具有重要意义。液化工艺是LNG-FPSO的核心技术之一,要满足安全、流程简单、适应性强、开停车迅速及自动化程度高等特点。作为液化工艺中的重要环节,重烃回收工艺同样需要满足以下要求:(1)脱重烃后的天然气进入液化单元之前其中C6+组分含量满足液化工艺要求;(2)工艺运行稳定,波动性小;(3)对不同气源的适应性强;(4)尽量多的回收重烃,以提高装置的经济性;(5)工艺简单,设备尽量少,占地面积小;(6)安全可靠。在天然气液化前,必须要脱除重烃,否则,可能在液化过程中冻结而堵塞设备。陆上液化厂一般在预处理工艺中采用蒸馏法脱除重烃,采用脱乙烷塔和液化气塔来生产液化石油气,剩余少量的重烃在低温区分离去除。而陆上工艺流程复杂、占地面积大而且不易安装,在海上的适用性较差。因此,现有用于陆上的重烃回收工艺一般不能直接用于LNG-FPSO中,需要研究一种适用于海洋环境的新工艺。发明内容:本发明的目的旨在提出一种适用于海洋环境的、简单的、具有高丙烷回收率的丙烷预冷脱乙烷塔顶回流的重烃回收方法。本发明为实现其目的的总体思路是:利用丙烷预冷单元的冷量和天然气自身膨胀降压降温脱除高压天然气中的重烃,为了提高丙烷回收率、减少燃料气的产量,增加脱乙烷塔顶气相回流至接触塔的工艺,利用HYSYS对工艺进行模拟和参数优化,使其达到很好的分离效果。本发明的目的通过以下技术方案来实现:用来实现技术方案的生产装置包括一个丙烷预冷段冷箱、两个分离器、一台天然气膨胀机、多个节流阀、一个接触塔、一个脱乙烷塔、一个脱丁烷塔及一个混合器。由海底采出的天然气首先进行预处理,去除其中的泥沙、水、酸性气体、汞、苯及杂质后进入丙烷预冷冷箱单元,经过丙烷预冷段冷箱之后膨胀,进入脱乙烷塔顶产品回流气液分离单元、天然气气液分离单元和天然气脱重烃单元,充分利用丙烷制冷剂提供的冷量,结合天然气自身膨胀降压降温实现重烃脱除,得到的产品进一步分割,得到液化石油气和凝析油,分别进入储罐储存,脱除重烃后的天然气进入液化单元。在丙烷预冷冷箱单元中,采用三级制冷的方式,丙烷依次经过高压分离器、中压分离器和低压分离器,分离出的气相分别经过丙烷压缩机、水冷、节流后循环使用,液相作为冷源进入预冷冷箱预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流。丙烷首先通过压缩机增压至1.36MPa,经节流至压力为0.55MPa与一级复热后的丙烷共同进入分离器,分离后的气相进入三级压缩机入口,液相分成两部分,一部分液相进入冷箱用于冷却天然气和氮气,另一部分节流至压力为0.29MPa进入第二级分离器进行分离,分离的气相进入二级压缩机压缩,分离出的液相分为两部分,一部分进入冷箱用于冷却天然气和氮气,另一部分节流至压力为0.13MPa进入第三级分离器进行分离,分离的气相进入一级压缩机压缩,分离的液相进入冷箱用于冷却天然气和氮气。用氮气制冷剂来预冷天然气和后续液化单元,并同时为脱乙烷塔顶产品LPG提供冷量。脱酸脱水的天然气36°C、7.14MPa,经丙烷预冷至温度为-32°C、压力为7.09MPa,进入气液两相分离器,分离器出口气相进入天然气膨胀机膨胀至温度为-55.35°C、压力为4.5MPa,作为接触塔进料;分离器出口液相节流至温度为-40.14°C、压力为4.7MPa,返回丙烷预冷冷箱供冷后温度升至31°C、压力4.65MPa,作为接触塔进料。为保证后续液化单元对天然气压力的需要,尽可能降低液化能耗,天然气膨胀后的压力不能过低,但同时要满足重烃回收的需要,此处经优化后选定为4.5MPa。在脱乙烷塔顶产品回流气液分离单元中,脱乙烷塔顶气相产品经过预冷冷箱冷却后进入气液分离器,分离出口气相与接触塔顶气相产品混合进入双氮膨胀制冷液化单元,分离器出口液相与天然气预冷后分离液相混合作为接触塔塔顶进料。接触塔顶出口-49.7°C、4.4MPa的天然气进入后续液化单元,塔底-55.53°C、4.45MPa的液相节流至压力为2.95MPa进入脱乙烷塔顶部。脱乙烷塔顶出口的-22.67°C、2.85MPa的气体压缩至温度为8.2°C、压力为4.45MPa,再返回至丙烷预冷冷箱冷却至温度为-32°C、压力为4.42MPa,进行气液分离,分离出的液相与来自天然气分离器的液相混合作为接触塔进料,分离出的气相与接触塔顶气相天然气混合,进入接触塔;塔底110°C、2.9MPa的液相节流至压力为0.65MPa后进入脱丁烷塔顶。脱丁烷塔顶部液相产品为11.13°C、0.55MPa的LPG,经丙烷冷却至温度为-32°C后节流至压力为0.12MPa进入储罐储存;塔底液相产品为120°C、0.6MPa的凝析油,该产品冷却节流至常压后在-32°C、0.12MPa条件下进入储罐储存。在天然气气液分离单元中,经过预冷的天然气进入气液分离器,分离出的液相经过节流后返回预冷冷箱提供冷量,气相经膨胀机膨胀后进入脱乙烷塔底部。在天然气脱重烃单元中,从膨胀机出来的天然气膨胀到4.5MPa,-55.35°C后进入重烃分离单元,在重烃分离单元中,利用一个脱乙烷塔和一个脱丁烷塔实现天然气重烃的脱除,脱乙烷塔顶产品回流至预冷冷箱冷却,脱丁烷塔顶产品为LPG回流至预冷冷箱冷却。此重烃回收工艺结构较陆上简单,同时得到的LPG和凝析油产品中的轻组分含量都得到很好的控制,均为合格产品。充分利用了高压天然气的压能,脱重烃后的天然气满足液化工艺的需要。利用HYSYS流程模拟软件对工艺进行了模拟、参数优化及敏感性分析,提高了丙烷回收率,验证了工艺的稳定性。本工艺的处理量达到276万吨/年,LPG产品为11.49万吨/年,凝析油产量为7.34万吨/年。为保证装置在晃动条件下安全可靠的运行,对设备的选型及安装提出了以下要求:流程中天然气处理量较大,膨胀机推荐选用透平膨胀机,尺寸小、工作稳定,对海上工况的适应性较好;丙烷预冷冷箱采用板翅式换热器,结构紧凑、性能稳定,是目前液化天然气厂普遍使用的一种换热器。分离器应尽量安装在船体的中轴线上,塔器应尽量控制塔高,以减少船体晃动对分离效果的影响。本发明的有益效果是:采用丙烷预冷与天然气膨胀相结合的重烃回收工艺,将脱乙烷塔顶气相回流至接触塔,大幅度增加丙烷回收率,提高工艺的经济性。充分利用丙烷预冷单元的冷量,并利用高压天然气自身的压能,回收高压天然气中的重组分。采用单元化设计,设备紧凑,便于安装。流程阀件少、设备简单,采用单一制冷剂,减少了很多辅助设备的启动时间,无需进行制冷剂配比等操作,控制结构简单,开停车迅速。丙烷预冷循环可以有效地利用丙烷汽化潜热,降低流程的能耗。较好的解决了现有重烃回收工艺设备复杂的缺陷,适用于海洋生产环境。该回收工艺对天然气的组成、温度、压力等条件不敏感,产品均符合要求。附图说明:图1是本发明的液化工艺流程图。图2是液化工艺的预冷冷箱单元示意图。图3是脱乙烷塔顶产品回流后气液分离示意图。图4是天然气气液分离单元示意图。图5是液化工艺的重烃分离单元示意图。图中,1-预冷段冷箱,2-接触塔,3-脱乙烷塔,4-脱丁烷塔,5-稳定塔,6-第一节流阀,7-气液分离器,8-天然气膨胀机,10-第二节流阀,11-第一分流器,12-压缩机,13-第三节流阀,14-第一水冷器,15-第四节流阀,16-第五节流阀,17-LPG储罐,18-泵,19-第二水冷器,20-第一混合器,21-第三水冷器,22-NGL储罐,26-第一循环器,27-第一段管道,28-第二段管道,29-第三段管道,30-高压分离器,31-第二分流器,32-第四段管道,33-第二循环器,34-第六节流阀,35-中压分离器,36-第三分流器,37-第五段管道,38-第三循环器,39-第七节流阀,40-低压分离器,41-第六段管道,42-第四循环器,43-第五循环器,44-丙烷压缩机I,45-第六循环器,46-第二混合器,47-丙烷压缩机II,48-第七循环器,49-第三混合器,50-丙烷压缩机III,51-第四水冷器,52-第八循环器,53-丙烷节流阀,61~62-脱乙烷塔顶产品回流物流,63~64-LPG物流,65~66-氮气物流,67~68-天然气物流,69~70-回流物流,71~76-丙烷物流,77~82-天然气物流。具体实施方式:下面结合附图和实施例对本发明做进一步描述。如图1所示,假定预处理后的天然气压力为7.14MPa,温度为36.0°C,该流程由丙烷预冷循环和天然气脱重烃工艺组成。在丙烷预冷冷箱单元中,采用三级预冷。丙烷先经过高压分离器30分离为气液两相,气相与经过丙烷压缩机II47压缩的气体混合后流入丙烷压缩机III50内,压缩至温度为52.2°C、压力为1.36MPa后经过第四水冷器51冷却到31°C,丙烷全部被液化,再经过丙烷节流阀53降压至0.55MPa,温度降至5°C,与从冷箱复热后的丙烷混合,再流入高压分离器30内。从高压分离器30分离出的液相温度为4.7°C,该液相一部分流入预冷段冷箱1进行第一级预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流,从而完成第一级丙烷预冷。高压分离器30分离出的另一部分液相经过第六节流阀34降压至0.29MPa,降温至-15°C,与经过第二级预冷后的流体混合后,流入中压分离器35进行气液分离,分离出的气相与经过丙烷压缩机I44压缩的气体混合后流入丙烷压缩机II47进行压缩,此时液相温度为-15°C,该液相一部分流入预冷段冷箱1进行第二级预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流,完成第二级丙烷预冷。中压分离器35分离出的另一部分液相则经过第七节流阀39降压至0.13MPa,降温至-36°C,与经过第三级预冷后的流体混合,再流入低压分离器40进行气液分离,分离出的气相进入丙烷压缩机I44压缩至压力为0.29MPa,液相流入预冷段冷箱1进行第三级预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流,从而实现第三级预冷。在天然气脱重烃单元中,天然气经过脱酸、脱杂质等预处理过程后经预冷段冷箱1被丙烷预冷至温度为-32°C,然后进入气液分离器7进行气液分离,分离出的气相经天然气膨胀机8膨胀至压力为4.5MPa后,进入接触塔2底部;分离出的液相节流后作为冷源回流至预冷段冷箱1预冷天然气、LPG和氮气制冷剂,之后进入接触塔2的顶部。接触塔2塔顶的气相产品进入天然气液化单元,接触塔2塔底液相经第二节流阀10节流后作为脱乙烷塔3的进料,脱乙烷塔3塔顶气相产品经过压缩机12压缩至温度为8.2°C、压力为4.45MPa,回流到预冷段冷箱1冷却至温度为-32°C,作为接触塔2塔顶的进料。脱乙烷塔3塔底液相经第三节流阀13节流后作为脱丁烷塔4的进料。脱丁烷塔4的塔顶产品即为LPG,回流到预冷段冷箱1冷却、节流后流入LPG储罐17,脱丁烷塔4塔底产品为凝析油。图2为液化工艺的预冷冷箱单元示意图,其中脱乙烷塔顶产品回流物流61~62作为热源在换热冷箱中被预冷的过程,LPG物流63~64为LPG作为热源在换热冷箱中被冷却的过程,氮气物流65~66为氮气在换热冷箱中被冷却的过程,天然气物流67~68为天然气在换热冷箱中被预冷的过程,回流物流69~70为回流物流作为冷源在换热冷箱中预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流的过程,丙烷物流71~76为丙烷制冷剂节流后作为冷源在换热冷箱中预冷天然气、LPG、氮气制冷剂和脱乙烷塔顶产品回流物流的过程。该预冷冷箱单元由换热冷箱1和16节流阀组成。图3是脱乙烷塔顶产品回流后气液分离示意图,脱乙烷塔顶产品回流物流62是经过预冷冷箱冷却后的脱乙烷塔顶产品回流物流,天然气物流77是脱乙烷塔顶产品回流物流经过气液分离后的液相物流,天然气物流78和天然气物流79是脱乙烷塔顶产品回流物流经过气液分离后的气相物流,天然气物流78进入第二条线,天然气物流79去双氮膨胀制冷液化单元。此脱乙烷塔顶产品回流后气液分离单元由第二个气液分离器和另一个分流器组成。图4为液化工艺的气液分离单元示意图,天然气物流68是来自预冷段冷箱1的天然气,回流物流69作为冷源回流至预冷段冷箱1,天然气物流80去接触塔塔底。此液化工艺的气液分离单元由气液分离器7、天然气膨胀机8和第一节流阀6组成。图5为液化工艺的重烃分离单元示意图,天然气物流80是来自气液分离单元的天然气,回流物流70是为预冷段冷箱1提供冷量的回流物流,天然气物流77是经过气液分离后的脱乙烷塔顶产品回流物流,天然气物流81去液化段冷箱单元,脱乙烷塔顶产品回流物流61是脱乙烷塔顶气相产品去预冷段冷箱1被冷却,LPG物流63是LPG产品,去预冷段冷箱1冷却、节流后去LPG储罐,天然气物流82是凝析油,经过水冷、节流后去NGL储罐。此液化工艺的重烃分离单元由带重沸器的脱乙烷塔3、脱丁烷塔4、接触塔2、压缩机12、第二节流阀10和第三节流阀13组成。