RU2547021C1 - Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide - Google Patents
Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide Download PDFInfo
- Publication number
- RU2547021C1 RU2547021C1 RU2014106402/05A RU2014106402A RU2547021C1 RU 2547021 C1 RU2547021 C1 RU 2547021C1 RU 2014106402/05 A RU2014106402/05 A RU 2014106402/05A RU 2014106402 A RU2014106402 A RU 2014106402A RU 2547021 C1 RU2547021 C1 RU 2547021C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- gas
- absorption
- carbon dioxide
- hydrogen sulfide
- purification
- Prior art date
Links
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 308
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical compound S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 172
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 156
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 title claims abstract description 155
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 title claims abstract description 155
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 title claims abstract description 78
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 65
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims abstract description 170
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 claims abstract description 136
- 230000002745 absorbent Effects 0.000 claims abstract description 109
- 239000002250 absorbent Substances 0.000 claims abstract description 109
- 239000006096 absorbing agent Substances 0.000 claims abstract description 104
- 150000003973 alkyl amines Chemical class 0.000 claims abstract description 10
- 230000000694 effects Effects 0.000 claims abstract description 3
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 claims description 161
- 238000000746 purification Methods 0.000 claims description 58
- 239000002253 acid Substances 0.000 claims description 35
- 238000009434 installation Methods 0.000 claims description 21
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 claims description 16
- 239000012141 concentrate Substances 0.000 claims description 15
- 238000004140 cleaning Methods 0.000 claims description 13
- PVXVWWANJIWJOO-UHFFFAOYSA-N 1-(1,3-benzodioxol-5-yl)-N-ethylpropan-2-amine Chemical compound CCNC(C)CC1=CC=C2OCOC2=C1 PVXVWWANJIWJOO-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 12
- QMMZSJPSPRTHGB-UHFFFAOYSA-N MDEA Natural products CC(C)CCCCC=CCC=CC(O)=O QMMZSJPSPRTHGB-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 12
- 238000012545 processing Methods 0.000 claims description 11
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 9
- 239000000654 additive Substances 0.000 claims description 4
- 238000012986 modification Methods 0.000 claims description 4
- 230000004048 modification Effects 0.000 claims description 4
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract description 2
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 31
- 239000012535 impurity Substances 0.000 description 14
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 12
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 11
- 229920006395 saturated elastomer Polymers 0.000 description 9
- 230000002378 acidificating effect Effects 0.000 description 8
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 8
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 8
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 8
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 6
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 description 6
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 6
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 6
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 6
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 6
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 230000001965 increasing effect Effects 0.000 description 5
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 5
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 5
- 239000013535 sea water Substances 0.000 description 5
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 4
- 239000002737 fuel gas Substances 0.000 description 4
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 description 4
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 4
- HEMHJVSKTPXQMS-UHFFFAOYSA-M Sodium hydroxide Chemical compound [OH-].[Na+] HEMHJVSKTPXQMS-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 3
- 238000003795 desorption Methods 0.000 description 3
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 3
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 description 3
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 description 3
- 238000003860 storage Methods 0.000 description 3
- 238000002679 ablation Methods 0.000 description 2
- 150000001412 amines Chemical class 0.000 description 2
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 2
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000009833 condensation Methods 0.000 description 2
- 230000005494 condensation Effects 0.000 description 2
- 238000003973 irrigation Methods 0.000 description 2
- 230000002262 irrigation Effects 0.000 description 2
- 239000012528 membrane Substances 0.000 description 2
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 2
- HXJUTPCZVOIRIF-UHFFFAOYSA-N sulfolane Chemical compound O=S1(=O)CCCC1 HXJUTPCZVOIRIF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 2
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 2
- HZAXFHJVJLSVMW-UHFFFAOYSA-N 2-Aminoethan-1-ol Chemical compound NCCO HZAXFHJVJLSVMW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- BVKZGUZCCUSVTD-UHFFFAOYSA-L Carbonate Chemical compound [O-]C([O-])=O BVKZGUZCCUSVTD-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 1
- UCKMPCXJQFINFW-UHFFFAOYSA-N Sulphide Chemical compound [S-2] UCKMPCXJQFINFW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 150000001298 alcohols Chemical class 0.000 description 1
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 description 1
- 238000012824 chemical production Methods 0.000 description 1
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 1
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 239000000498 cooling water Substances 0.000 description 1
- 230000007797 corrosion Effects 0.000 description 1
- 238000005260 corrosion Methods 0.000 description 1
- 230000007812 deficiency Effects 0.000 description 1
- 230000008021 deposition Effects 0.000 description 1
- 230000002542 deteriorative effect Effects 0.000 description 1
- LVTYICIALWPMFW-UHFFFAOYSA-N diisopropanolamine Chemical compound CC(O)CNCC(C)O LVTYICIALWPMFW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229940043276 diisopropanolamine Drugs 0.000 description 1
- 238000001035 drying Methods 0.000 description 1
- 230000002708 enhancing effect Effects 0.000 description 1
- 238000007710 freezing Methods 0.000 description 1
- 230000008014 freezing Effects 0.000 description 1
- 239000003673 groundwater Substances 0.000 description 1
- 239000002440 industrial waste Substances 0.000 description 1
- 238000002955 isolation Methods 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- 239000012046 mixed solvent Substances 0.000 description 1
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 1
- 238000005086 pumping Methods 0.000 description 1
- 239000000376 reactant Substances 0.000 description 1
- 238000005057 refrigeration Methods 0.000 description 1
- 230000001172 regenerating effect Effects 0.000 description 1
- 159000000000 sodium salts Chemical class 0.000 description 1
- 231100000331 toxic Toxicity 0.000 description 1
- 230000002588 toxic effect Effects 0.000 description 1
- 230000007704 transition Effects 0.000 description 1
- 239000002699 waste material Substances 0.000 description 1
Images
Landscapes
- Gas Separation By Absorption (AREA)
Abstract
Description
Способ и установка очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода с выделением указанных примесей в качестве новых видов сырьевых потоков могут быть использованы в газоперерабатывающей промышленности.The method and installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide with the release of these impurities as new types of feed streams can be used in the gas processing industry.
Месторождения природного газа характеризуются многокомпонентностью сырья достаточно разнообразного как по составу, так и по концентрации примесей. К основным примесям можно отнести диоксид углерода и сероводород, при этом диоксид углерода является ценным сырьем газохимических производств с получением разнообразных спиртов, а сероводород в широко распространенном процессе Клауса окисляется до элементной серы, при этом специфика конкретного производства диктует содержание диоксида углерода и сероводорода в сырье этого производства.Natural gas fields are characterized by the multicomponent nature of raw materials that are quite diverse in both composition and concentration of impurities. The main impurities include carbon dioxide and hydrogen sulfide, while carbon dioxide is a valuable raw material for gas chemical production to produce a variety of alcohols, and hydrogen sulfide in the widespread Claus process is oxidized to elemental sulfur, while the specific production dictates the content of carbon dioxide and hydrogen sulfide in the raw materials of this production.
Известен способ очистки природного газа от диоксида углерода, сероводорода, меркаптанов, основанный на методе абсорбции, при котором очищаемые газы под повышенным давлением 0,2-7,0 МПа последовательно обрабатываются двумя абсорбентами, сначала водным раствором средних натриевых солей сероводородной и угольной кислот с концентрацией 0,1-0,5% масс, затем водным раствором гидроксида натрия с концентрацией 10,0±5,0% масс, (заявка на изобретение RU №2008124124 А, С01В 3/04, заявлена 15.06.2008, опубликована 27.12.2009). Недостатками данного изобретения являются:A known method of purification of natural gas from carbon dioxide, hydrogen sulfide, mercaptans, based on the absorption method, in which the gases to be purified under elevated pressure of 0.2-7.0 MPa are sequentially treated with two absorbents, first with an aqueous solution of medium sodium salts of hydrogen sulfide and carbonic acid with a concentration 0.1-0.5% by mass, then an aqueous solution of sodium hydroxide with a concentration of 10.0 ± 5.0% by mass, (application for invention RU No. 2008124124 A,
- безвозвратная потеря ценных компонентов природного газа - диоксида углерода, сероводорода, меркаптанов с абсорбентами;- the irretrievable loss of the valuable components of natural gas - carbon dioxide, hydrogen sulfide, mercaptans with absorbents;
- отработанный абсорбционный раствор подвергается захоронению в глубокие изолированные водоносные горизонты, что при возможности естественного прорыва изоляции горизонтов приведет к распространению промышленных отходов с подземными водами на обширную территорию и может вызвать загрязнение систем водоснабжения.- the spent absorption solution is buried in deep isolated aquifers, which, if natural isolation breakthroughs are possible, will lead to the spread of industrial waste with groundwater to a wide area and may cause pollution of water supply systems.
Известен способ очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, основанный на контактировании газов с охлажденным метанолом и последующей регенерации метанола, причем часть очищенного газа подвергают прямому окислению кислородсодержащим газом, охлаждают отходящие после окисления газы, выделяют из них жидкий метанол-сырец с содержанием воды до 9% и используют его в качестве абсорбента для очистки газа, а тепло отходящих после окисления газов используют для регенерации насыщенного раствора абсорбента. Очистку ведут при температуре абсорбента (минус 65÷15)°С и давлении (0,5÷10,0) МПа, а регенерацию насыщенного раствора метанола осуществляют при (минус 10÷20)°С и давлении (0,1÷4,0) МПа. В процессе допускают управляемый унос очищенным газом паров метанола, используемого в качестве абсорбента, в пределах (0,1÷0,5) % от объема очищенного газа. Выделяемый на стадии десорбции сероводород перерабатывают в элементарную серу по методу Клауса (патент RU №2385180 C1, B01D 53/14, С07С 7/11, заявлен 21.08.2008, опубликован 27.03.2010). Недостатками данного изобретения являются:A known method of purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, based on the contacting of gases with chilled methanol and subsequent regeneration of methanol, moreover, part of the purified gas is subjected to direct oxidation with an oxygen-containing gas, the exhaust gases after oxidation are cooled, and raw methanol is isolated from them with a water content of up to 9% and use it as an absorbent for gas purification, and the heat of the exhaust gases after oxidation is used to regenerate a saturated absorbent solution. Cleaning is carried out at an absorbent temperature (minus 65 ÷ 15) ° С and a pressure (0.5 ÷ 10.0) MPa, and the regeneration of a saturated methanol solution is carried out at (minus 10 ÷ 20) ° С and a pressure (0.1 ÷ 4, 0) MPa. In the process, controlled ablation of purified methanol vapor of methanol used as an absorbent is allowed within (0.1–0.5)% of the volume of purified gas. The hydrogen sulfide emitted at the desorption stage is processed into elemental sulfur according to the Klaus method (patent RU No. 2385180 C1, B01D 53/14, С07С 7/11, filed August 21, 2008, published March 27, 2010). The disadvantages of this invention are:
- высокая энергозатратность процесса очистки, протекающего при давлении и температуре абсорбции соответственно до 10 МПа и минус 65°С;- high energy consumption of the cleaning process occurring at a pressure and temperature of absorption, respectively, up to 10 MPa and minus 65 ° C;
- использование в качестве абсорбента крайне токсичного метанола;- the use of highly toxic methanol as an absorbent;
- унос очищенным газом паров метанола, используемого в качестве абсорбента, в пределах (0,1÷0,5) % от объема очищенного газа, что при переработке, например, 10 миллиардов м3/год природного газа соответствует выбросу в атмосферу до 50 миллионов м3/год (7136 т/год) паров метанола, что нанесет существенный вред экологии региона.- ablation of purified methanol vapor as an absorbent within (0.1 ÷ 0.5)% of the volume of purified gas, which, when processed, for example, 10 billion m 3 / year of natural gas, corresponds to an emission of up to 50 million m 3 / year (7136 t / year) of methanol vapor, which will cause significant harm to the ecology of the region.
Известен способ очистки природного газа от газообразных примесей, включающий криогенную конденсацию и вымораживание примесей с осаждением их в емкостях (заявка на изобретение RU №2011133062 А, F25J 3/06, заявлена 06.01.2010, опубликована 20.02.2013). Недостатками данного изобретения являются:A known method of purification of natural gas from gaseous impurities, including cryogenic condensation and freezing of impurities with their deposition in containers (patent application RU No. 20111133062 A,
- многостадийность процесса - 10 стадий;- multi-stage process - 10 stages;
- реализация процесса при очень низких температурах, так, например, на второй стадии процесса поток сырьевого газа охлаждают до температуры от минус 40 до минус 100°C, предпочтительно от минус 50 до минус 80°C;- the implementation of the process at very low temperatures, for example, in the second stage of the process, the feed gas stream is cooled to a temperature of from
- необходимость дополнительного наличия холодильной установки;- the need for additional availability of a refrigeration unit;
- способ приемлем лишь при высокой концентрации в очищаемом сырье сероводорода (от 5 до 40% об., предпочтительно от 20 до 35% об.) и диоксида углерода (от 5 до 90% об., предпочтительно от 10 до 75% об.).- the method is acceptable only at a high concentration in the feedstock of hydrogen sulfide (from 5 to 40% vol., preferably from 20 to 35% vol.) and carbon dioxide (from 5 to 90% vol., preferably from 10 to 75% vol.) .
Известен также объединенный многостадийный способ очистки природного газа, содержащего диоксид углерода и сероводород, от диоксида углерода, включающий стадии получения чистого газа и выделения потока диоксида углерода и сероводорода, подаваемого на вторую стадию - установку Клауса с получением элементной серы, далее отходящий газ обрабатывается последовательно на стадиях компримирования, осушки и криогенного или мембранного получения газа, обогащенного диоксидом углерода (патент WO №2014/005817 A1, B01D 53/75, С01В 17/04, заявлен 06.07.2012, опубликован 09.01.2014). Недостатками данного изобретения являются:Also known is the combined multi-stage method for purifying natural gas containing carbon dioxide and hydrogen sulfide from carbon dioxide, which includes the steps of producing pure gas and separating the stream of carbon dioxide and hydrogen sulfide supplied to the second stage — the Claus plant to produce elemental sulfur, then the exhaust gas is processed sequentially at stages of compression, drying, and cryogenic or membrane production of a gas enriched in carbon dioxide (patent WO No. 2014/005817 A1, B01D 53/75,
- не приводится детализация реализации способа на первой стадии процесса - извлечении из природного газа диоксида углерода и сероводорода, указано лишь, что возможно использование абсорбции этих компонентов, в частности аминовыми или смешанными растворителями;- no detail is given on the implementation of the method at the first stage of the process — extraction of carbon dioxide and hydrogen sulfide from natural gas, it is only indicated that absorption of these components, in particular amine or mixed solvents, is possible;
- криогенное извлечение концентрата диоксида углерода из отходящего газа требует намного больших энергозатрат, чем, например, абсорбционное или хемосорбционное извлечение диоксида углерода;- cryogenic extraction of carbon dioxide concentrate from the exhaust gas requires much greater energy consumption than, for example, absorption or chemisorption extraction of carbon dioxide;
- мембранное извлечение концентрата диоксида углерода из отходящего газа при большой производительности процесса очистки природного газа - сотни миллионов м3/год - становится практически нереализуемым.- membrane extract concentrate carbon dioxide from the exhaust gas at a high efficiency natural gas purification process - hundreds million m 3 / - becomes practically impossible.
Наиболее близким к заявляемому изобретению является способ очистки природного газа от диоксида углерода, сероводорода и сероксида углерода, включающий, в частности, проведение очистки газа от диоксида углерода и сероводорода последовательно двумя стадиями абсорбции, в каждой из которых имеется собственный контур циркуляции абсорбента в виде водного раствора алкиламинового основания из абсорбера и регенератора и на каждой стадии абсорбции осуществляется выделение из газа кислого газа разного состава, при этом из абсорбера первой стадии абсорбции отводится природный газ, очищенный от диоксида углерода и сероводорода, из регенератора первой стадии абсорбции отводится кислый газ со смесью диоксида углерода и сероводорода, из абсорбера второй стадии абсорбции отводится кислый газ, обогащенный диоксидом углерода, из регенератора второй стадии абсорбции отводится кислый газ, обогащенный сероводородом, при этом на первой и второй стадиях абсорбции используются абсорбенты различного состава (патент US №4412977 С1, B01D 53/34, заявлен 19.04.1982, опубликован 01.11.1983). Недостатками данного изобретения являются:Closest to the claimed invention is a method for purifying natural gas from carbon dioxide, hydrogen sulfide and carbon dioxide, including, in particular, purifying gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide in succession by two stages of absorption, each of which has its own absorbent circulation circuit in the form of an aqueous solution alkylamine base from the absorber and regenerator and at each stage of absorption, acid gas of different compositions is released from the gas, while the first absorption gas is removed from the regenerator of the first absorption stage, an acid gas with a mixture of carbon dioxide and hydrogen sulfide is removed, an acid gas enriched in carbon dioxide is removed from the absorber of the second absorption stage, acid gas is removed from the regenerator of the second absorption stage, enriched with hydrogen sulfide, while in the first and second stages of absorption, absorbents of various compositions are used (US patent No. 4412977 C1, B01D 53/34, filed April 19, 1982, published November 1, 1983). The disadvantages of this invention are:
- извлечение на первой стадии в абсорбере первой стадии суммы диоксида углерода и сероводорода, которые десорбируются из регенератора первой стадии, а затем в абсорбере второй стадии из этих газов извлекается сероводород, таким образом, сероводород в процессе извлекается дважды - в абсорберах первой и второй стадий, что приводит к дополнительному расходу абсорбента, а также к дополнительным энергозатратам на двойную десорбцию сероводорода в регенераторах первой и второй стадий;- extraction of the amount of carbon dioxide and hydrogen sulfide that are desorbed from the first stage regenerator in the first stage absorber in the first stage absorber, and then hydrogen sulfide is extracted from these gases in the second stage absorber, thus, hydrogen sulfide is extracted twice in the process in the first and second stage absorbers, which leads to additional consumption of absorbent, as well as additional energy costs for double desorption of hydrogen sulfide in the regenerators of the first and second stages;
- абсорбция одновременно сероводорода и диоксида углерода в абсорбере первой стадии приводит к большому расходу абсорбента, что вызывает перегрузку абсорбера первой стадии по жидкой фазе и необходимость увеличения диаметра этого аппарата, увеличивая последовательно капиталовложения на реализацию способа, амортизационные отчисления в себестоимость очищенного газа и саму себестоимость;- the absorption of both hydrogen sulfide and carbon dioxide in the absorber of the first stage leads to a large consumption of absorbent, which causes the first stage absorber to overload in the liquid phase and the need to increase the diameter of this apparatus, increasing sequentially the capital investment for the implementation of the method, the depreciation charge for the cost of the purified gas and the cost itself;
- использование в качестве абсорбента на первой стадии смеси водного раствора диизопропаноламина и сульфолана приводит к абсорбции значительного количества углеводородов из исходного природного газа, поскольку сульфолан хорошо растворяет углеводороды;- the use as an absorbent in the first stage of a mixture of an aqueous solution of diisopropanolamine and sulfolane leads to the absorption of a significant amount of hydrocarbons from the source of natural gas, since sulfolane dissolves hydrocarbons well;
- абсорбция на первой стадии процесса одновременно диоксида углерода и сероводорода не может обеспечить глубокую очистку природного газа от диоксида углерода и сероводорода в равной степени, так как константы фазового равновесия этих примесей различны и число теоретических тарелок в абсорбере первой стадии абсорбции, рассчитанное по диоксиду углерода и сероводороду должно быть различным.- absorption of carbon dioxide and hydrogen sulfide simultaneously at the first stage of the process cannot provide deep purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide to an equal extent, since the phase equilibrium constants of these impurities are different and the number of theoretical plates in the absorber of the first absorption stage, calculated from carbon dioxide and hydrogen sulfide should be different.
Известна установка очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода за счет поглощения примесей морской водой в системе из четырех последовательно работающих скрубберов, причем морская вода, загрязненная сероводородом и диоксидом углерода сбрасывается в море на глубину от 30 до 300 м (патент US №2004/0057886 A1, С01В 17/16, заявлен 24.08.2002, опубликован 25.03.2004). Недостатками данного изобретения являются:A known installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide due to the absorption of impurities by sea water in a system of four sequentially working scrubbers, and seawater contaminated with hydrogen sulfide and carbon dioxide is discharged into the sea to a depth of 30 to 300 m (US patent No. 2004/0057886 A1, СВВ 17/16, claimed on 08.24.2002, published on 03.25.2004). The disadvantages of this invention are:
- безвозвратная потеря диоксида углерода и сероводорода, извлеченных из природного газа;- irretrievable loss of carbon dioxide and hydrogen sulfide extracted from natural gas;
- загрязнение акватории моря сбрасываемыми стоками отработанной морской воды, содержащей диоксид углерода и сероводород;- pollution of the sea by the discharged effluents of waste seawater containing carbon dioxide and hydrogen sulfide;
- низкая эффективность морской воды как абсорбента диоксида углерода и сероводорода, приводящая к большому расходу морской воды и, соответственно, увеличению размеров скрубберов.- low efficiency of sea water as an absorbent of carbon dioxide and hydrogen sulfide, leading to a large consumption of sea water and, accordingly, an increase in the size of scrubbers.
Известна установка очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, включающая два последовательно работающих абсорбера, регенератор, холодильники, рекуперативные теплообменники, кипятильник, емкости и трубопроводы обвязки аппаратов (патент ЕР №2179777 А2, B01D 53/14, заявлен 23.10.2008, опубликован 23.10.2009). Недостатками данного изобретения являются:A known installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, including two sequentially working absorbers, a regenerator, refrigerators, recuperative heat exchangers, a boiler, tanks and piping piping apparatus (patent EP No. 2179777 A2, B01D 53/14, filed on 23.10.2008, published on 23.10.2008 .2009). The disadvantages of this invention are:
- отсутствие возможности раздельного извлечения из природного газа диоксида углерода и сероводорода;- the inability to separately extract carbon dioxide and hydrogen sulfide from natural gas;
- низкая эффективность работы первого абсорбера очистки природного газа делающая необходимым установку второго абсорбера.- low efficiency of the first absorber of natural gas purification making it necessary to install a second absorber.
Известна также установка очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, включающая два последовательных узла абсорбционной очистки газа из абсорбера, регенератора, насосов, холодильника, рекуперативного теплообменника, кипятильника, емкости и трубопроводов обвязки аппаратов узлов абсорбционной очистки газа и дополнительный третий абсорбер, на которой исходный природный газ очищается последовательно в абсорберах первого и второго узлов абсорбционной очистки газов вначале преимущественно от сероводорода, десорбируемого из десорбера первого узла, а затем от остатков сероводорода и диоксида углерода, десорбируемых в виде кислого газа из десорбера второго узла. Из кислого газа в дополнительном третьем абсорбере извлекается сероводород, газовая фаза, обогащенная диоксидом углерода, сбрасывается в печь дожита. Выделенный на установке из природного газа сероводород направляется на установку Клауса для производства элементной серы (патент RU №2197319 С2, B01D 53/52, B01D 53/62, B01D 53/14, С01В 17/04, С01В 17/05, заявлен 18.06.1999, опубликован 27.01.2003). Недостатками данного изобретения являются:Also known is a natural gas cleaning plant for removing carbon dioxide and hydrogen sulfide, including two successive absorption gas cleaning units from an absorber, regenerator, pumps, a refrigerator, a regenerative heat exchanger, a boiler, a tank and piping piping apparatus for gas absorption treatment units, and an additional third absorber, on which the source natural gas is purified sequentially in the absorbers of the first and second absorption gas treatment units, primarily primarily from hydrogen sulfide, desorbed from the stripper of the first node, and then from the remains of hydrogen sulfide and carbon dioxide desorbed in the form of acid gas from the stripper of the second node. Hydrogen sulfide is recovered from the acid gas in an additional third absorber, the gas phase enriched in carbon dioxide is discharged into the surviving furnace. Hydrogen sulfide extracted at the installation from natural gas is sent to the Klaus installation for the production of elemental sulfur (patent RU No. 2197319 C2, B01D 53/52, B01D 53/62, B01D 53/14,
- нерациональный выброс в атмосферу диоксида углерода;- irrational release of carbon dioxide into the atmosphere;
- сжигание не прореагировавшего в процессе Клауса сероводорода в печи дожига вместо его возвращения в процесс;- burning of hydrogen sulfide that did not react in the process of Klaus in the afterburner instead of returning it to the process;
- низкая эффективность работы абсорбера первого узла абсорбционной очистки, приводящая к неполноте извлечения сероводорода, и, как следствие, необходимость установки третьего дополнительного абсорбера, что увеличивает капитальные и эксплуатационные расходы на реализацию процесса.- low efficiency of the absorber of the first absorption cleaning unit, leading to incomplete extraction of hydrogen sulfide, and, as a consequence, the need to install a third additional absorber, which increases capital and operating costs for the implementation of the process.
Наиболее близкой к заявляемому изобретению является установка очистки природного газа от диоксида углерода, сероводорода и сероксида углерода, включающая, в частности, два последовательных узла абсорбционной очистки газа из абсорбера, регенератора, насосов, холодильника, рекуперативного теплообменника, кипятильника, емкости и трубопроводов обвязки аппаратов узлов абсорбционной очистки газа (патент US №4412977 C1, B01D 53/34, заявлен 19.04.1982, опубликован 01.11.1983). Недостатками данного изобретения являются:Closest to the claimed invention is a plant for the purification of natural gas from carbon dioxide, hydrogen sulfide and carbon dioxide, including, in particular, two successive units of absorption gas purification from the absorber, regenerator, pumps, refrigerator, recuperative heat exchanger, boiler, tank and piping piping units absorption gas purification (US patent No. 4412977 C1, B01D 53/34, claimed 19.04.1982, published 01.11.1983). The disadvantages of this invention are:
- извлечение на первой стадии в абсорбере первой стадии суммы диоксида углерода и сероводорода, которые десорбируются из регенератора первой стадии, а затем в абсорбере второй стадии из этих газов извлекается сероводород, таким образом, сероводород в процессе извлекается дважды - в абсорберах первой и второй стадий, что приводит к дополнительному расходу абсорбента, а также к дополнительным энергозатратам на двойную десорбцию сероводорода в регенераторах первой и второй ступеней;- extraction of the amount of carbon dioxide and hydrogen sulfide that are desorbed from the first stage regenerator in the first stage absorber in the first stage absorber, and then hydrogen sulfide is extracted from these gases in the second stage absorber, thus, hydrogen sulfide is extracted twice in the process in the first and second stage absorbers, which leads to additional consumption of absorbent, as well as additional energy costs for double desorption of hydrogen sulfide in regenerators of the first and second stages;
- абсорбция одновременно сероводорода и диоксида углерода в абсорбере первой стадии приводит к большому расходу абсорбента, что вызывает перегрузку адсорбера первой ступени по жидкой фазе и необходимость увеличения диаметра этого аппарата, увеличивая последовательно капиталовложения на реализацию способа, амортизационные отчисления в себестоимость очищенного газа и саму себестоимость;- the absorption of both hydrogen sulfide and carbon dioxide in the first stage absorber leads to a large consumption of absorbent, which causes the first stage adsorber to be overloaded in the liquid phase and the need to increase the diameter of this apparatus, increasing successively the capital investment for the implementation of the method, depreciation deductions for the cost of the purified gas and the cost itself;
- абсорбция на первой стадии процесса одновременно диоксида углерода и сероводорода не может обеспечить глубокую очистку природного газа от диоксида углерода и сероводорода в равной степени, так как константы фазового равновесия этих примесей различны и число теоретических тарелок в абсорбере первой стадии абсорбции, рассчитанное по диоксиду углерода и сероводороду должно быть различным.- absorption of carbon dioxide and hydrogen sulfide simultaneously at the first stage of the process cannot provide deep purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide to an equal extent, since the phase equilibrium constants of these impurities are different and the number of theoretical plates in the absorber of the first absorption stage, calculated from carbon dioxide and hydrogen sulfide should be different.
Специфика очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода определяется тремя факторами:The specifics of purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide are determined by three factors:
- требованиями к глубине очистки природного газа при получении товарного топливного газа: содержание диоксида углерода не более 200 мг/м3 при практически полном отсутствии сероводорода;- requirements for the depth of purification of natural gas upon receipt of commercial fuel gas: the content of carbon dioxide is not more than 200 mg / m 3 with almost complete absence of hydrogen sulfide;
- требованиями к качеству концентрата диоксида углерода с содержанием сероводорода не более 200 мг/м3;- quality requirements for a carbon dioxide concentrate with a hydrogen sulfide content of not more than 200 mg / m 3 ;
- требованием к качеству выделенного кислого газа, обогащенного сероводородом и используемого далее в процессе Клауса; в кислом газе содержание диоксида углерода не должно превышать 40%.- a requirement for the quality of the emitted acid gas enriched in hydrogen sulfide and used further in the Klaus process; in acid gas, the carbon dioxide content shall not exceed 40%.
Проблема очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода осложняется еще и тем, что концентрации диоксида углерода и сероводорода в природном газе варьируется в достаточно широких пределах не только для различных месторождений, но и для одного и того же месторождения при переходе добычи газа с одного газоносного горизонта на другой, при этом в большинстве случаев концентрация сероводорода в природном газе, как правило, находится в пределах 3,5-8,0% об. и извлекать сероводород из природного газа целесообразно, как следует из вышеприведенного анализа патентных данных, абсорбционным методом, при более высокой концентрации сероводорода можно использовать метод криогенной конденсации, при более низкой - адсорбционный метод извлечения сероводорода, которые являются более энергозатратными по сравнению с абсорбционным методом. Аналогичная ситуация характерна и для очистки природного газа от примеси диоксида углерода. При наличии в природном газе сероводорода и концентрации диоксида углерода в природном газе на уровне 3,5-6,0% об., извлекаемая из природного газа методом абсорбции одновременно смесь сероводорода и диоксида углерода, в соотношении сероводорода к диоксиду углерода равного 1,0-1,5 (кислый газ) является идеальным сырьем для получения элементной серы методом Клауса, при выходе за пределы этого соотношения возникает необходимость дополнительного обогащения кислого газа недостающим компонентом, что усложняет технологическую схему процесса и не всегда может быть реализовано при недостатке одного из реагентов.The problem of purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide is also complicated by the fact that the concentration of carbon dioxide and hydrogen sulfide in natural gas varies over a fairly wide range, not only for different fields, but also for the same field when the gas production transitions from one gas horizon on the other, in most cases, the concentration of hydrogen sulfide in natural gas, as a rule, is in the range of 3.5-8.0% vol. and to extract hydrogen sulfide from natural gas, it is advisable, as follows from the above analysis of patent data, by the absorption method, at a higher concentration of hydrogen sulfide, the cryogenic condensation method can be used, and at a lower concentration, the adsorption method for the extraction of hydrogen sulfide, which are more energy-intensive compared to the absorption method. A similar situation is typical for the purification of natural gas from impurities of carbon dioxide. In the presence of hydrogen sulfide in natural gas and the concentration of carbon dioxide in natural gas at the level of 3.5-6.0% vol., The mixture of hydrogen sulfide and carbon dioxide extracted from natural gas is simultaneously absorbed in the ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide equal to 1.0- 1.5 (acid gas) is an ideal raw material for the production of elemental sulfur by the Klaus method; if this ratio is exceeded, it becomes necessary to additionally enrich the acid gas with the missing component, which complicates the technological scheme of the process and does not Always it can be realized with a deficiency of one of the reactants.
Техническая задача предлагаемого изобретения заключается в разработке способа и установки очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода при переработке газа, имеющего соотношение сероводорода к диоксиду углерода равным 1,0, но не более 1,5, и концентрации сероводорода от 3,5 до 8,0% об., гарантирующих получение потоков топливного газа, концентрата сероводорода и концентрата диоксида углерода, соответствующих техническим требованиям за счет вариативности параметров технологического режима.The technical task of the invention is to develop a method and installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide during gas processing having a ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide equal to 1.0, but not more than 1.5, and a concentration of hydrogen sulfide from 3.5 to 8, 0% vol., Guaranteeing the receipt of flows of fuel gas, hydrogen sulfide concentrate and carbon dioxide concentrate that meet technical requirements due to the variability of the parameters of the technological mode.
Поставленная задача решается тем, что в способе очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, включающем проведение очистки газа последовательно двумя стадиями абсорбции, в каждой из которых имеется собственный контур циркуляции абсорбента в виде водного раствора алкиламинового основания из абсорбера и регенератора и на каждой стадии абсорбции осуществляется выделение из газа кислого газа разного состава, при переработке газа, имеющего соотношение сероводорода к диоксиду углерода равным 1,0, но не более 1,5, и концентрации сероводорода от 3,5 до 8,0% об., на первой стадии абсорбции осуществляется селективная очистка газа по отношению к диоксиду углерода с выделением кислого газа, в котором содержание диоксида углерода не превышает 30-40%, и очисткой газа на первой стадии абсорбции до содержания диоксида углерода не ниже 60% от первоначального в исходном газе и содержания сероводорода не более 5-7 мг/м3, и на второй стадии абсорбции газ после первой стадии абсорбции очищается до содержания диоксида углерода не более 50-200 мг/м3 с полным отсутствием сероводорода и выделением кислого газа с концентратом диоксида углерода с содержанием сероводорода не более 200 мг/м3, при этом насыщение алкиламинового абсорбента на каждой стадии абсорбции кислыми компонентами не превышает 0,4 моль/моль.The problem is solved in that in a method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, including gas purification in series with two absorption stages, each of which has its own absorbent circulation circuit in the form of an aqueous solution of an alkylamine base from the absorber and regenerator and at each absorption stage different acid gas is extracted from the gas during gas processing, having a ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide equal to 1.0, but not more than 1.5, and the concentration and hydrogen sulfide from 3.5 to 8.0% vol., in the first stage of absorption, selective gas purification is carried out in relation to carbon dioxide with the release of acid gas, in which the carbon dioxide content does not exceed 30-40%, and gas purification in the first stage absorption to a carbon dioxide content of not less than 60% of the initial in the source gas and hydrogen sulfide content of not more than 5-7 mg / m 3 , and in the second absorption stage, the gas after the first absorption stage is purified to a carbon dioxide content of not more than 50-200 mg / m 3 with a complete lack of hydrogen sulfide and vyd leniem acid gas with the concentrate of carbon dioxide with hydrogen sulfide content of not more than 200 mg / m 3, wherein the alkylamine absorbent saturation at each stage of the absorption acid components is not more than 0.4 mol / mol.
Абсорбция на первой стадии процесса одновременно диоксида углерода и сероводорода не может обеспечить глубокую очистку природного газа от диоксида углерода и сероводорода в равной степени, так как константы фазового равновесия этих примесей различны, поэтому алкиламиновый абсорбент на этой стадии преимущественно насыщается сероводородом, при этом концентрация сероводорода в очищенном газе после первой стадии абсорбционной очистки в абсорбере с оптимальным числом теоретических тарелок и расходом абсорбента не превышает 5-7 мг/м3, достижение более глубокой очистки газа при этом нежелательно, поскольку требует резкого увеличения числа теоретических тарелок и расхода циркулирующего абсорбента, тем более, что из-за различия в константах фазового равновесия на первой стадии процесса все равно удается извлечь из газа не более 60% диоксида углерода. Насыщение алкиламинового абсорбента кислыми компонентами не может быть выше равновесной величины 0,4 моль/моль при температуре процесса абсорбции кислых компонентов из газа, что позволяет определить минимальный расход абсорбента, подаваемого в абсорбер. После регенерации абсорбента на первой стадии абсорбционной очистки образуются кислые газы, состоящие максимум из 60% исходного диоксида углерода и практически всего сероводорода исходного газа, при этом концентрация диоксида углерода в кислом газе в зависимости от пределов соотношения диоксида углерода и сероводорода в исходном газе составит по материальному балансу не более 30-40%.The absorption of carbon dioxide and hydrogen sulfide simultaneously at the first stage of the process cannot provide deep purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide equally, since the phase equilibrium constants of these impurities are different, therefore, the alkylamine absorbent at this stage is predominantly saturated with hydrogen sulfide, while the concentration of hydrogen sulfide in the purified gas after the first purification stage absorption in an absorber with an optimum number of theoretical plates and a rate of the absorbent is less than 7.5 mg / m 3 to tizhenie deeper gas purification while undesirable, because it requires a sharp increase in the number of theoretical plates and the flow of the circulating absorbent, especially that due to differences in the constants of the phase equilibrium in the first process stage is still possible to remove from the gas is not more than 60% carbon dioxide. The saturation of the alkylamine absorbent with acidic components cannot be higher than the equilibrium value of 0.4 mol / mol at the temperature of the process of absorption of acidic components from gas, which allows us to determine the minimum flow rate of the absorbent supplied to the absorber. After regeneration of the absorbent in the first stage of absorption purification, acid gases are formed, consisting of a maximum of 60% of the initial carbon dioxide and almost all of the hydrogen sulfide of the source gas, while the concentration of carbon dioxide in acid gas depending on the limits of the ratio of carbon dioxide and hydrogen sulfide in the source gas will be balance sheet not more than 30-40%.
На второй стадии абсорбции природный газ после первой стадии абсорбции очищается до содержания диоксида углерода не более 50-200 мг/м3 с полным отсутствием сероводорода, что позволяет в последующем сжижать газ с получением гарантированного качества продукта по ГОСТ Р 56021-2014 на сжиженный газ марок Б и В с допустимым содержанием диоксида углерода в газе не более, соответственно, 0,015% масс. (105 мг/м3) и 0,03% масс. (210 мг/м3). Выделенный на второй стадии абсорбции после регенерации абсорбента кислый газ представляет собой концентрат диоксида углерода, который может быть использован, например, при синтезе метанола, что ограничивает содержание сероводорода в кислом газе не более 200 мг/м3, поскольку сероводород дезактивирует катализаторы синтеза метанола, что гарантируется высокой степенью очистки газа от сероводорода на первой стадии (поступающий на вторую стадию абсорбции газ содержит после первой стадии абсорбции сероводорода не более 5-7 мг/м3). Насыщение алкиламинового абсорбента кислыми компонентами не может быть выше равновесной величины 0,4 моль/моль при температуре процесса абсорбции кислых компонентов из газа, величина равновесного насыщения позволяет определить минимальный расход абсорбента, подаваемого в абсорбер.In the second stage of absorption, natural gas after the first stage of absorption is purified to a carbon dioxide content of not more than 50-200 mg / m 3 with the complete absence of hydrogen sulfide, which subsequently allows liquefying gas to obtain guaranteed product quality in accordance with GOST R 56021-2014 for liquefied gas of brands B and C with a permissible carbon dioxide content in the gas of not more, respectively, 0.015% of the mass. (105 mg / m 3 ) and 0.03% of the mass. (210 mg / m 3 ). The acid gas extracted in the second stage of absorption after regeneration of the absorbent is a carbon dioxide concentrate that can be used, for example, in the synthesis of methanol, which limits the content of hydrogen sulfide in acid gas to not more than 200 mg / m 3 , since hydrogen sulfide deactivates methanol synthesis catalysts, which it is guaranteed by a high degree of gas purification from hydrogen sulfide in the first stage (the gas entering the second stage of absorption contains not more than 5-7 mg / m 3 after the first stage of absorption of hydrogen sulfide). The saturation of the alkylamine absorbent with acidic components cannot be higher than the equilibrium value of 0.4 mol / mol at the temperature of the process of absorption of acidic components from gas, the value of equilibrium saturation allows you to determine the minimum flow rate of the absorbent supplied to the absorber.
Целесообразно на обоих стадиях абсорбции в абсорберах и регенераторах применять в качестве контактных устройств перекрестноточную насадку, которая характеризуется индивидуальными проходными сечениями для потоков газовой фазы и жидкого абсорбента, что обеспечивает наибольший коэффициент полезного действия в процессе массопередачи для этих контактных устройств по сравнению, например, с тарелками различных конструкций.It is advisable to use a cross-flow nozzle as contact devices at both stages of absorption in the absorbers and regenerators, which is characterized by individual flow cross sections for gas phase and liquid absorbent flows, which provides the highest efficiency during mass transfer for these contact devices compared to, for example, plates various designs.
Для обеспечения селективности абсорбции извлекаемых компонентов на первой стадии абсорбции в качестве абсорбента используют водный раствор МДЭА с содержанием его 40-60% или его модификацию с добавками, ослабляющими поглощение по отношению к диоксиду углерода, что способствует поглощению сероводорода, а на второй стадии абсорбции используют в качестве абсорбента водный раствор МДЭА в смеси с ДЭА в различном соотношении или отдельно каждый из них, включая их модификации и добавки, усиливающие эффект поглощения по отношению к диоксиду углерода, что препятствует поглощению сероводорода. Для повышения качества абсорбции на обоих стадиях абсорбции в регенераторах получают регенерированный абсорбент с остаточным содержанием диоксида углерода не более 0,1 г/л и сероводорода не более 0,4 г/л, что обеспечивается соответствующим технологическим режимом работы регенератора (температура и давление в аппарате, число и эффективность контактных устройств, величина теплоподвода в нижнюю часть регенератора), ибо при большем содержании примесей диоксида углерода и сероводорода в регенерированном абсорбенте в очищенных газах, покидающих абсорберы, повысится равновесное содержание извлекаемых компонентов выше принятых допустимых пределов (концентрация в очищенном газе сероводорода после первого абсорбера - 7 мг/м3, диоксида углерода после второго абсорбера - 50-200 мг/м3). На первой стадии абсорбции в качестве абсорбента используют водный раствор МДЭА с повышенной концентрацией собственно активного компонента МДЭА 40-60%, что позволяет в 2-3 раза уменьшить расход циркулирующего абсорбента в системе и пропорционально сократить энергозатраты на регенерацию абсорбента и его перекачку по трубопроводам установки, повышение концентрации МДЭА в водном растворе выше 60% становится нецелесообразным, поскольку при этом интенсифицируется процесс коррозии аппаратуры и формируются отложения осадков карбонатов и сульфидов на поверхности теплообменных трубок в теплообменник аппаратах и контактных устройств в абсорберах и регенераторах.To ensure the selectivity of absorption of the extracted components in the first stage of absorption, an aqueous solution of MDEA with its content of 40-60% or its modification with additives that weaken the absorption with respect to carbon dioxide is used as absorbent, which contributes to the absorption of hydrogen sulfide, and in the second stage of absorption they are used in as an absorbent, an aqueous solution of MDEA mixed with DEA in a different ratio or separately each of them, including their modifications and additives, enhancing the absorption effect with respect to carbon dioxide kind, which prevents the absorption of hydrogen sulfide. To improve the quality of absorption at both stages of absorption in the regenerators, a regenerated absorbent with a residual carbon dioxide content of not more than 0.1 g / l and hydrogen sulfide not more than 0.4 g / l is obtained, which is ensured by the corresponding technological mode of operation of the regenerator (temperature and pressure in the apparatus , the number and effectiveness of contact devices, the amount of heat supply to the lower part of the regenerator), because with a higher content of impurities of carbon dioxide and hydrogen sulfide in the regenerated absorbent in the purified gases, leaving boiling absorbers increase the equilibrium extractable component content above accepted limits (the concentration of hydrogen sulphide in the purified gas after the first absorber - 7 mg / m 3, after the second carbon dioxide absorber - 50-200 mg / m 3). At the first stage of absorption, an MDEA aqueous solution with an increased concentration of the active component MDEA 40-60% is used as the absorbent, which allows reducing the consumption of circulating absorbent in the system by 2–3 times and proportionally reducing the energy consumption for the regeneration of the absorbent and its pumping through the plant’s pipelines, an increase in the concentration of MDEA in an aqueous solution above 60% becomes inappropriate, since the process of corrosion of the equipment is intensified and deposits of carbonate and sulphide are formed ide on the surface of heat exchange tubes in heat exchanger devices and contact devices in absorbers and regenerators.
Для повышения уровня вариативности технологического режима, обеспечивающего необходимое качество получаемых топливного газа и концентратов сероводорода и диоксида углерода, целесообразно, чтобы на первой стадии абсорбции на абсорбцию подавался регенерированный абсорбент, по крайне мере, на два уровня перекрестноточной насадки, при этом температура регенерированного абсорбента, подаваемого на верхний и нижний уровни перекрестноточной насадки, одинакова и не превышает 53°C, кроме того, на первой стадии предусмотрено то, что, температура регенерированного абсорбента, подаваемого на нижний уровень перекрестноточной насадки, была на 5-10°C выше температуры регенерированного абсорбента, подаваемого на верхний уровень перекрестноточной насадки, но не выше 70°C. На второй стадии абсорбции на абсорбцию целесообразно подавать регенерированный абсорбент на верхний уровень перекрестноточной насадки, при этом температура регенерированного абсорбента, подаваемого на верхний уровень перекрестноточной насадки, чтобы не превышала 53°C, при этом температура газа, поступающего на вторую стадию абсорбции должна быть равной температуре выхода газа с первой стадии, но не выше 53-54°C. Для повышения уровня вариативности технологического режима также целесообразно, чтобы на первой стадии абсорбции расходы регенерированного абсорбента на каждом из уровней перекрестноточной насадки были разными, при этом на нижнем уровне не ниже двух раз, но не более трех раз выше, чем на верхнем. Защищаемый, температурный режим и специфика ввода регенерированного абсорбента в абсорберы обусловлена следующими технологическими и физико-химическими положениями:To increase the variability of the technological regime that ensures the required quality of the resulting fuel gas and hydrogen sulfide and carbon dioxide concentrates, it is advisable that, at the first absorption stage, regenerated absorbent be fed to the absorption, at least at two levels of crossflow nozzle, while the temperature of the regenerated absorbent supplied to the upper and lower levels of the crossflow nozzle, the same and does not exceed 53 ° C, in addition, at the first stage, it is provided that and the regenerated absorbent supplied to the lower level of the crossflow nozzle was 5-10 ° C higher than the temperature of the regenerated absorbent supplied to the upper level of the crossflow nozzle, but not higher than 70 ° C. In the second stage of absorption, it is advisable to apply the regenerated absorbent to the upper level of the crossflow nozzle, while the temperature of the regenerated absorbent supplied to the upper level of the crossflow nozzle so as not to exceed 53 ° C, while the temperature of the gas entering the second stage of absorption should be equal to the temperature gas output from the first stage, but not higher than 53-54 ° C. To increase the variability of the technological regime, it is also advisable that, at the first stage of absorption, the costs of the regenerated absorbent at each level of the crossflow nozzle be different, while at the lower level no less than two times, but no more than three times higher than at the top. Protected, temperature conditions and the specifics of entering the regenerated absorbent into the absorbers is due to the following technological and physico-chemical provisions:
а) чем ниже температура абсорбции, тем выше поглощающая способность абсорбента, например, поглощение сероводорода 15% водным раствором моноэтаноламина составляет при 40°C - 0,4 моль/моль, при 60°C - 0,25 моль/моль, при 80°C - 0,15 моль/моль, при 140°C - 0,04 моль/моль и, как следствие, уменьшение расхода абсорбента, но уменьшение температуры абсорбента на входе в абсорбер обеспечивается его охлаждением оборотной водой, имеющей температуру 25-30°C, при этом снижение температуры абсорбента приводит к резкому возрастанию расхода охлаждающей воды и поверхности теплопередачи в холодильнике из-за уменьшения движущей силы теплопередачи - температурного напора. С учетом суперпозиции улучшения теплопередачи и ухудшения поглощения примесей абсорбентом повышать температуру регенерированного абсорбента на входе в абсорберы выше 53°C нецелесообразно с позиций минимизации эксплуатационных затрат на реализацию процесса;a) the lower the absorption temperature, the higher the absorption capacity of the absorbent, for example, the absorption of hydrogen sulfide with a 15% aqueous solution of monoethanolamine is 0.4 mol / mol at 40 ° C, 0.25 mol / mol at 60 ° C, at 80 ° C - 0.15 mol / mol, at 140 ° C - 0.04 mol / mol and, as a result, a decrease in the flow rate of the absorbent, but a decrease in the temperature of the absorbent at the inlet to the absorber is ensured by its cooling with circulating water having a temperature of 25-30 ° C while the decrease in the temperature of the absorbent leads to a sharp increase in the flow rate of cooling water and the surface loperedachi in the refrigerator due to a decrease driving force of heat - the temperature difference. Given the superposition of improving heat transfer and deteriorating absorption of impurities by the absorbent, it is impractical to increase the temperature of the regenerated absorbent at the inlet of the absorbers above 53 ° C from the standpoint of minimizing the operating costs of the process;
б) при повышенном содержании диоксида углерода в исходном газе. Диоксид углерода, хотя и имеет относительно низкую поглощаемость абсорбентом, начинает подавлять абсорбцию более активно сорбирующегося сероводорода; в этом случае необходимо, чтобы температура регенерированного абсорбента, подаваемого на нижний уровень перекрестноточной насадки, была хотя бы на 5-10°C выше температуры регенерированного абсорбента (т.е. составляла 58-63°C), подаваемого на верхний уровень перекрестноточной насадки, но при этом была не выше 70°C, поскольку это приведет одновременно и к снижению сорбируемости сероводорода;b) with a high content of carbon dioxide in the source gas. Carbon dioxide, although it has a relatively low absorption by the absorbent, begins to suppress the absorption of more actively sorbed hydrogen sulfide; in this case, it is necessary that the temperature of the regenerated absorbent supplied to the lower level of the crossflow nozzle be at least 5-10 ° C higher than the temperature of the regenerated absorbent (i.e., 58-63 ° C) supplied to the upper level of the crossflow nozzle, but at the same time it was not higher than 70 ° C, since this would simultaneously lead to a decrease in the adsorption of hydrogen sulfide;
в) абсорбент, контактирующий с газом и поглощающий из него примеси сероводорода и диоксида углерода, разогревается за счет выделения теплоты абсорбции и одновременно передает часть этого тепла потоку газа, при этом самая высокая температура в абсорбере наблюдается в нижней части аппарата, а самая низкая - в верхней, при этом разница температур между абсорбентом и газом в верхней части незначительна, поскольку в ней извлекается из газа уже незначительная часть примесей, и обычно составляет 0,1-0,3°C, в связи с этим температура газа, поступающего на вторую стадию абсорбции должна быть равной температуре выхода газа с первой стадии, поскольку не предусмотрено дополнительное охлаждение газа между аппаратами, и при этом температура газа должна быть не выше 53-54°C, поскольку газ, выходящий из абсорбера первой стадии контактирует с регенерированным абсорбентом, имеющим температуру не выше 53°C;c) the absorbent in contact with the gas and absorbing impurities of hydrogen sulfide and carbon dioxide from it is heated by liberating the heat of absorption and at the same time transfers part of this heat to the gas stream, with the highest temperature in the absorber at the bottom of the apparatus and the lowest at the upper one, while the temperature difference between the absorbent and the gas in the upper part is insignificant, since an insignificant part of the impurities is extracted from it, and is usually 0.1-0.3 ° C, and therefore the temperature of the gas entering о to the second stage of absorption should be equal to the gas outlet temperature from the first stage, since there is no additional cooling of the gas between the devices, and the gas temperature should not be higher than 53-54 ° C, since the gas leaving the absorber of the first stage is in contact with the regenerated an absorbent having a temperature not exceeding 53 ° C;
г) равновесная величина насыщения алкиламинового абсорбента кислыми компонентами не может быть выше 0,4 моль/моль при варьируемости температуры процесса абсорбции в диапазоне 53-70°C.d) the equilibrium value of the saturation of the alkylamine absorbent with acidic components cannot be higher than 0.4 mol / mol when the temperature of the absorption process is varied in the range 53-70 ° C.
Решение поставленной задачи обеспечивается также тем, что в установке очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, включающей два последовательных узла абсорбционной очистки газа из абсорбера, регенератора, насосов, холодильника, рекуперативного теплообменника, ребойлера, емкости и трубопроводов обвязки аппаратов узлов абсорбционной очистки газа, трубопровод подачи исходного природного газа подключен к нижней части абсорбера первого узла абсорбционной очистки, верх абсорбера первого узла абсорбционной очистки соединяется к нижней части абсорбера второго узла абсорбционной очистки, верх абсорбера второго узла абсорбционной очистки соединяется с трубопроводом отвода очищенного газа, верх емкости первого узла абсорбционной очистки соединяется трубопроводом подачи концентрата сероводорода с установкой Клауса для утилизации сероводорода, верх емкости второго узла абсорбционной очистки соединяется трубопроводом подачи концентрата диоксида углерода с установкой доочистки хвостовых газов или с печью дожига хвостовых газов. Для повышения извлечения целевых компонентов трубопровод отвода очищенного газа после первого узла абсорбции соединяют либо с воздушным холодильником, выход которого соединен трубопроводом с нижней частью абсорбера второго узла, либо с теплообменником «газ-газ», выход которого соединен трубопроводом с нижней частью абсорбера второго узла, либо последовательно соединяют с теплообменником «газ-газ» и воздушным холодильником, при этом выход последнего соединен трубопроводом с нижней частью абсорбера второго узла.The solution to this problem is also ensured by the fact that in the installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, which includes two successive units of absorption gas treatment from the absorber, regenerator, pumps, refrigerator, recuperative heat exchanger, reboiler, tank and piping piping apparatus gas absorption treatment units, the natural gas feed pipe is connected to the bottom of the absorber of the first absorption cleaning unit, the top of the absorber of the first absorption cleaning unit is connected it is connected to the bottom of the absorber of the second absorption cleaning unit, the top of the absorber of the second absorption cleaning unit is connected to the purified gas discharge pipe, the top of the capacity of the first absorption cleaning unit is connected by the supply pipe of the hydrogen sulfide concentrate to the Claus installation for the disposal of hydrogen sulfide, the top of the capacity of the second absorption cleaning unit is connected by the supply pipe carbon dioxide concentrate with a tail gas aftertreatment unit or with a tail gas afterburner. To increase the extraction of the target components, the purified gas exhaust pipe after the first absorption unit is connected either to an air cooler, the outlet of which is connected by a pipe to the lower part of the absorber of the second unit, or to a gas-gas heat exchanger, the outlet of which is connected by a pipe to the lower part of the absorber of the second unit, or are connected in series with a gas-gas heat exchanger and an air cooler, while the outlet of the latter is connected by a pipeline to the lower part of the absorber of the second unit.
Для интенсификации работы массообменной аппаратуры целесообразно в абсорберах и регенераторах первого и второго узлов очистки газов применять высокоэффективные перекрестноточные насадочные контактные устройства, при этом в абсорберах первого и второго узлов очистки газов применяют, по крайней мере, два слоя перекрестноточных насадочных контактных устройств, что обеспечит ввод регенерированных абсорбентов в средние части абсорберов, в связи с чем абсорберы первого и второго узлов очистки газов имеют штуцера для ввода регенерированного абсорбента в верхней и средней частях абсорберов.To intensify the work of mass transfer equipment, it is advisable to use highly efficient cross-flow nozzle contact devices in the absorbers and regenerators of the first and second gas treatment units, while at least two layers of cross-flow nozzle contact devices are used in the absorbers of the first and second gas treatment units, which will ensure the input of regenerated absorbents in the middle parts of the absorbers, in connection with which the absorbers of the first and second gas treatment units have a nozzle for input regenerated th absorbent in the upper and middle parts of the absorbers.
Заявляемое изобретение иллюстрируется чертежами, где на фигурах 1 и 2 изображена схема предлагаемой установки для очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода по предложенному способу очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода.The invention is illustrated by drawings, where Figures 1 and 2 show a diagram of a proposed installation for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide according to the proposed method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide.
Схема установки включает следующие позиции:The installation diagram includes the following items:
10, 30 - абсорбер;10, 30 - an absorber;
20, 40 - регенератор;20, 40 - regenerator;
50, 60 - теплообменник;50, 60 - heat exchanger;
70, 80 - ребойлер;70, 80 - reboiler;
90, 100, 110, 120, 200 - холодильник;90, 100, 110, 120, 200 - refrigerator;
130, 150 - экспанзер;130, 150 - expancer;
140, 160 - насос;140, 160 - pump;
170, 180 - рефлюксная емкость;170, 180 - reflux capacity;
190 - воздушный холодильник;190 - air cooler;
1-9, 11-19, 21-29, 31-39, 41,42 - трубопроводы.1-9, 11-19, 21-29, 31-39, 41.42 - pipelines.
Заявляемый способ очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода согласно фигуре 1 осуществляется следующим образом. Поступающий на первую стадию абсорбции по трубопроводу 1 природный газ с температурой 30°C проходит восходящим потоком через абсорбер 10 навстречу потоку регенерированного абсорбента, поступающего двумя раздельными потоками в абсорбер 10, в котором поддерживается давление 5,0 МПа. Насыщенный кислыми газами абсорбент, выходящий по трубопроводу 2 с низа абсорбера 10, поступает в экспанзер 130 и далее по трубопроводу 38 направляется в теплообменник 50, в котором нагревается регенерированным абсорбентом из регенератора 20 и подается на верх регенератора 20. После частичного охлаждения в теплообменнике 50 регенерированный абсорбент дополнительно охлаждается в холодильнике 90, после которого поступает в емкость хранения регенерированного абсорбента и далее насосом (на фиг. 1 не показано) прокачивается в абсорбер 10. Тепло, необходимое для регенерации насыщенного абсорбента, сообщается абсорбенту в ребойлере 70, обогреваемым паром низкого давления, поступающего по трубопроводу 12. Кислый газ, содержащий диоксида углерода не более 50% об., из регенератора 20 по трубопроводу 4 направляется на охлаждение в холодильник 100 для конденсации большей части содержащихся в нем водяных паров, после которого по трубопроводу 5 поступает в рефлюксную емкость 170, откуда конденсат-флегма по трубопроводу 8, пройдя через насос 140, непрерывно возвращается обратно в абсорбер 10, чтобы предотвратить увеличение концентрации раствора амина, а кислый газ с содержанием диоксида углерода не более 30-40% по трубопроводу 6 отводится с установки.The inventive method of purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide according to figure 1 is as follows. Natural gas with a temperature of 30 ° C entering the first stage of absorption through
В способе очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода предусмотрен экспанзер 130, где за счет снижения давления насыщенного абсорбента выделяются физически растворенные в абсорбенте углеводороды по трубопроводу 37.In the method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, an
Очищенный на первой стадии газ с содержанием сероводорода не более 5,0 мг/м3 и диоксида углерода не более 3,8% об. направляется по трубопроводу 18 на вторую стадию абсорбции, где проводится глубокая абсорбционная очистка от сероводорода, в нижнюю часть абсорбера 30, в котором поддерживается давление 4,9 МПа. С верха абсорбера 30 очищенный газ с содержанием сероводорода не более 7,0 мг/м3 и температурой 50°C отводится на дальнейшую переработку, а с низа абсорбера 30 по трубопроводу 21 насыщенный кислыми компонентами абсорбент нагревается в теплообменнике 60, предварительно проходя через экспанзер 150, где улавливаются углеводороды, и поступает в верхнюю часть регенератора 40, с низа которого регенерированный абсорбент частично охлаждается в теплообменнике 60, доохлаждается в холодильнике 110, после которого поступает в емкость хранения регенерированного абсорбента и насосом (на фиг. 1 не показано) прокачивается на верхний слой перекрестноточной насадки абсорбера 30.The gas purified at the first stage with a hydrogen sulfide content of not more than 5.0 mg / m 3 and carbon dioxide not more than 3.8% vol. sent through
На фигуре 1 изображена принципиальная схема установки для очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода. Установка, реализующая заявляемый способ очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, функционирует следующим образом.The figure 1 shows a schematic diagram of a plant for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide. Installation that implements the inventive method of purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, operates as follows.
Сырье поступает на первый узел абсорбции, включающий абсорбер 10, представляющий собой колонну с насадками перекрестноточного типа, с входом сырья по трубопроводу 1 в нижней части, выходом очищенного от сероводорода газа по трубопроводу 18 и входами для раствора регенерированного абсорбента, вводимого по трубопроводам 16 и 17 в абсорбер 10 в разных соотношениях и выходом кубовой жидкости по трубопроводу 2 в экспанзер 130, откуда по трубопроводу 37 отводится экспанзерный газ, а трубопровод 38 соединяется с трубным пространством теплообменника 50, на выходе которого нагретый насыщенный абсорбент по трубопроводу 3 поступает на регенерацию абсорбента в регенератор 20, также представляющий собой массообменную колонну с насадками перекрестноточного типа. Регенератор 20 снабжен в нижней части ребойлером 70 с трубопроводом подачи теплоносителя водяного пара 12 и трубопроводом вывода конденсата 13. Кубовая жидкость регенератора 20 по трубопроводу 9 подается в межтрубное пространство ребойлера 70, на выходе из которого паровая фаза по трубопроводу 11 возвращается в регенератор 20, а жидкая фаза по трубопроводу 14 направляется в абсорбер 10, минуя теплообменник 50, холодильник 90, емкость хранения регенерированного абсорбента и насос (последние на фиг. 1 не показаны).The raw material enters the first absorption unit, including an
С верхней части регенератора 20 отводится пар и газ по трубопроводу 4, которые охлаждаются в холодильнике 100 и далее трубопроводом 5 соединен с рефлюксной емкостью 170, снабженной выходами кислых газов и кислой воды по трубопроводам 6 и 7 соответственно. Кислая вода через насос 140 по трубопроводу 8 подается в верхнюю часть регенератора 20 в виде орошения.Steam and gas are discharged from the upper part of the
Очищенный газ после первого узла абсорбции поступает на второй узел абсорбции, который включает абсорбер 30, представляющий колонну с насадками перекрестноточного типа, с входом очищенного от сероводорода газа по трубопроводу 18 в нижней части, выходом очищенного газа с содержанием сероводорода не более 7,0 мг/м3 по трубопроводу 19 и входом регенерированного абсорбента, вводимого по трубопроводу 36 в абсорбер 30 и выходом кубовой жидкости по трубопроводу 21, соединенному с входом экспанзера 150, откуда выход экспанзерного газа осуществляется по трубопроводу 39, а насыщенного абсорбента по трубопроводу 22, который соединен с трубным пространством теплообменника 60, на выходе которого нагретый насыщенный абсорбент по трубопроводу 23 поступает на регенерацию в регенератор 40, также представляющий собой массообменную колонну с насадками перекрестноточного типа. Регенератор 40 снабжен в нижней части ребойлером 80 с трубопроводом подачи водяного пара 32 и трубопроводом вывода конденсата 33. Кубовая жидкость регенератора 80 по трубопроводу 29 подается в межтрубное пространство ребойлера 80, на выходе из которого паровая фаза по трубопроводу 31 возвращается в регенератор 40, а жидкая фаза по трубопроводу 34 направляется в абсорбер 30, пройдя теплообменник 60 и холодильник 110.The purified gas after the first absorption unit enters the second absorption unit, which includes an
С верхней части регенератора 40 отводится пар и газ по трубопроводу 24, которые охлаждаются в холодильнике 120, после которого трубопроводом 25 соединен с рефлюксной емкостью 180, снабженной выходами кислого газа и кислой воды по трубопроводам 26 и 27 соответственно. Кислая вода через насос 160 по трубопроводу 28 подается в верхнюю часть регенератора 40 в виде орошения, а кислый газ с содержанием сероводорода не более 200 мг/м3 по трубопроводу 26 отводится с установки.Steam and gas are discharged from the upper part of the
В отличие от фигуры 1 на фигуре 2 представлен заявляемый способ очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, в котором дополнительно используется воздушный холодильник 190, позволяющий охладить на 5-8°C очищенный газ после первой стадии абсорбции перед подачей его на вторую стадию абсорбции с целью повышения извлечения целевых компонентов. Также схемой предусмотрено использование теплообменника «газ-газ» (на фиг. 2 не показано) взамен воздушного холодильника 190. Таким образом, очищенный газ, уходящий из абсорбера 10 с температурой 53°C, после первой стадии абсорбции будет охлаждаться очищенным газом после второй стадии абсорбции, отводимым из абсорбера 30 с температурой 50°C.In contrast to figure 1, figure 2 presents the inventive method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, which additionally uses an
В связи с тем, что основное количество регенерированного абсорбента 330 нм3/ч с повышенной температурой подается в среднюю часть абсорбера 10, дополнительно на трубопроводе подачи верхнего регенерированного абсорбента в абсорбер 10 установлен холодильник 200, позволяющий снизить температуру ввода регенерированного абсорбента. Ввод дополнительного холодильника 200 позволяет снизить эксплуатационные затраты, так как глубокому охлаждению подвергается только часть абсорбента.Due to the fact that the main amount of the regenerated absorbent 330 nm 3 / h with increased temperature is supplied to the middle part of the
На фигуре 2 изображена принципиальная схема установки для очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода, отличающаяся от фигуры 1 тем, что на первом узле абсорбции регенерированный абсорбент после охлаждения по трубопроводу 42 поступает в холодильник 200, откуда по трубопроводу 16 охлажденный поток регенерированного абсорбента подается в верхнюю часть абсорбера 10. Кроме того, вверх абсорбера соединен трубопроводом 41 с воздушным холодильником 190, откуда охлажденный очищенный газ по трубопроводу 18 подается на второй узел абсорбции.Figure 2 shows a schematic diagram of a plant for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide, which differs from Figure 1 in that the regenerated absorbent after cooling through the
Возможность практической реализации заявляемого способа очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода иллюстрируется следующими примерами.The practical implementation of the proposed method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide is illustrated by the following examples.
Пример 1. Переработка природного газа Карачаганакского газоконденсатного месторождения на Оренбургском ГПЗ согласно предлагаемому изобретению. Компонентный состав данного природного газа приведен ниже, причем соотношение сероводорода к диоксиду углерода составляет 1,0:1,3% об.:Example 1. Processing of natural gas of the Karachaganak gas condensate field at the Orenburg gas processing plant according to the invention. The composition of this natural gas is given below, and the ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide is 1.0: 1.3% vol .:
- сероводород - 4,7;- hydrogen sulfide - 4.7;
- диоксид углерода - 6,0;- carbon dioxide - 6.0;
- вода - 0,1;- water - 0.1;
- углеводороды - 89,2.- hydrocarbons - 89.2.
Расход сырья в абсорбер 10 первой стадии абсорбции составляет 235 тыс нм3/ч. Абсорбер 10 имеет двухуровневый ввод регенерированного абсорбента на секции перекрестноточной насадки PETON. На верхний уровень насадки подается регенерированный абсорбент в количестве 110 нм3/ч, а на нижний уровень насадки - 330 нм3/ч. В качестве абсорбента используется 40% масс, водный раствор МДЭА. Подвод тепла вниз регенератора осуществляется в количестве 30 МВт/ч. Насыщение абсорбента составляет 0,39 моль/моль.The consumption of raw materials in the
После первой стадии абсорбции отводится 18,6 тыс нм3/ч кислого газа с содержанием диоксида углерода, равным 34,0% об., сероводорода 59,0% об. и 218 тыс нм3/ч очищенного газа, в котором содержание сероводорода составляет 7,0 мг/м3, а диоксида углерода 3,8% об., что соответствует селективности 63,0% масс, определяемой как доля в процентном соотношении не поглощенного диоксида углерода к исходному содержанию диоксида углерода в газе. Температура верха абсорбера составляет 53°C, температура низа - 63°C. Давление в абсорбере 10-5,0 МПа.After the first absorption stage, 18.6 thousand nm 3 / h of acid gas with a carbon dioxide content of 34.0% vol., Hydrogen sulfide 59.0% vol. and 218 thousand nm 3 / h of purified gas, in which the content of hydrogen sulfide is 7.0 mg / m 3 and carbon dioxide is 3.8% vol., which corresponds to a selectivity of 63.0% of the mass, defined as a percentage of not absorbed carbon dioxide to the initial content of carbon dioxide in the gas. The top temperature of the absorber is 53 ° C, the bottom temperature is 63 ° C. The pressure in the absorber is 10-5.0 MPa.
Очищенный газ в полном объеме после селективной очистки газа с температурой 53°C поступает в воздушный холодильник 190, в котором охлаждается до 50°C и далее направляется на вторую стадию абсорбции, где осуществляется его глубокая очистка от сероводорода. Абсорбер 30 снабжен перекрестноточной насадкой PETON, в верхнюю часть которой подается регенерированный абсорбент (20% масс. ДЭА и 20% масс. МДЭА) в количестве 236 нм3/ч. Насыщение абсорбента составляет не более 0,4 моль/моль. Подвод тепла вниз регенератора осуществляется в количестве 27 МВт/ч. После второй стадии абсорбции 9 тыс нм3/ч кислого газа с содержанием сероводорода 130 мг/м3 отправляется на утилизацию или на иные нужды. Температура верха абсорбера составляет 52°C, температура низа - 73°C.Давление в абсорбере 30-4,9 МПа. Очищенный газ в количестве 210 тыс нм3/ч с содержанием диоксида углерода не более 50 мг/м3 и отсутствием сероводорода направляется на дальнейшую переработку.After selective gas purification with a temperature of 53 ° C, the fully purified gas enters the
Пример 2. На Оренбургский ГПЗ в отличие от примера 1 поступает Карачаганакский газ с более высоким содержанием сероводорода и соотношением сероводорода к диоксиду углерода равным 1:1. Ниже приведен компонентный состав данного газа, % об.:Example 2. At the Orenburg gas processing plant, in contrast to example 1, Karachaganak gas with a higher content of hydrogen sulfide and a ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide equal to 1: 1 is supplied. Below is the component composition of this gas,% vol .:
- сероводород - 6,0;- hydrogen sulfide - 6.0;
- диоксид углерода - 6,0;- carbon dioxide - 6.0;
- вода - 0,1;- water - 0.1;
- углеводороды - 87,9.- hydrocarbons - 87.9.
Расход сырья в абсорбер 30 первой стадии абсорбции составляет 184 тыс нм3/ч. Абсорбер 30 имеет двухуровневый ввод регенерированного абсорбента на секции перекрестноточной насадки PETON. На верхний уровень насадки подается регенерированный абсорбент в количестве 100 нм3/ч, а на нижний уровень насадки - 340 нм3/ч. В качестве абсорбента используется 40% масс, водный раствор МДЭА. Подвод тепла вниз регенератора осуществляется через ребойлер в количестве 25 МВт/ч. Насыщение абсорбента составляет не более 0,4 моль/моль.The consumption of raw materials in the
После первой стадии абсорбции отводится 17 тыс нм3/ч кислого газа с содержанием диоксида углерода, равным 30,0% об., сероводорода 64,0% об. и 168 тыс нм3/ч очищенного газа, в котором содержание сероводорода составляет 7 мг/м3, а диоксида углерода - 3,8% об., что соответствует селективности 63,0% масс, определяемой как доля в процентном соотношении непоглощенного диоксида углерода к исходному содержанию диоксида углерода в газе. Температура верха абсорбера составляет 53°C, температура низа - 63°C.Давление в абсорбере 10-5,0 МПа.After the first absorption stage, 17 thousand nm 3 / h of acid gas with a carbon dioxide content of 30.0% vol., Hydrogen sulfide 64.0% vol. and 168 thousand nm 3 / h of purified gas, in which the content of hydrogen sulfide is 7 mg / m 3 and carbon dioxide is 3.8% vol., which corresponds to the selectivity of 63.0% of the mass, defined as a percentage of unabsorbed carbon dioxide to the initial content of carbon dioxide in the gas. The top temperature of the absorber is 53 ° C, the bottom temperature is 63 ° C. The pressure in the absorber is 10-5.0 MPa.
Очищенный газ в полном объеме после селективной очистки газа с температурой 53°C поступает в воздушный холодильник 190, в котором охлаждается до 50°C, и далее направляется на вторую стадию абсорбции, где осуществляется его глубокая очистка от сероводорода. Абсорбер 30 снабжен перекрестноточной насадкой PETON, в верхнюю часть которой подается регенерированный абсорбент (20% масс ДЭА и 20% масс МДЭА) в количестве 440 нм3/ч. Насыщение абсорбента составляет не более 0,4 моль/моль. Подвод тепла вниз регенератора осуществляется в количестве 27 МВт/ч. После второй стадии абсорбции 7 тыс. нм3/ч кислого газа с содержанием сероводорода 182 мг/м3 отправляется на утилизацию или на иные нужды. Температура верха абсорбера составляет 52°C, температура низа - 72°C.Давление в абсорбере 30-4,9 МПа. Очищенный газ в количестве 162 тыс нм3/ч с содержанием диоксида углерода не более 50 мг/м3 и отсутствием сероводорода направляется на дальнейшую переработку.After selective gas purification with a temperature of 53 ° C, the fully purified gas enters the
В таблице 1 приведено сравнение результатов расчета первой стадии абсорбции заявляемого способа очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода (пример 1 и 2) с фактическими параметрами работы данного объекта при использовании в качестве абсорбента водного раствора МДЭА (литературные данные).Table 1 shows a comparison of the results of calculating the first stage of absorption of the proposed method for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide (examples 1 and 2) with the actual operation parameters of this object when using an MDEA aqueous solution as an absorbent (published data).
Пример 3. При концентрации сероводорода и диоксида углерода в очищаемом природном газе соответственно 3,5 и 3,5% об., извлечении на первой стадии процесса из газа 60% диоксида углерода и практически полностью сероводорода, содержание диоксида углерода в кислом газе составит 37,5% об. При концентрации сероводорода и диоксида углерода в очищаемом природном газе соответственно 8 и 6% об., извлечении на первой стадии процесса из газа 60% диоксида углерода и практически полностью сероводорода, содержание диоксида углерода в кислом газе составит 31% об.Example 3. When the concentration of hydrogen sulfide and carbon dioxide in the purified natural gas, respectively, 3.5 and 3.5% vol., The extraction of 60% carbon dioxide and almost completely hydrogen sulfide from the gas in the first stage of the process, the content of carbon dioxide in acid gas will be 37, 5% vol. When the concentration of hydrogen sulfide and carbon dioxide in the purified natural gas is 8 and 6% vol., Respectively, the extraction of 60% carbon dioxide and almost completely hydrogen sulfide from the gas at the first stage of the process, the carbon dioxide content in acid gas will be 31% vol.
Таким образом, заявляемое изобретение в полном объеме решает поставленную техническую задачу разработки способа и установки очистки природного газа от диоксида углерода и сероводорода при переработке газа, имеющего соотношение сероводорода к диоксиду углерода равным 1,0, но не более 1,5, и концентрации сероводорода от 3,5 до 8,0% об., гарантирующих получение потоков топливного газа, концентрата сероводорода и концентрата диоксида углерода, соответствующих техническим требованиям за счет вариативности параметров технологического режима.Thus, the claimed invention fully solves the technical task of developing a method and installation for the purification of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulfide in the processing of gas having a ratio of hydrogen sulfide to carbon dioxide equal to 1.0, but not more than 1.5, and the concentration of hydrogen sulfide from 3.5 to 8.0% vol., Guaranteeing the receipt of flows of fuel gas, hydrogen sulfide concentrate and carbon dioxide concentrate that meet technical requirements due to the variability of the parameters of the technological mode.
Claims (19)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2014106402/05A RU2547021C1 (en) | 2014-02-20 | 2014-02-20 | Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2014106402/05A RU2547021C1 (en) | 2014-02-20 | 2014-02-20 | Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2547021C1 true RU2547021C1 (en) | 2015-04-10 |
Family
ID=53296144
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2014106402/05A RU2547021C1 (en) | 2014-02-20 | 2014-02-20 | Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2547021C1 (en) |
Cited By (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2602908C1 (en) * | 2015-07-31 | 2016-11-20 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method of natural gas cleaning from impurities during its preparation for production of liquefied methane, ethane and hydrocarbons wide fraction |
| RU2624160C1 (en) * | 2016-03-25 | 2017-06-30 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method and installation for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide |
| WO2017196620A1 (en) * | 2016-05-11 | 2017-11-16 | Uop Llc | Methods and apparatuses for gas separation by solvent or absorbent |
| WO2019005716A1 (en) * | 2017-06-30 | 2019-01-03 | Uop Llc | Process for gas separation by solvent or absorbent |
| RU2750797C1 (en) * | 2020-11-03 | 2021-07-02 | Общество С Ограниченной Ответственностью "Химтехпроект" | Method for separation of acid gas into components: hydrogen sulfide and carbon dioxide |
| RU2751635C1 (en) * | 2020-12-17 | 2021-07-15 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method for purifying natural gas from impurities |
| RU2787770C1 (en) * | 2022-02-17 | 2023-01-12 | Акционерное общество "НИПИгазпереработка" (АО "НИПИГАЗ") | Method for removing methanol from amine solution |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4412977A (en) * | 1982-04-19 | 1983-11-01 | Shell Oil Company | Selective acid gas removal |
| RU2197319C2 (en) * | 1999-06-18 | 2003-01-27 | ОАО "Газпром" | Plant for cleaning gases from acid components |
| RU2385180C1 (en) * | 2008-08-21 | 2010-03-27 | Владимир Сергеевич Арутюнов | Method to purify hydrocarbon gases |
| RU2394635C2 (en) * | 2008-06-16 | 2010-07-20 | Юрий Викторович Кушелев | Method of gas cleaning and device to this end |
-
2014
- 2014-02-20 RU RU2014106402/05A patent/RU2547021C1/en active
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4412977A (en) * | 1982-04-19 | 1983-11-01 | Shell Oil Company | Selective acid gas removal |
| RU2197319C2 (en) * | 1999-06-18 | 2003-01-27 | ОАО "Газпром" | Plant for cleaning gases from acid components |
| RU2394635C2 (en) * | 2008-06-16 | 2010-07-20 | Юрий Викторович Кушелев | Method of gas cleaning and device to this end |
| RU2385180C1 (en) * | 2008-08-21 | 2010-03-27 | Владимир Сергеевич Арутюнов | Method to purify hydrocarbon gases |
Cited By (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2602908C1 (en) * | 2015-07-31 | 2016-11-20 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method of natural gas cleaning from impurities during its preparation for production of liquefied methane, ethane and hydrocarbons wide fraction |
| RU2602908C9 (en) * | 2015-07-31 | 2017-03-22 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method of natural gas cleaning from impurities during its preparation for production of liquefied methane, ethane and hydrocarbons wide fraction |
| RU2624160C1 (en) * | 2016-03-25 | 2017-06-30 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method and installation for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide |
| WO2017196620A1 (en) * | 2016-05-11 | 2017-11-16 | Uop Llc | Methods and apparatuses for gas separation by solvent or absorbent |
| WO2019005716A1 (en) * | 2017-06-30 | 2019-01-03 | Uop Llc | Process for gas separation by solvent or absorbent |
| RU2750797C1 (en) * | 2020-11-03 | 2021-07-02 | Общество С Ограниченной Ответственностью "Химтехпроект" | Method for separation of acid gas into components: hydrogen sulfide and carbon dioxide |
| RU2751635C1 (en) * | 2020-12-17 | 2021-07-15 | Игорь Анатольевич Мнушкин | Method for purifying natural gas from impurities |
| RU2787770C1 (en) * | 2022-02-17 | 2023-01-12 | Акционерное общество "НИПИгазпереработка" (АО "НИПИГАЗ") | Method for removing methanol from amine solution |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2547021C1 (en) | Method and unit for stripping of natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide | |
| JP3663117B2 (en) | Method and apparatus for recovering carbon dioxide from an oxygen-containing mixture | |
| CN101898805B (en) | Two-tower stripping treatment method for sewage in coal chemical engineering equipment | |
| KR101709867B1 (en) | Apparatus for capturing of carbon dioxide | |
| RU2480401C2 (en) | Method and apparatus for regenerating amine-containing solution to wash incoming gas during purification | |
| CN102946972B (en) | Liquid carbon dioxide is utilized to carry out the method and apparatus of purification of carbon dioxide | |
| PL130823B1 (en) | Method of selective separation of hydrogen sulfide from gaseous mixtures | |
| JP2012529364A (en) | Method and recycling device for recycling CO2 absorbent | |
| MXPA00005733A (en) | RECOVERY OF CARBON DIOXIDE WITH COMPOSITE AMINE BLENDS | |
| CN104066494B (en) | Ammonia is trapped in aqueous wash liquid by carbon dioxide product liquid | |
| JP2004524147A (en) | Carbon dioxide capture plant | |
| CN101605724A (en) | Recovery method of high-purity carbon dioxide | |
| CN114206472B (en) | Method and treatment device for treating gas by adsorption using thermally optimized thermal flash solvent regeneration | |
| RU2371238C2 (en) | Complex method and device for smoke gas cleaning with recovery of heat, harmful impurities and carbon dioxide | |
| JP2003535209A (en) | Deoxidation of hydrocarbon fluid streams. | |
| JPWO2018190104A1 (en) | Apparatus and method for recovering carbon dioxide in flue gas | |
| KR101726162B1 (en) | Method of resource reuse of stripping system for acid gas capture | |
| US7695702B2 (en) | Optimization of amine regeneration system start-up using flash tank pressurization | |
| KR101724157B1 (en) | Separation Devices and Methods for Separating Acidic Gas from Mixed Gas | |
| US20070284240A1 (en) | System and method for diagnosing and troubleshooting amine regeneration system | |
| RU2385180C1 (en) | Method to purify hydrocarbon gases | |
| RU2624160C1 (en) | Method and installation for purifying natural gas from carbon dioxide and hydrogen sulphide | |
| RU2252063C1 (en) | Method of purification of gas mixtures from carbon dioxide (alternatives) and a device for purification of gas mixtures from carbon dioxide (alternatives) | |
| RU2381823C1 (en) | Method of purifying gas from acid components and installation for realising said method | |
| RU2555011C2 (en) | Method of regenerating saturated amine solution |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| HE4A | Change of address of a patent owner |
Effective date: 20190704 |