(完整版)天然气净化工艺

CompanyLOGO天然气净化工艺天然气净化的意义磨溪气田雷一1气藏是一个已开发13年，累积产气量达60亿m³,

带水高含硫干气气藏。

H,S

质量含量平均达28g/sm³左右体积含量平均达2%。平均水气比10m³/(10'sm³)。

由于H,S气体是一种带臭鸡蛋味的无色强腐蚀性剧毒气体，对人畜具有致命危害，对集输管线与设备具有强烈腐蚀性，

一旦腐蚀穿孔或泄漏将造成不可估量的严重后果(2003年12.23事故既是明证，这次事故造成243人死亡),因此对于含硫气井井口装置，集气管网和处理设备必须采用成本比普通管材贵数倍的特殊抗硫管材。这必将造成含硫气藏开发投资大幅增加。天然气净化的意义H,S燃烧以后将生成SO,,SO,

一旦与大气接触将形成酸雨，酸雨的形成还将造成严重大气污染和环境破坏，这是一个文明社会所不允许的。此外，雷一气藏还产出少量的具有一定腐蚀性的高矿化度(含盐量达25×10⁴ppm)

地层水(即“黑卤”),微量的CO₂,CO

,水蒸汽，厌氧微生物和固相杂质，这些物质必将对管

网的安全运行造成危害(如产生腐蚀，增大输差，减小输气量，加大磨损，产生"冰堵",影响计量精度，加大维护费用，缩短运行寿命),因此必须对原料气进行脱硫脱水，气液分离和过滤等天然气净化处理工序。天然气净化的意义为了实现雷一1气藏的合理，安全，高效开发，依据经过石油天然气总公司批准的《雷一1气藏开发方案》在磨溪气田北部(距遂宁市区约7km)

建成了两套设计处理能力分别为80×10⁴m³/d和50×10⁴m³/d的天然气净化装置(两套装置实际处理能力共计为125×10⁴m³/d)。

通过一系列天然气净化工艺，不仅满足了雷一1气藏带水含硫原料气向商品气转化的工程要求，而且还可回收大量的经济价值较高的一种重要工业原料——硫磺(单质S。,S,呈黄色针状晶体)。按照雷一气藏含硫量和净化厂处理能力，日回收硫磺约35吨，年回收硫磺约12600吨，按目前硫磺市场价(约1000元/吨),仅此一项即可产生经济收入约1260×104元。天然气净化的意义硫磺是一种用途十分广泛的战略物质

除来源于含硫天然气外，硫磺的另一来源主要是矿物硫(既硫铁矿FeS),

硫磺不仅是生

产三大强酸之一的硫酸的主要原料，同时

也是生产炸药，合成磺类药品，工业漂染

和消毒的主要原料。因此，天然气的净化，

矿物硫的提炼是影响国民经济命脉的重要工业领域。磨溪气田集气管网示意图北干线含硫气单井南干线射洪末站商品气集输总站

联合站商品气含硫气非含硫气单井天然气

净化厂集气站集气站成都重庆天然气净化工艺

脱硫装置操作规程脱水装置操作规程80万硫磺回收装置操作规程

分-1102

-1103

分-1103冷-1104

泵-1104

f-

1013炉-1301气炉-1304反-1301

反-1302

炉-130冷-1302炉-1305冷-1303反-1303磨溪气田80万方天然气净化装置工艺流程示意图泵-1101

换-1201-1202容-1203炉-13分-1301语-1201泵-12012-1201

-1202

塔-1102冷-1304换-1102分-1105炉-1303冷-1.01塔-1101令-1102-1101原料气组成

：CH₄≥94%C2H₆≤3%H₂S:1.95%

(实际值)CO₂

:0.5%

(据化验分析数据约为0.15%左右)H₂O:

含饱和水净化气组成：H₂S<10mg/m³水露点：

-5℃(脱硫单元净化气为饱和态湿气)

出厂压力：2000～3800KPa原料气处理原料气进厂压力：3920KPa原料气进厂温度：20℃原料气进厂流量：80×104m³/d含硫天然气压力3.92MPa,

温度为10~20℃(H₂S

含量为28g/m³

左右)经联合站，进入重力沉降分离器(分-1101)分离出其中的游离水和固

体杂质后，进入滤管式原料气过滤分离器(滤-1101),进一步除去残存的游离水和微小杂质。

较干净的原料气进入吸收塔(塔-1101)底部，从下向

上流动，与从上向下的MDEA

贫液(浓度40%重)接

触。原料气处理

分-1101

滤1101

塔1101原料气天然气脱硫工艺原理本装置利用有机溶剂甲基二乙醇胺(MDEA)选择性脱除

性能，采用浓度为40%的MDEA水溶液通过气液逆流接触进行脱硫。MDEA

溶液在脱硫过程中的化学反应如下：主反应：H₂S+R₂R'N—→R₂R'NH++HS-(瞬时反应)CO₂+R₂R'N

(不反应)副反应：

CO₂+H₂O-→H++HCO₃

(极慢反应)R₂R'N+H+—→R₂R'NH+

(瞬时反应)R₂R'N+H2O—→R₂R'NH++HO-(慢反应)(R代表-C₂H₄OH基团或-CH₃(OH)-CH-CH₂-基团及CH₃-)×MDEA

浓度：40%(重)水：60%(重)MDEA

的理化性质：沸点247.2℃,分子量119.17凝固点-21℃,相对密度1.0418

比热2.24MDEA

化学溶剂

塔1103分1101

滤1101分1101

滤1101原1101容1302脱硫装置的工艺流程1102拎1103分1103冷110+滤103塔1101分1102杀04塔1102分105换1101换1102原料气冷1101滤102脱硫装置的工艺流程简述如上图，胺液由泵-1101A/B

升压后分一小股到塔-

10

s

洗涤柱，主流进入吸收塔第14层塔盘，根据需要可开启进18层乃至20层塔盘的支流，由上向下流动。胺液吸收了H₂S和少量的CO₂

后变成富液，经液位调节阀LIC-1101

离开吸收塔，减压至590KPa

进入闪蒸罐，在闪蒸罐内闪蒸出溶解

在富液中的烃类气体，闪蒸气由下而上与由上而下的MDEA

贫液逆流接触，脱出闪蒸气中的H₂S

气体进入燃料气分配罐(容-1107)作为工厂燃料。从闪蒸罐出来的富液经

富液过滤器(滤-1104A/B)

过滤溶液中的杂质和降解物后，

进入贫富液换热器(换-1101)预热升温至(85～95℃),经液位调节阀LIC-1103

进入再生塔上部。脱硫装置的工艺流程简述

该富液从上而下流动与从下而上流动的蒸汽逆流

接

触解析出其中的H₂S

和CO₂,

再生所需要的热量通过重

沸器(换-1102)提供。脱除了H₂S

和CO₂

温度为112~

11

5℃的贫液自再生塔(塔-1102)底部进入贫富液换热

器(换-1101A/B),

温度降至70℃左右

，经胺空冷器

(冷-1101),冷却至55℃以下，再经后冷器冷却至

40℃左右，分出约占总量10%的溶液过滤(滤-1102

和滤-1103),除去其中的固体杂质和降解产物，过滤

后的溶液与主流溶液汇合进入泵-1101A/B

人口。吸收温度对天然气中酸气的脱除效率有重要的影响，温度低溶液吸收能

力高，贫液的酸气平衡压力低，净化气中的酸气浓度低。但是溶液温度

过低，溶液粘度会上升，影响传质速度，脱硫效率下降，不利于净化气

质量；溶液温度较高，贫液的酸气平衡分压较高，净化气含硫高。最佳的贫液温度是35～38℃左右。B.设备操作a.设计循环量为17.27m³/h,气液比为1930左右，在实际操作中，可根

据原料气的处理量及净化度，贫液质量调节。b.吸收塔塔底液位一般控制在50%。此液位须经常检查，保证液位稳定，防止窜流事故发生。c.塔顶与塔底的压差大小正常值一般在15KPa

以内，如超过15KPa

就意

味溶液较脏，有拦液现象。应马上采取措施，降低处理量与溶液循环量，

以免发生冲塔现象。脱硫单元及设备操作吸

收

段A.单元操作吸收了H₂S

和少量CO₂

及烃类的MDEA

富液，经LIC-1101

降至590KPa

进入闪蒸塔下部罐体内，闪蒸出溶解在富液中的烃类气体。闪蒸气由下而上流动与由上而下流动的MDEA

贫液逆流接触，脱出闪蒸气

中的H₂S

气体。脱出H₂S

后的闪蒸气去燃烧气系统作为工厂用气。B.设备操作闪蒸塔为一填料塔，设计压力为590KPa,

装有5/8"×316不锈钢鲍尔环。主要作用是进入闪蒸罐的富液放出携带的烃类气体，气体经闪蒸塔

向上流动与向下流动的贫液逆流接触，将闪蒸气中的H₂S

脱除至20mg/m³

以下，作为工厂燃料气引入燃料气系统。闪蒸罐的液位一般控制在50%,由LIC-1103

调节回路完成。闪蒸罐的压力一般控制在50KPa,

由PIC-1103

调节回路完成。脱硫单元及设备操作闪

蒸

段A.单元操作在一定条件时，脱硫吸收效率取决于溶液再生效果，溶液再生效果取决于再生温度。降低再生温度，富液中酸气解析不完全。适当提高再生温度，

可降低贫液中残留酸气含量。但是，再生温度过高，

一是要增加热源的

消耗；二是增加溶液的损失，所以重沸器加热温度不能过高，溶液再生

温度控制在120℃。降低再生塔的操作压力对再生有利，

一般情况控制在60KPa。B.设备操作a.塔顶温度。再生塔顶设计温度为105℃,由重沸器供入的蒸汽量来控制。此控制回路为温度~流量串级调节，在生产中，由于TIC-1101

温度

客观波动较大，实际用FIC-1105

单回路来控制进换-1102的蒸汽量的大

小。b.

回流量，再生塔回流量设计值为1.08m³/h,

是由塔顶温度所决定，操作中只要能控制好塔顶温度，回流量就能保证正常。脱硫单元及设备操作再

生

段A.单元操作酸气系统溶液从再生塔中解析出来的酸气由再生塔顶(塔-1102)出来(温度为104℃,压力80KPa)

经酸气经空冷器，冷却至55℃后进入后冷器(冷-1104),冷却至40℃,进入

酸气分离器(分-1103)分离出游离酸水后

，

酸气去硫回收装置。分离出的酸水则通过

回流泵(泵-1104)打入再生塔(塔-1102)顶

部作回流。从甘醇的化学结构可以看出，甘醇分子结构中有两个羟基，存在氢键的作用，当天然气与甘醇充分接触时，甘醇靠氢键的作

用将会与天然气中的水汽分子结合成缔合

物，从而脱出天然气中的水分。吸收水分的甘醇可通过加热蒸发其水分而得到再生。脱水装置工艺原理

分子式比重沸点(℃)冰点(℃)再生温度(℃)分解温度(C)分子量C₆H₁₄O₄1.1254285.5-7.2204206.7150.17三甘醇的物化性质

脱水装置的工艺流程分1102塔1201容I2031201

202泵1201换1201换1202净化气塔1101湿净化气由胺吸收塔(塔-1101)顶进入甘醇(T

EG)湿净化气分离器(分-1102)分离，除去夹带的溶液后经气帽进入脱水塔(塔-1102)下部，与顶部进入的贫甘醇(浓度为98.75%)下行逆流接触，吸收下水分后，干净化气经塔内气/液换热器(E-1050)

与贫TEG

换热后经压力调节阀PIC-1102

输入用户，

一部分干净化气经燃料气压力补充阀(PIC-1102)

去燃料

气罐(容-1107)作为补充用气。脱水装置的工艺流程简述

脱水装置的工艺流程简述吸收了水分后的富甘醇由塔下部出来经液位调节阀(c1201)去甘醇重沸器(换-1201/2)精馏柱内上部盘管换热，换热后到甘醇闪蒸罐(容-1203),闪蒸出吸收的甲烷气体，

闪蒸气去容-1107,富甘醇由容-1203底出来经液位调节阀LC-1202

到固体过滤器和活性碳过滤器(滤-1201/1202),

除去固体杂质后进入TEG

换热器(换-1202换热),换热后进

入甘醇重沸器蒸馏段(换-1201)上部，由明火加热，使富甘

醇中的水分释放出来排入大气。贫甘醇由换-1201下部出来进入换-1202,与富甘醇换热后进入甘醇循环泵(泵-1201A/B)

增压后进入塔-1201内气-液换热器热量被干净化气带走，贫甘醇温度降至60℃,进入甘醇脱水塔顶第一层塔盘。脱水装置工艺说明离开胺吸收塔的湿净化气体是在与含水的MDEA

溶液接触后而含有饱和水，因此，必须进行气体脱水才能符合露点的标准。气体进入甘醇吸收塔中的塔盘以前，首先要通过分离器，从而除去由于脱硫不正常时可能存在的少量夹带胺。富甘醇再生是把甘醇加热超过水的沸点，在重沸气204℃的温度下，热再生只能使甘醇浓度达到99.1%(w),

超过这个温度再生会使甘醇降解。如果要求浓度达到99.1%

以上时，应采用干天然气来汽提该贫液。甘醇再生的重沸器里装有汽提塔，使用最少的汽提气，正常情况下是不需要汽提塔，在寒冷冬天月份应采用它来降低气体露

点

。甘醇重沸器是直接火焰加热，甘醇再生塔直接安装在甘醇重沸器的顶部，再生塔是从水中分离出甘醇的二元分馏塔，塔顶采用回流以增加塔的温度梯度和防止塔顶甘醇蒸汽的损失。甘醇闪蒸罐是使气体蒸气从富液中排放出来并利用排出的气体作工厂的燃料。闪蒸罐还能从甘醇中分离出夹带的烃液。脱水装置工艺说明

80万硫磺回收装置工艺原理硫磺回收装置采用Claus法制硫，即将来自脱硫单元的酸性接引入反应炉内，同时引入空气。严格控制酸气与空气的比例，使酸气中烃类全部氧化，

一部分H₂S

燃烧生成SO₂

和水，其反应如下：CnHm+(n+m/4)O2→nCO₂+m/2H₂O(n为烃中碳原子数；

m

为烃中氢原子数)H₂S+3/20₂

→SO₂+H₂O+

热量酸气中剩余的H₂S

与生成的SO,

按如下反应：2H₂S+SO₂

→3/xS,+2H₂O+

热量上述反应主要在反应炉中完成，反应气体在废热锅炉中释放出热量，被冷却的过程气中生成的单质硫被冷凝分离出来

，出废热锅炉的过

程气中，还有相当数量的H₂S

与SO,

存在，因此设置了三级催化反应炉。通过天然气加热炉，控制进入反应器的过程气在最佳反应温度经催化反应生成单质硫，最终使硫回收率达到95.07%.硫磺回收装置的工艺流程分1103机1冷-1302反-1302反-1313冷-13M

分-1311素去型引说炉

·135硫磺回收装置工艺流程简述来自脱硫单元的酸气经酸气分离器(容-1302)分离后

机(机-1301),送来的空气按一定比例引入反应炉(炉-1301)内，将酸性气体中的CH4

及其他烃类全部燃烧，1/3的H₂S

燃烧生成SO₂,

在反应炉内反应释放出的高温随反应气体通过废热锅

炉，过程气温度降至300℃。反应生成的单质硫被(冷-1301)

冷凝为液相，从过程气中得到分离并排至液硫罐。被冷却的过程气中还含有约30～40%的H₂S

和SO,

未反应，故被引入一级再热炉，与燃烧天然气生成的高温SO₂

气体混合升温至最佳反应温度，进入一级转化器中，经催化反应生成单质硫。过程气进入(冷-1302)冷凝冷却，使其降温至硫露点以下，硫蒸汽被冷凝成液相而分离出来.硫磺回收装置工艺流程简述剩余过程

气继续引入二级再热炉，与再热炉燃烧天然气生成的高温SO₂

气体混合升温至240℃,再进入第二级转化器，经过二级转化器的催化转化反应，将过程气进入(冷-1303)冷凝冷却，使其降温至硫露点以下，硫蒸汽被冷凝成液相而分离出来；再将剩余过

程气继续引入三级再热炉，与再热炉燃烧天然气生成的高温SO₂

气

体混合升升温至220℃,再进入第三级转化器，经过三级转化器的催化转化反应，将过程气进入(冷-1304)冷凝冷却，使其降温至硫露点以下，硫蒸汽被冷凝成液相而分离出来，其中硫蒸汽被冷凝并捕集分离下来过程气被