一种天然气浅度脱碳装置及方法 |
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| 申请号 | CN202211015514.5 | 申请日 | 2022-08-23 | 公开(公告)号 | CN117654238A | 公开(公告)日 | 2024-03-08 |
| 申请人 | 长庆工程设计有限公司; 中国石油天然气股份有限公司; | 发明人 | 张文超; 何蕾; 刘子兵; 吴柯; 韩万龙; 陈锦秀; 赵玉君; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开了一种 天然气 浅度脱 碳 装置及方法，包括原料气过滤分离器、原料气‑ 净化 气换热器、 脱硫 塔、MDEA 能量 回收 泵 、MDEA 循环泵 、再生塔、 富液 闪蒸罐、重沸器、贫富液换热器、T型 过滤器 、 活性炭 过滤器、 滤布 过滤器、 贫液 空冷器、净化气分离器；利用MDEA溶液与CO2反应产物 稳定性 较差、再生 温度 低和再生负荷低的特点，相对于常规胺发常规脱硫工艺，确定选用低再生温度，大循环量的浅度 脱碳 工艺，同时改进胺液再生系统，将重沸器与再生塔两台设备组合使用，脱除天然气中的少量CO2，满足进入长输管道的气质指标要求。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种天然气浅度脱碳装置，其特征在于，包括原料气过滤分离器(1)、原料气‑净化气换热器(2)、脱硫塔(3)、MDEA能量回收泵(4)、MDEA循环泵(5)、再生塔(6)、富液闪蒸罐(7)、重沸器(8)、贫富液换热器(9)、T型过滤器(10)、活性炭过滤器(11)、滤布过滤器(12)、贫液空冷器(13)、净化气分离器(14)； |
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| 说明书全文 | 一种天然气浅度脱碳装置及方法技术领域背景技术[0002] 庆阳气田天然气开发区域分散，距长庆气田内部已建天然气集输系统较远，因此天然气首先满足当地的用气需求，通过井场或者集气站场直接为用气点供气，富余的天然气利用已建的输气管道输送至长输管道。庆阳气田天然气组分中CO2平均含量3.83％(mol)，不含硫化氢。CO2＞3％(mol)，不能满足《天然气》(GB17820‑2018)一类气中CO2≤3％的气质指标要求。 [0003] 气体中CO2的脱除方法主要分为湿法和干法。湿法是通过可再生溶剂吸收脱除CO2，又可分为化学吸收法、物理吸收法和物理化学混合吸收法；干法主要有吸附分离法和膜分离法。采用可再生溶剂吸收是脱除气体混合物中CO2最常用的方法。这种方法是将含CO2的天然气与溶剂通过逆流接触而在吸收塔中将其脱除。吸收了CO2的溶剂再通过再生将其去除，再重新使用，从而完成整个循环过程。所有的溶剂吸收脱除CO2工艺都采用了基本类似的工艺流程和设备。因此，该工艺的发展过程实质上是各种溶剂及与之复配的溶剂和添加剂的选择、改进的过程。主要有醇胺法、活化MDEA法、NHD(聚乙二醇二甲醚)法。醇胺法脱碳是目前应用最广泛的天然气脱碳技术。干法脱CO2主要有吸附分离法和膜分离法。吸附分离法工艺中，吸附剂的性能对吸附法的总体工艺有很大影响，不同的分离组份要选择不同的吸附剂，通常需要多塔流程来实现整个工艺过程的连续性。吸附剂选择性相对较差，天然气损失较大。膜分离法适合高含碳天然气的粗脱，由于一级膜分离后渗透气中烃类组分含量很高，约为原料气的10～15％，进一步处理需要增压进行二级膜分离或采用其它方法处理，这使膜分离技术的应用受到了很大的局限。采用二级膜分离后烃损失一般在3％左右，烃损失较大。从经济上讲，由于膜材料的短缺和技术含量较高，因此投资较高，净化投资大。 发明内容[0004] 本发明的目的是提供一种天然气浅度脱碳装置，脱除天然气中的少量CO2，满足进入长输管道的气质指标要求。 [0005] 本发明的另一目的是提供天然气浅度脱碳方法，满足中、低含碳天然气的脱碳需求。 [0006] 本发明所采用的技术方案是，一种天然气浅度脱碳装置，包括原料气过滤分离器、原料气‑净化气换热器、脱硫塔、MDEA能量回收泵、MDEA循环泵、再生塔、富液闪蒸罐、重沸器、贫富液换热器、T型过滤器、活性炭过滤器、滤布过滤器、贫液空冷器、净化气分离器； [0007] 原料气过滤器的出口连接原料气‑净化气换热器的进口，原料气‑净化气换热器的出口分别连接净化气分离器和脱硫塔的下部，脱硫塔的顶部出口连接原料气‑净化气换热器的进口，脱硫塔底部出口连接MDEA能量回收泵，MDEA能量回收泵出口连接再生塔顶部的列管换热器，再生塔顶部的列管换热器出口连接富液闪蒸罐，贫富液换热器顶部连接贫液空冷器，贫液空冷器连接MDEA循环泵，MDEA循环泵连接MDEA能量回收泵，MDEA能量回收泵分别连接脱硫塔的中部和上部；再生塔底部连接重沸器顶部，重沸器出口连接贫富液换热器底部。 [0008] 本发明的特点还在于， [0009] 富液闪蒸罐下部连接滤布过滤器，滤布过滤器出口连接活性炭过滤器进口，活性炭过滤器出口连接T型过滤器进口，T型过滤器出口连接贫富液换热器底部。 [0010] 富液闪蒸罐与滤布过滤器之间设置有液位控制阀。 [0011] 贫富液换热器顶部还与再生塔的中上部连接；净化气分离器出口连接富液闪蒸罐中部。 [0012] 脱硫塔底部出口与MDEA能量回收泵之间设置有液位控制阀。 [0013] 本发明所采用的另一技术方案是，一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0014] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔的下部，原料气自下而上与贫富液换热器排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0015] 步骤2，从脱硫塔底部出来的MDEA富液温度升至45～50℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔顶部的列管换热器，用来冷却再生塔塔顶气然后进入富液闪蒸罐，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐下部流出，依次进入滤布过滤器、活性炭过滤器及T型过滤器中； [0016] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器中，与由重沸器的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔的中上部，富胺液进再生塔后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；MDEA热贫液自再生塔的底部引出，经贫富液换热器与MDEA富液换热，再经贫液空冷器冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环。 [0017] 优选的，原料气的进气温度为10～15℃，经原料气‑净化气换热器换热后，原料气的温度升至25～30℃。 [0018] 本发明的有益效果是： [0019] 1、温度提高有利于脱除CO2，因此在原料气进口设置原料气‑净化气换热器，用湿净化气的高温加热低温原料气，从而提高原料气进脱硫塔的温度，同时减低湿净化气的温度，从而降低湿净化气的胺液损失和下游脱水装置的负荷； [0020] 2、利用MDEA溶液与CO2反应产物稳定性较差、再生温度低和再生负荷低的特点，相对于常规胺发常规脱硫工艺，确定选用低再生温度，大循环量的浅度脱碳工艺，同时改进胺液再生系统，将重沸器与再生塔两台设备组合使用，同时再生热源采用火管加热，无需设置专门的蒸汽或导热油加热系统，便于装置功能集成； [0022] 图1是本发明一种天然气浅度脱碳装置的结构示意图。 [0023] 图中，1.原料气过滤分离器，2.原料气‑净化气换热器，3.脱硫塔，4.MDEA能量回收泵，5.MDEA循环泵，6.再生塔，7.富液闪蒸罐，8.重沸器，9.贫富液换热器，10.T型过滤器，11.活性炭过滤器，12.滤布过滤器，13.贫液空冷器，14.净化气分离器。 具体实施方式[0025] 现参考附图介绍本发明的示例性实施方式，然而，本发明可以用许多不同的形式来实施，并且不局限于此处描述的实施例，提供这些实施例是为了详尽地且完全地公开本发明，并且向所属技术领域的技术人员充分传达本发明的范围。对于表示在附图中的示例性实施方式中的术语并不是对本发明的限定。在附图中，相同的单元/元件使用相同的附图标记。 [0026] 除非另有说明，此处使用的术语(包括科技术语)对所属技术领域的技术人员具有通常的理解含义。另外，可以理解的是，以通常使用的词典限定的术语，应当被理解为与其相关领域的语境具有一致的含义，而不应该被理解为理想化的或过于正式的意义。 [0027] 本发明一种天然气浅度脱碳装置，如图1所示，包括原料气过滤分离器1、原料气‑净化气换热器2、脱硫塔3、MDEA能量回收泵4、MDEA循环泵5、再生塔6、富液闪蒸罐7、重沸器8、贫富液换热器9、T型过滤器10、活性炭过滤器11、滤布过滤器12、贫液空冷器13、净化气分离器14； [0028] 原料气过滤器1的出口连接原料气‑净化气换热器2的进口，原料气‑净化气换热器2的出口分别连接净化气分离器14和脱硫塔3的下部，脱硫塔3的顶部出口连接原料气‑净化气换热器2的进口，脱硫塔3底部出口连接MDEA能量回收泵4，MDEA能量回收泵4出口连接再生塔6顶部的列管换热器，再生塔6顶部的列管换热器出口连接富液闪蒸罐7，富液闪蒸罐7下部连接滤布过滤器12，滤布过滤器12出口连接活性炭过滤器11进口，活性炭过滤器11出口连接T型过滤器10进口，T型过滤器10出口连接贫富液换热器9底部；贫富液换热器9顶部连接贫液空冷器13，贫液空冷器13连接MDEA循环泵5，MDEA循环泵5连接MDEA能量回收泵4，MDEA能量回收泵4连接脱硫塔3的中部和上部； [0029] 贫富液换热器9顶部还与连接再生塔6的中上部，再生塔6底部连接重沸器8顶部，重沸器8进口连接燃料气管道，燃料气管道上设置有温度控制阀；重沸器8还分别与自胺液储罐和自软水系统连接；重沸器8出口连接贫富液换热器9底部； [0030] 净化气分离器14出口连接富液闪蒸罐7中部；富液闪蒸罐7顶部连接放空火炬；富液闪蒸罐7与放空火炬之间设置有压力控制阀； [0031] 富液闪蒸罐7与滤布过滤器12之间设置有液位控制阀； [0032] MDEA能量回收泵4与脱硫塔3中部之间设置有流量控制阀； [0033] 脱硫塔3底部出口与MDEA能量回收泵4之间设置有液位控制阀； [0034] 本发明一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0035] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器1分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器2中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔3的下部，原料气自下而上与贫富液换热器9排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0036] 原料气的进气温度为10～15℃，经原料气‑净化气换热器2换热后，原料气的温度升至25～30℃； [0037] 由于脱除酸性气体的过程为放热方应，出脱硫塔的湿净化气的温度大约上升25℃，其中含有大量的饱和水，因此，进入原料气‑净化气换热器降温10～15℃后进入湿净化气分离器14分离掉湿净化气中含有的大量水分和微量胺液，以减轻后续脱水装置的脱水负荷，降低能耗。经冷却分离后的净化天然气进入脱水装置脱水，分离出的水分及微量胺液进入重沸器8的缓冲段，作为系统的部分补液； [0038] 步骤2，从脱硫塔3底部出来的MDEA富液温度升至45～50℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔6顶部的列管换热器，用来冷却再生塔6塔顶气然后进入富液闪蒸罐7，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐7下部流出，经过液位控制阀，依次进入滤布过滤器12、活性炭过滤器11及T型过滤器10中； [0039] 通过活性炭过滤器过滤掉富液中的部分重烃及胺液再生时的降解物质。通过T型过滤器除去富甘醇中5μm以上的固体杂质。过滤器均设有旁通管路；在过滤器更换滤芯时，装置通过旁通管路继续运行； [0040] 再生塔6的塔列管换热器的进出口两端连接有旁通调节阀，用以调节富液进列管换热器的流量，从而调节再生塔顶的回流量； [0041] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器9中，与由重沸器8的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔6的中上部，富胺液进再生塔6后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；再生热量由重沸器采用火管直燃天然气提供，MDEA热贫液自再生塔6的底部引出，经贫富液换热器9与MDEA富液换热，再经贫液空冷器13冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵5将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环； [0042] 贫富液换热器共设置两台，可以并联使用，也可一用一备。 [0043] 首次开工及正常生产时，配制新鲜MDEA溶液所需的水可由净化厂拉运来的凝结水补充，也可补充自软水系统处理后水质达到凝结水指标的软化水；开工加入MDEA溶液时，可由自胺液储罐及自软水系统同时向重沸器内补液。 [0044] 实施例1 [0045] 本发明一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0046] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器1分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器2中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔3的下部，原料气自下而上与贫富液换热器9排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0047] 原料气的进气温度为10℃，经原料气‑净化气换热器2换热后，原料气的温度升至25℃； [0048] 步骤2，从脱硫塔3底部出来的MDEA富液温度升至45℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔6顶部的列管换热器，用来冷却再生塔6塔顶气然后进入富液闪蒸罐7，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐7下部流出，经过液位控制阀，依次进入滤布过滤器12、活性炭过滤器11及T型过滤器10中； [0049] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器9中，与由重沸器8的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔6的中上部，富胺液进再生塔6后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；再生热量由重沸器采用火管直燃天然气提供，MDEA热贫液自再生塔6的底部引出，经贫富液换热器9与MDEA富液换热，再经贫液空冷器13冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵5将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环； [0050] 实施例2 [0051] 本发明一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0052] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器1分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器2中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔3的下部，原料气自下而上与贫富液换热器9排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0053] 原料气的进气温度为13℃，经原料气‑净化气换热器2换热后，原料气的温度升至28℃； [0054] 步骤2，从脱硫塔3底部出来的MDEA富液温度升至48℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔6顶部的列管换热器，用来冷却再生塔6塔顶气然后进入富液闪蒸罐7，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐7下部流出，经过液位控制阀，依次进入滤布过滤器12、活性炭过滤器11及T型过滤器10中； [0055] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器9中，与由重沸器8的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔6的中上部，富胺液进再生塔6后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；再生热量由重沸器采用火管直燃天然气提供，MDEA热贫液自再生塔6的底部引出，经贫富液换热器9与MDEA富液换热，再经贫液空冷器13冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵5将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环； [0056] 实施例3 [0057] 本发明一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0058] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器1分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器2中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔3的下部，原料气自下而上与贫富液换热器9排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0059] 原料气的进气温度为14℃，经原料气‑净化气换热器2换热后，原料气的温度升至26℃； [0060] 步骤2，从脱硫塔3底部出来的MDEA富液温度升至47℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔6顶部的列管换热器，用来冷却再生塔6塔顶气然后进入富液闪蒸罐7，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐7下部流出，经过液位控制阀，依次进入滤布过滤器12、活性炭过滤器11及T型过滤器10中； [0061] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器9中，与由重沸器8的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔6的中上部，富胺液进再生塔6后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；再生热量由重沸器采用火管直燃天然气提供，MDEA热贫液自再生塔6的底部引出，经贫富液换热器9与MDEA富液换热，再经贫液空冷器13冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵5将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环； [0062] 实施例4 [0063] 本发明一种天然气浅度脱碳方法，具体按照以下步骤实施： [0064] 步骤1，将原料气经过原料气过滤分离器1分离掉气体中携带的液滴、固体杂质，进入原料气‑净化气换热器2中进行换热，换热后的原料气进入脱硫塔3的下部，原料气自下而上与贫富液换热器9排出的MDEA贫液逆流接触，气体中部分CO2被胺液吸收脱除； [0065] 原料气的进气温度为15℃，经原料气‑净化气换热器2换热后，原料气的温度升至30℃； [0066] 步骤2，从脱硫塔3底部出来的MDEA富液温度升至50℃，经液位控制阀调节后，压力为0.2MPa的富液进入再生塔6顶部的列管换热器，用来冷却再生塔6塔顶气然后进入富液闪蒸罐7，闪蒸分离出溶解在富液中的烃气体；富液由富液闪蒸罐7下部流出，经过液位控制阀，依次进入滤布过滤器12、活性炭过滤器11及T型过滤器10中； [0067] 步骤3，经过滤后的富胺液进入贫富液换热器9中，与由重沸器8的贫胺液缓冲段流出的热贫胺液换热升温后进入再生塔6的中上部，富胺液进再生塔6后与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出溶液中的H2S和CO2气体；再生热量由重沸器采用火管直燃天然气提供，MDEA热贫液自再生塔6的底部引出，经贫富液换热器9与MDEA富液换热，再经贫液空冷器13冷至45℃以下，然后由MDEA循环泵5将贫液送入脱硫塔中，完成整个溶液系统的循环。 [0068] 采用本发明的装置，经对各个处理气量下脱水橇进出口天然气CO2浓度取样化验分析表明：在处理气量1.0万方/天下，脱水橇出口CO2浓度最低降至3.006％，脱除量为2.375％，对应贫液浓度为40.07％；在处理气量1.5万方/天下，脱水橇出口CO2浓度最低降至2.970％，脱除量为2.512％，对应贫液浓度为32.86％；在处理气量2.0万方/天下，脱水橇出口CO2浓度最低降至3.537％，脱除量为1.369％，对应贫液浓度为38.92％；在处理气量 2.5万方/天下，脱水橇出口CO2浓度最低降至4.223％，脱除量为1.503％，对应贫液浓度为 42.38％，与软件模拟分析结果基本一致。 [0069] 表1南17站脱碳现场实际与软件模拟分析对比统计表 [0070] [0071] 对比现场运行数据，在处理气量2.5万方/天、MDEA循环量0.74方/时(泵次12次/分钟)、重沸器再生温度控制在73℃，CO2即可脱除1.503％，可达到本发明中预期CO2脱除1％的目标。 |
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