CN109320393B - 一种油田伴生气乙烷回收方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种油田伴生气乙烷回收方法，所述方法原料气经换热降温在低温分离器预冷分离出气相与液相，利用低温分离器部分气相过冷作为脱甲烷塔塔顶进料，采用低温分离器部分液相烃与少量低温分离器气相混合过冷作为脱甲烷塔中上部进料，降低塔顶温度，提高乙烷回收率，抑制二氧化碳固体形成，流程中预冷及过冷换热器采用多股的高效板翅式换热器，采用膨胀机制冷与冷剂制冷相结的制冷工艺，形成了一种油田伴生气乙烷回收方法。所述方法提高了乙烷回收率，有效抑制了二氧化碳固体的形成，适合于外输压力较低(小于2.0MPa)的油田伴生气乙烷回收装置。
Description
技术领域
本发明涉及天然气处理工艺技术领域，尤其涉及一种油田伴生气乙烷回收方法。
背景技术
各大油田产出的油田伴生气气质富，含有较多的乙烷、丙烷、丁烷等凝液组分，通过回收乙烷及以上重组分，可提高油气资源的综合利用率，促进我国乙烯原料的轻质化和优质化，实现油气开发上下游全产业链效益的最大化。
目前，我国油田伴生气乙烷回收主要以液相过冷工艺流程为主，制冷工艺采用膨胀机制冷与丙烷制冷相结合的制冷工艺，处理规模小(大多数200×104m3/d)，天然气外输压力低(小于2.0MPa)，存在的主要问题是乙烷回收流程单一，乙烷回收率低(低于85％)，原料气中二氧化碳含量较高(部分油田伴生气含量大于2％)，控制二氧化碳固体形成困难，系统能耗高等。
现有典型乙烷回收流程图如图3所示，其流程是增压脱水后原料气进入膨胀机组的增压端(K31)增压，而后进入空冷器(A31)换热降温，再进入原料气分离器(V31)内进行分离，其分离出的液相降压降温后进入脱甲烷塔(T31)底部；其分离出的气相经原料气预冷换热器(E31)换热降温后进入低温分离器(V32)，低温分离器(V32)分离出的气相全部流经膨胀机组的膨胀端(K32)降压降温后送入脱甲烷塔(T31)的中上部。低温分离器(V32)分离出的液相分为两路：一路液相先经过冷换热器(E32)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T31)的顶部；另一路液相经降压降温后进入脱甲烷塔(T31)下部。
其流程特征在于利用低温分离器(V32)部分液相过冷为脱甲烷塔顶提供回流，通过提高低温分离器(V32)部分液相过冷量，可提高乙烷回收率，但塔顶过冷液相组成较富，乙烷回收率在85％左右，此流程提高乙烷回收率会造成乙烷回收装置系统能耗大幅上升。
为了克服上述液相过冷乙烷回收流程(图3)的不足，针对原料气压力低(小于0.5MPa)、外输气压力低(小于2.0MPa)、处理规模小(大多数200×104m3/d)的油田伴生气，本发明开发了一种油田伴生气乙烷回收方法，回收油田伴生气中乙烷及乙烷以上的凝液，提高了乙烷回收率(回收率大于90％)，有效提升了油田开发的经济及社会效益。
发明内容
本发明将气相过冷与气液混合相过冷相结合，提出一种油田伴生气乙烷回收方法，该方法有效将乙烷回收率提高至90％以上，同时抑制了二氧化碳固体形成，其乙烷回收装置经济效益得到了有效提升。
本发明提出的一种油田伴生气乙烷回收方法，原料气增压脱水后进入膨胀机组的增压端增压，而后进入空冷器换热降温，再进入原料气分离器内进行分离，分离出的气相经原料气预冷换热器换热降温后进入低温分离器，分离出的液相经进入污水处理单元。低温分离器分离出的气相分两路：第一路气相中90％～95％的气相经过冷换热器换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔顶部；第二路气相经膨胀机组的膨胀端降压降温后进入脱甲烷塔中上部。低温分离器分离出的液相分两路：第一路液相中掺入低温分离器分离出第一路气相中5％～10％的气相，经过冷换热器换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔中上部；第二路液相经降压降温后进入脱甲烷塔中下部。脱甲烷塔顶部出来的气相依次经过冷换热器和原料气预冷换热器换热升温后外输。
进一步的技术方案是，所述低温分离器的气相分为两路：第一路气相中的90％～95％经过冷换热器换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔顶部；第二路气相经膨胀机膨胀段降压降温后进入脱甲烷塔中上部。
进一步的技术方案是，所述低温分离器分离出的第一路气相流量占低温分离器V12分离出气相流量的15％～35％。
进一步的技术方案是，所述低温分离器分离出的液相分为两路：第一路液相掺入低温分离器分离出第一路气相中的5％～10％，再经过冷换热器换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔中上部，采用混合相过冷，经降压后可获得更大的温降，提高了乙烷回收率；第二路液相经降压降温后进入脱甲烷塔下部。
进一步的技术方案是，所述低温分离器分离出的第一路液相的流量占低温分离器V12分离出液相流量的60％～95％，具体加入量与原料气中CO2含量及乙烷回收率相关，可通过流程模拟计算得出。
进一步的技术方案是，所述原料气预冷换热器、过冷换热器均采用多股板翅式换热器，将一股热流与四股冷流，两股热流与一股冷流分别集成于原料气预冷换热器、过冷换热器中。
进一步的技术方案是，所述原料气预冷换热器中的一股热流为原料气，四股冷流为：一股脱甲烷塔顶气相出料、两股脱甲烷塔侧线抽出、一股外加冷剂。过冷换热器中的两股热流为：一股低温分离器部分气相、一股低温分离器少量气相与部分液相的混合相；一股冷流为脱甲烷塔顶气相出料。
脱甲烷塔底部分馏出来的液烃为含乙烷及乙烷以上重组分的凝液，根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。如乙烷产品中二氧化碳含量超标，需设置脱碳装置。
本发明原料气工况条件：原料气为油田伴生气，天然气外输压力低(小于2.0MPa)。本发明采用膨胀机组前增压制冷为主冷源，冷剂制冷为辅助冷源，对具体乙烷回收工程，可根据原料气压力及组成、原料气中二氧化碳含量、乙烷回收率目标值来选取不同的冷剂制冷。
本发明的有益效果在于：
本发明是一种油田伴生气乙烷回收方法，与现有技术相比，本发明充分利用气相过冷、气液混合相过冷降低了塔顶温度，乙烷回收率可达90％以上；充分利用低温分离器出来的液相中丙烷及以上重组分作为二氧化碳固体形成抑制剂，提高了脱甲烷塔上部二氧化碳冻堵裕量；充分利用原料气热源，设置多个侧重沸器，采用高效的多股板翅式换热器，提高冷热利用率，降低了乙烷回收装置系统能耗；采用膨胀机前增压制冷工艺，简化了乙烷回收流程。
附图说明
图1是本发明的技术方案一工艺流程图；
图1中所示：K11-膨胀机组增压端、A11-空冷器、V11-原料气分离器、E11-原料气预冷换热器、V12-低温分离器、E12-过冷换热器、K12-膨胀机组膨胀端、T11-脱甲烷塔、E13-脱甲烷塔底重沸器
图2是本发明的技术方案二工艺流程图；
图2中所示：K21-膨胀机组增压端、A21-空冷器、V21-原料气分离器、E21-原料气预冷换热器I、V22-低温分离器I、E22-原料气预冷换热器II、E23-过冷换热器、V23-低温分离器II、K22-膨胀机组膨胀端、T21-脱甲烷塔
图3是现有典型液相过冷乙烷回收工艺流程图；
图3中所示：E31-原料气预冷换热器、E32-过冷换热器、V31-低温分离器、K31-膨胀机组增压端、K32-膨胀机组压缩端、A31-空冷器、T31-脱甲烷塔
图4是本发明实例1的工艺流程图。
图4中所示：K41-膨胀机组增压端、A41-空冷器、V41-原料气分离器、E41-原料气预冷换热器、V42-低温分离器、E42-过冷换热器、K42-膨胀机组膨胀端、T41-脱甲烷塔、E43-脱乙烷塔进料换热器、P41-脱甲烷塔底泵、T42-脱乙烷塔、E44-冷却器、V43-脱乙烷塔回流罐、P42-脱乙烷塔回流泵、E45-脱乙烷塔底重沸器。
图5是本发明实例2的工艺流程图。
图5中所示：K51-膨胀机组增压端、A51-空冷器、V51-原料气分离器、E51-原料气预冷换热器、V52-低温分离器I、E52-过冷换热器、V53-低温分离器II、E54-脱乙烷塔进料换热器、K52-膨胀机组膨胀端、T51-脱甲烷塔、P51-脱甲烷塔底泵、E55-冷却器、T52-脱乙烷塔、V54-脱乙烷塔回流罐、P52-脱乙烷塔回流泵、E56-脱乙烷塔底重沸器。
具体实施方式
下面结合附图对本发明作进一步说明：
本发明提出的一种油田伴生气乙烷回收方法，其技术方案如图1所示。其特征在于原料气增压脱水后进入膨胀机组的增压端(K11)增压，而后进入空冷器(A11)换热降温，再进入原料气分离器(V11)内进行分离，分离出的气相经原料气预冷换热器(E11)换热降温后进入低温分离器(V12)，分离出的液相经进入污水处理单元。低温分离器(V12)分离出的气相分两路：第一路气相中90％～95％的气相经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)顶部；第二路气相经膨胀机组(K12)的膨胀端降压降温后进入脱甲烷塔(T11)中上部。低温分离器(V12)分离出的液相分两路：第一路液相中掺入低温分离器(V12)分离出第一路气相中5％～10％的气相，经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)中上部；第二路液相经降压降温后进入脱甲烷塔(T11)中下部。脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相依次经过冷换热器(E12)和原料气预冷换热器(E11)换热升温后外输。
进一步的技术方案是，所述低温分离器(V12)的气相分为两路：第一路气相中的90％～95％经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)顶部；第二路气相经膨胀机(K12)膨胀段降压降温后进入脱甲烷塔(T11)中上部。
进一步的技术方案是，所述低温分离器(V12)分离出的第一路气相流量占低温分离器V12分离出气相流量的10％～30％。
进一步的技术方案是，所述低温分离器(V12)分离出的液相分为两路：第一路液相掺入低温分离器(V12)分离出第一路气相中的5％～10％，再经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)中上部，采用混合相过冷，经降压后可获得更大的温降，提高了乙烷回收率；第二路液相经降压降温后进入脱甲烷塔(T11)下部。
进一步的技术方案是，所述低温分离器(V12)分离出的第一路液相的流量占低温分离器V12分离出液相流量的60％～95％，具体加入量与原料气中CO2含量及乙烷回收率相关，可通过流程模拟计算得出。
进一步的技术方案是，所述原料气预冷换热器(E11)、过冷换热器(E12)均采用多股板翅式换热器，将一股热流与四股冷流，两股热流与一股冷流分别集成于原料气预冷换热器(E11)、过冷换热器(E12)中。
进一步的技术方案是，所述原料气预冷换热器(E11)中的一股热流为原料气，四股冷流为：一股脱甲烷塔顶气相出料、两股脱甲烷塔侧线抽出、一股外加冷剂。过冷换热器(E12)中的两股热流为：一股低温分离器部分气相、一股低温分离器少量气相与部分液相的混合相；一股冷流为脱甲烷塔顶气相出料。
脱甲烷塔底部分馏出来的液烃为含乙烷及乙烷以上重组分的凝液，根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。如乙烷产品中二氧化碳含量超标，需设置脱碳装置。
本发明原料气工况条件：原料气为油田伴生气，天然气外输压力低(小于2.0MPa)。本发明采用膨胀机组前增压制冷为主冷源，冷剂制冷为辅助冷源，对具体乙烷回收工程，可根据原料气压力及组成、原料气中二氧化碳含量、乙烷回收率目标值来选取不同的冷剂制冷。
实施例一
本发明的实施例1如附图4所示，原料气气质组成及计算基础数据如下：
原料气处理规模：60×104m3/d
原料气压力：0.3MPa
进站温度：30℃
干气外输压力：≤2MPa
乙烷产品外输压力：≥2MPa
压缩机绝热效率：75％(包括外输压缩机、制冷压缩机、膨胀机组增压端)
膨胀机组膨胀端等熵效率：85％
原料气组成见表1。
表1原料气组成
| 组分 | N<sub>2</sub> | CO<sub>2</sub> | C<sub>1</sub> | C<sub>2</sub> | C<sub>3</sub> | iC<sub>4</sub> |
| mol％ | 0.1479 | 1.0 | 80.9669 | 9.1491 | 4.2788 | 0.769 |
| 组分 | nC<sub>4</sub> | iC<sub>5</sub> | nC<sub>5</sub> | C<sub>6</sub> | C<sub>7</sub> | H<sub>2</sub>O |
| mol％ | 1.3408 | 0.0296 | 0.4141 | 0.3746 | 0.1193 | 1.4099 |
一种油田伴生气乙烷回收实例一，其工艺流程如图4所示，原料气增压至4.5MPa，经空冷水冷降温至40℃，进入分子筛脱水装置后进入膨胀机组K41的增压端增压后气相(5.4MPa、56.3℃)，再经水冷降温后进入原料气分离器V41(5.34MPa、40℃)，原料气分离器V41分离出的液相进入脱甲烷塔T41底部；原料气分离器V41分离出的气相经原料气预冷换热器E41换热降温后进入低温分离器V42，低温分离器V42(5.28MPa、-41℃)分离出的气相分两路：第一路气相中的89％(其流量占低温分离器V42分离出气相流量的32.5％)经过冷换热器E42换热降温过冷后降压(1.9MPa、-105℃)进入脱甲烷塔T41顶部，低温分离器V42分离出的第二路气相经膨胀机组K42的膨胀端降压降温后(1.9MPa、-81.1℃)进入脱甲烷塔T41中上部。
低温分离器V42分离出的液相分两路，一路液相(其流量占低温分离器V42分离出液相流量的90％)中掺入低温分离器V42分离出第一路气相中的11％经冷换热器E42降温过冷后降压(1.9MPa、-91.2℃)进入脱甲烷塔T41上部；另一路液相经降压降温后(1.95MPa、-63.21℃)进入脱甲烷塔T41中下部。
脱甲烷塔T41顶部出来的气相依次经过冷换热器E42和原料气预冷换热器E41换热升温后(1.76MPa、32.8℃)后进入外输天然气管线外输，其外输气的流量为49.73×104m3/d。
从脱甲烷塔T41中下部抽出不同温位(-78℃、-54.9℃)的两股低温液相分别与过冷换热器E42、原料气预冷器E41换热升温后流入脱甲烷塔T41，作为侧重沸器热源；底部抽出一股低温位(-6.0℃)液相与原料气预冷器E41换热为重沸器提供热源，丙烷制冷系统分别为原料气预冷器E41提供-37℃(冷量为463.7kW)、脱乙烷塔顶冷却器E44提供-15℃的温位(冷量为335.4kW)，其丙烷制冷系统的轴功率为356.8kW。
脱甲烷塔T41底部分馏出来的液烃(1.9MPa、7.3℃)经脱甲烷塔塔底回流泵P41泵增压至2.6MPa后，经脱乙烷塔进料换热器E43与质量流量为9043.1kg/h高压液态丙烷(1.78MPa、50℃)换热升温至30℃进入脱乙烷塔中部，脱乙烷塔T42塔顶分馏出来的气相(2.4MPa、-2.9℃)分为两路：第一路气相(其流量占塔顶气相总流量的46％)经脱乙烷塔进料换热器E43换热升温至30℃后进入脱碳装置，经脱碳装置后乙烷产品量为2814.3kg/h，第二路经冷却器E44降温至-10℃后进入脱乙烷塔回流罐V43，其回流罐分离出来的液相(2.38MPa、-10℃)经脱乙烷塔回流泵P42升压后回流进入脱乙烷塔T42顶部。
脱乙烷塔T42底部分馏出来的液(2.45MPa、90℃)为含丙烷及丙烷以上重组分的凝液(其乙烷的摩尔含量为1％)，其凝液的产量为4052.5kg/h。根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。其中脱甲烷塔T41的CO2最小冻堵裕量是5.01℃，乙烷回收装置的乙烷回收率为94.89％。
本实例模拟结果表明：在相同工况条件下，本实例与现有液相过冷乙烷回收流程图(图3)相比，乙烷回收率提高了9.39％，乙烷产品量增加了6.81t/d，其系统压缩功(原料气压缩功与丙烷制冷压缩功之和)仅增加了7kW，乙烷回收率大幅提高，有效提升装置经济效益。
上述实例一中仅将原料气中二氧化碳含量变为1.5％，在相同工况条件下，将脱甲烷塔T41的CO2最小冻堵裕量控制在5℃的情况下，模拟结果显示:乙烷回收率为93％，随着原料气中二氧化碳含量升高乙烷回收率仅下降1.89％，表明本发明对原料气中二氧化碳含量有很好的适应性。
实施例二
本发明的实施例2如附图5所示，原料气气质组成及计算基础数据如下：
原料气处理规模：60×104m3/d
原料气压力：0.3MPa
进站温度：30℃
干气外输压力：≤2MPa
乙烷产品外输压力：≥2MPa
压缩机绝热效率：75％(包括外输压缩机、制冷压缩机、膨胀机组增压端)
膨胀机组膨胀端等熵效率：85％
原料气组成见表2。
表2原料气组成
| 组分 | N<sub>2</sub> | CO<sub>2</sub> | C<sub>1</sub> | C<sub>2</sub> | C<sub>3</sub> | iC<sub>4</sub> |
| mol％ | 0.1479 | 1.0 | 80.9669 | 9.1491 | 4.2788 | 0.769 |
| 组分 | nC<sub>4</sub> | iC<sub>5</sub> | nC<sub>5</sub> | C<sub>6</sub> | C<sub>7</sub> | H<sub>2</sub>O |
| mol％ | 1.3408 | 0.0296 | 0.4141 | 0.3746 | 0.1193 | 1.4099 |
一种油田伴生气乙烷回收实例二，其工艺流程如图5所示，原料气增压至4.5MPa，经空冷水冷降温至40℃，再进入分子筛脱水装置脱水后进入膨胀机组K51的增压端增压后气相(5.4MPa、56.8℃)，再经水冷降温后进入原料气分离器V51(5.37MPa、40℃)，原料气分离器V51分离出的气相经原料气预冷换热器E51换热降温后进入低温分离器V52，原料气分离器V51分离出的液相进入污水处理系统。低温分离器V52分离出的液相(5.34MPa、-1℃)经降压降温后进入脱甲烷塔T51中下部。
低温分离器V52(5.34MPa、-1℃)分离出的气相经过原料气预冷换热器E52换热降温后进入低温分离器V53，低温分离器V53(5.31MPa、-41℃)分离出的气相分两路：第一路气相中89.2％的气相(其流量占低温分离器V53分离出气相流量的32.2％)分经过冷换热器E52换热降温后调压过冷(1.9MPa、-105℃)进入脱甲烷塔T51顶部，低温分离器V53分离出的第二路气相(其流量占低温分离器V52分离出气相流量的67.5％)经膨胀机组K52的膨胀端降压降温后(1.9MPa、-80.4℃)进入脱甲烷塔T51中上部。
低温分离器V53分离出的液相分两路：第一路液相(其流量占低温分离器V53分离出液相流量的94％)掺入低温分离器V53分离出第一路气相中的10.8％与低温分离器V53少量气相混合经冷换热器E53降温过冷后降压(1.9MPa、
-92.3℃)进入脱甲烷塔T51上部；第二路液相(其流量占低温分离器V53分离出液相流量的6％)经降压降温后(1.95MPa、-64.99℃)进入脱甲烷塔T51中下部。
脱甲烷塔T51顶部出来的气相依次经过冷换热器E53、原料气预冷换热器E52、原料气预冷换热器E51换热升温后(1.76MPa、36℃)后进入外输天然气管线外输，其外输气的流量为49.79×104m3/d。
从脱甲烷塔T51中下部抽出不同温位(-73.5℃、-47.8℃)的两股低温液相分别与过冷冷换热器E53、原料气预冷器E52换热升温后流入脱甲烷塔T51，作为侧重沸器热源；底部抽出一股低温位(-4.8℃)液相与原料气预冷器E51换热为重沸器提供热源，丙烷制冷系统分别为原料气预冷器E52提供-37℃(冷量为422.5kW)、脱乙烷塔顶冷却器E55提供-15℃的温位(冷量为331.1kW)，其丙烷制冷系统的轴功率为333.9kW。
脱甲烷塔T51底部分馏出来的液烃(1.9MPa、7.6℃)经脱甲烷塔塔底回流泵P51泵增压至2.6MPa后，经脱乙烷塔进料换热器E54与质量流量为8525.1kg/h高压液态丙烷(1.78MPa、50℃)换热升温至30℃进入脱乙烷塔中部，脱乙烷塔T52分馏出来的气相(2.4MPa、-2.9℃)分为两路：第一路气相(其流量占塔顶气相总流量的46％)经脱乙烷塔进料换热器E43换热升温至30℃后进入脱碳装置，经脱碳装置后乙烷产品量为2788.6kg/h，第二路气相经冷却器E55降温至-10℃后进入脱乙烷塔回流罐V54，其回流罐分离出来的液(2.38MPa、-10℃)经脱乙烷塔回流泵P52升压后回流进入脱乙烷塔T52顶部。
脱乙烷塔T52底部分馏出来的液相(2.45MPa、90℃)为含丙烷及丙烷以上重组分的凝液(其乙烷的摩尔含量为1％)，其凝液的产量为4057.6kg/h。根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。其中脱甲烷塔T51的CO2最小冻堵裕量是5.01℃，乙烷回收装置的乙烷回收率为94.2％。
本实例模拟结果表明：在相同工况条件下，本实例与现有液相过冷乙烷回收流程图(图3)相比，乙烷回收率提高了8.71％，乙烷产品量增加了5.68t/d，其系统压缩功(原料气压缩功与丙烷制冷压缩功之和)降低了16kW，乙烷回收率大幅提高，有效提升装置经济效益。
当原料气较富且二氧化碳含量较少(二氧化碳摩尔含量小于等于1％)时，在流程图1的基础上需对原料气进行两级预冷、两级分离，增设了一个原料气预冷换热器以及预冷分离器。其流程图如图2所示，本发明设置了原料气预冷换热器(E21)、原料气预冷换热器(E22)以及预冷分离器(V21)、预冷分离器(V22)，实现两级预冷、两级分离，将原料气预分离出部分重烃，减少原料气预冷所需冷量，降低了乙烷回收装置能耗。流程其余部分与流程图1相同。
以上显示和描述了本发明的基本原理和主要特征及本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下，本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明范围内。本发明要求保护范围由所附的权利要求书及其等效物界定。
Claims (5)
1.一种油田伴生气乙烷回收方法，其特征在于：包括以下步骤：步骤一：增压脱水后原料气进入膨胀机组的增压端(K11)增压，而后进入空冷器(A11)换热降温，再进入原料气分离器(V11)内进行分离，分离出的气相经原料气预冷换热器(E11)换热降温后进入低温分离器(V12)，分离出的液相进入污水处理单元；步骤二：低温分离器(V12)分离出的气相分两路：第一路气相中的90％～95％气相经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)顶部；第二路气相经膨胀机组(K12)的膨胀端降压降温后进入脱甲烷塔(T11)中上部；步骤三：低温分离器(V12)分离出的液相分两路：第一路液相中掺入低温分离器(V12)分离出第一路气相中的5％～10％气相，经过冷换热器(E12)换热降温过冷后降压进入脱甲烷塔(T11)中上部；第二路液相经降压降温后进入脱甲烷塔(T11)中下部；步骤四：脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相依次经过冷换热器(E12)和原料气预冷换热器(E11)换热升温后外输。
2.根据权利要求1所述的一种油田伴生气乙烷回收方法，其特征在于：低温分离器(V12)分离出的第一路气相流量占低温分离器（ V12） 分离出气相流量的15％～35％。
3.根据权利要求1所述的一种油田伴生气乙烷回收方法，其特征在于：低温分离器(V12)分离出的第一路液相的流量占低温分离器(V12)分离出液相流量的60％～95％，具体加入量与原料气中CO2含量及乙烷回收率相关，可通过流程模拟计算得出。
4.根据权利要求1所述的一种油田伴生气乙烷回收方法，其特征在于：原料气预冷换热器(E11)、过冷换热器(E12)均采用多股板翅式换热器，将一股热流与四股冷流，两股热流与一股冷流分别集成于原料气预冷换热器(E11)、过冷换热器(E12)中。
5.根据权利要求4所述的一种油田伴生气乙烷回收方法，其特征在于：原料气预冷换热器(E11)中一股热流为原料气，四股冷流为：一股脱甲烷塔顶气相出料、两股脱甲烷塔侧线抽出、一股外加冷剂， 过冷换热器(E12)的两股热流为：一股低温分离器部分气相、一股低温分离器少量气相与部分液相的混合相；一股冷流为脱甲烷塔顶气相出料。
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