一种天然气净化系统及方法
技术领域
本发明涉及天然气技术领域，具体涉及一种天然气净化系统及方法。
背景技术
长庆油田下古气田天然气中一般含有H2S和CO2等酸性介质，不但影响天然气的热值，而且对管道和容器产生严重的腐蚀，严重影响着天然气的管输及利用。硫化氢是一种活性腐蚀剂，在高压、高温及液态水存在时，腐蚀作用会更加剧烈。二氧化碳是天然气中的酸性组分，当有液态水存在时，所生成的碳酸对设备和管道同样具有腐蚀性。此外，二氧化碳还是天然气中不可燃组分，影响天然气的热值。
国内一些天然气井场，存在供电、供水设施跟不上，故不适合建造大型天然气处理装置，更适合建造一些小型化和橇装化的天然气净化装置。由于目前国内没有对小型装置的脱除工艺进行研究，因此缺乏理论作为支撑依据。
本发明的目的是提供一种天然气净化系统及方法，通过该系统及方法除去天然气中的H2S和CO2，保护生态环境。
发明内容
本发明克服了现有技术的不足，提供了一种天然气净化系统及方法，尤其是具有除去天然气中的H2S和CO2的特点。
本发明所解决的技术问题可以采用以下技术方案来实现：
一种天然气净化系统，包括
进气管路，进气管路一端与天然气原料气连通；
气液分离器，气液分离器的进气口与进气管路另一端连通，气液分离器的排污口通过排污管路与排污系统连通；
吸收塔，吸收塔的进气口通过管路与气液分离器的排气口连通，吸收塔的排气口通过吸收塔出气管路与下游管路连通；
再生单元，再生单元的入口通过管路与吸收塔的排液口连通，再生单元的出气口通过管路与回收系统连通，再生单元的排液口通过管路；
混合器，混合器包括第一入口、第二入口及混合器出口，混合器的第一入口通过管路与再生单元的排液口连通，混合器的第二入口连接进水管路；
冷却器，冷却器的一端通过管路与混合器的混合器出口连通；
溶液泵，溶液泵的入口通过管路与冷却器的另一端连通，溶液泵的出口还通过管路与吸收塔连通；
所述的吸收塔的进气口连接的管路与溶液泵的出口连接的管路之间连接有调节器。
所述的溶液泵的出口与吸收塔连通的管路上还连接有循环器。
所述的再生单元包括节流阀、闪蒸罐、换热器及再生塔，闪蒸罐的入口通过管路与吸收塔的排液口连通，节流阀连接在闪蒸罐与吸收塔连通的管路上，闪蒸罐的排气口通过闪蒸罐出气管路与回收系统连通，闪蒸罐的排液口通过管路与换热器连通后，再通过管路与再生塔连通，再生塔的排气口通过再生塔出气管路与回收系统连通，再生塔的排液口还通过管路与换热器连通后，又通过管路与混合器的第一入口连通。
所述的换热器为板翅式换热器。
所述的再生塔的排气口上还通过管路连接有冷凝器，冷凝器的排液口通过管路与再生塔连通，冷凝器的排气口连接再生塔出气管路。
所述的再生塔的排液口上还通过管路连接有重沸器，重沸器的排气口通过管路与再生塔连通，重沸器的排液口通过管路与换热器连通后，再通过管路与混合器的第一入口连通。
一种天然气净化系统方法包括上述任意一项所述的一种天然气净化系统，包括以下步骤
步骤一：天然气的原料气通过进气管路进入气液分离器进行分离，当气液分离器内的原料气达到气液相平衡后，气液分离器分离的气相通过管路进入吸收塔进行吸收分离出的气相中的H2S和CO2；
步骤二：在步骤一的基础上，通过吸收塔吸收处理后的气相通过吸收塔出气管路进入下游管路，吸收塔底部的液相通过管路进入节流阀进行节流，节流后的液相通过管路进入闪蒸罐；
步骤三：在步骤二的基础上，进入闪蒸罐内处理后的气相通过闪蒸罐出气管路与回收系统连通进行回收处理，闪蒸罐底部的液相通过管路进入换热器进行换热后进入再生塔；
步骤四：在步骤三的基础上，进入再生塔内的液相处理后的气相通过冷凝器再次处理后通过再生塔出气管路与回收系统连通进行回收处理，再生塔底部的液相通过重沸器处理后通过管路进入换热器进行换热，然后通过管路进入混合器；
步骤五：在步骤四的基础上，进入混合器的液相通过冷却器冷却，然后通过溶液泵及循环器进入吸收塔进行再次利用，用于吸收H2S和CO2，溶液泵的出口与吸收塔入口之间的压力通过调节器进行调节。
所述的再生塔底部的液相进入混合器后需要通过进水管路给混合器内加水，混合器出来的液相为再生塔底部的液相与水的混合液。
所述步骤五中通过调节器调节吸收塔入口的压力和溶液泵出口的压力，使吸收塔入口的压力与溶液泵出口的压力之间的压力差值为0.035MPa，当吸收塔的入口压力降低时，则通过调节器调节溶液泵提压；当吸收塔的入口压力升高，则通过调节器调节溶液泵降压，从而保持吸收塔入口压力的稳定。
本发明的有益效果是：
与现有技术相比，本发明通过进气管路进入气液分离器进行气液分离，然后分离的气相进入吸收塔进行去除H2S和CO2，除去H2S和CO2的气相通过管路去与下游管路连通，吸收塔内的液相通过管路进入再生单元处理，处理后的液相进入混合器与进水管路内的水混合，混合后的液相通过冷却器冷却然后通过溶液泵进入吸收塔进行再次利用，用于吸收H2S和CO2，本发明提供的一种天然气净化系统及方法可以广泛应用在国内偏远井场气、放空气、站点伴生气的回收和利用上，既有一定的经济效益，还能减少H2S、CO2排放具有社会效益，同时还具有实时调整参数、优化参数、提高产率、降低能耗等设计上的参考价值。
附图说明
下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。
图1是本发明的天然气净化系统整体结构示意图。
图中：1-进气管路、2-气液分离器、3-吸收塔、4-节流阀、5-闪蒸罐、6-换热器、7-再生塔、8-溶液泵、9-调节器、10-冷却器、11-混合器、12-循环器、13-吸收塔出气管路、14-闪蒸罐出气管路、15-再生塔出气管路、16-进水管路、17-排污管路。
具体实施方式
实施例1:
参照图1，是本发明实施例1的结构示意图，一种天然气净化系统，包括
进气管路1，进气管路1一端与天然气原料气连通；
气液分离器2，气液分离器2的进气口与进气管路1另一端连通，气液分离器2的排污口通过排污管路17与排污系统连通；
吸收塔3，吸收塔3的进气口通过管路与气液分离器2的排气口连通，吸收塔3的排气口通过吸收塔出气管路13与下游管路连通；
再生单元，再生单元的入口通过管路与吸收塔3的排液口连通，再生单元的出气口通过管路与回收系统连通，再生单元的排液口通过管路；
混合器11，混合器11包括第一入口、第二入口及混合器出口，混合器11的第一入口通过管路与再生单元的排液口连通，混合器11的第二入口连接进水管路16；
冷却器10，冷却器10的一端通过管路与混合器11的混合器出口连通；
溶液泵8，溶液泵8的入口通过管路与冷却器10的另一端连通，溶液泵8的出口还通过管路与吸收塔3连通。
实际使用时：天然气原料气通过进气管路1进入气液分离器2进行气液分离，然后分离的气相进入吸收塔3进行去除H2S和CO2，除去H2S和CO2的气相通过管路去与下游管路连通，吸收塔3内的液相通过管路进入再生单元处理，处理后的液相进入混合器11与进水管路16内的水混合，混合后的液相通过冷却器10冷却然后通过溶液泵8进入吸收塔3进行再次利用，用于吸收H2S和CO2，通过本发明的系统可以进行天然气原料气中的H2S和CO2的处理同时处理后的液相进行再次处理后进行再次利用，保护了生态环境。
实施例2:
与实施例1相比，本实施例的不同之处在于：所述的吸收塔3的进气口连接的管路与溶液泵8的出口连接的管路之间连接有调节器9。
实际使用时：通过调节器9调节吸收塔3的进气口及溶液泵8的出口处的压力，保证吸收塔3入口压力的稳定。
实施例3:
与实施例1相比，本实施例的不同之处在于：所述的溶液泵8的出口与吸收塔3连通的管路上还连接有循环器12。
实际使用时：通过循环器12与溶液泵8的配合将再生单元生成的液相循环溶液泵入吸收塔3用于吸收H2S和CO2。
实施例4:
与实施例1相比，本实施例的不同之处在于：所述的再生单元包括节流阀4、闪蒸罐5、换热器6及再生塔7，闪蒸罐5的入口通过管路与吸收塔3的排液口连通，节流阀4连接在闪蒸罐5与吸收塔3连通的管路上，闪蒸罐5的排气口通过闪蒸罐出气管路14与回收系统连通，闪蒸罐5的排液口通过管路与换热器6连通后，再通过管路与再生塔7连通，再生塔7的排气口通过再生塔出气管路15与回收系统连通，再生塔7的排液口还通过管路与换热器6连通后，又通过管路与混合器11的第一入口连通。
进一步的所述的换热器6为板翅式换热器。
进一步的所述的再生塔7的排气口上还通过管路连接有冷凝器，冷凝器的排液口通过管路与再生塔7连通，冷凝器的排气口连接再生塔出气管路15。
进一步的所述的再生塔7的排液口上还通过管路连接有重沸器，重沸器的排气口通过管路与再生塔7连通，重沸器的排液口通过管路与换热器6连通后，再通过管路与混合器11的第一入口连通。
实际使用时：通过吸收塔3吸收处理后的液相通过节流阀4节流，节流阀4的用于使液体流速瞬时变小，从节流阀4出来的液相压力瞬时变小，此时液相通过管路进入闪蒸罐5，闪蒸罐5内的气相闪蒸罐出气管路14与回收系统连通，进行回收处理，闪蒸罐5内的液相进入换热器6进行换热，换热后液相进入再生塔7进行再生，再生后的液相通过重沸器后再次进入换热器6进行换热，然后在进入混合器11与水混合，混合后的混合液通过冷却器10冷却后进，再通过溶液泵8及循环器12进入吸收塔3，再生塔7所产生的气相通过冷凝器后通过再生塔出气管路15进入回收系统连通进行回收处理；所述换热器6为板翅式换热器，板翅式换热器具有传热效率高、结构紧凑、轻巧牢固和适应性强的特点。
实施例5:
一种天然气净化系统方法包括实施例1-4任意一项所述的一种天然气净化系统，包括以下步骤
步骤一：天然气的原料气通过进气管路1进入气液分离器2进行分离，当气液分离器2内的原料气达到气液相平衡后，气液分离器2分离的气相通过管路进入吸收塔3进行吸收分离出的气相中的H2S和CO2；
步骤二：在步骤一的基础上，通过吸收塔3吸收处理后的气相通过吸收塔出气管路13进入下游管路，吸收塔3底部的液相通过管路进入节流阀4进行节流，节流后的液相通过管路进入闪蒸罐5；
步骤三：在步骤二的基础上，进入闪蒸罐5内处理后的气相通过闪蒸罐出气管路14与回收系统连通进行回收处理，闪蒸罐5底部的液相通过管路进入换热器6进行换热后进入再生塔7；
步骤四：在步骤三的基础上，进入再生塔7内的液相处理后的气相通过冷凝器再次处理后通过再生塔出气管路15与回收系统连通进行回收处理，再生塔7底部的液相通过重沸器处理后通过管路进入换热器6进行换热，然后通过管路进入混合器11；
步骤五：在步骤四的基础上，进入混合器的液相通过冷却器10冷却，然后通过溶液泵8及循环器12进入吸收塔3进行再次利用，用于吸收H2S和CO2，溶液泵8的出口与吸收塔3入口之间的压力通过调节器9进行调节。
进一步的所述的再生塔7底部的液相进入混合器11后需要通过进水管路16给混合器内加水，混合器11出来的液相为再生塔7底部的液相与水的混合液。
进一步的所述步骤五中通过调节器9调节吸收塔3入口的压力和溶液泵8出口的压力，使吸收塔3入口的压力与溶液泵8出口的压力之间的压力差值为0.035MPa，当吸收塔3的入口压力降低时，则通过调节器9调节溶液泵8提压；当吸收塔3的入口压力升高，则通过调节器9调节溶液泵8降压，从而保持吸收塔3入口压力的稳定。
通过上述的方法有效的去除了天然气原料气内的水分和其它杂质同时去除了H2S和CO2，同时将所处理产生的液相进行处理循环利用，有效的保护了生态环境。
实施例6:
本实施例通过进一步的详细的说明本发明方法；
步骤一：天然气原料气通过进气管路1进入气液分离器2进行分离，其中天然气原料气的主要成分具体见表-1，在气液分离器2作用下原料气除去了水分和其它杂质，当原料气在气液分离器2中达到气液相平衡后，从而分离出气相，此时气相的温度为25～26℃，压力为6.8～6.9MPa，气相进入吸收塔3底部，从吸收塔3顶部出来的天然气温度为35～36℃，压力为6.8～6.9MPa，此时从吸收塔3顶部出来的天然气主要成分具体见表-2，即从吸收塔3底部出来的主要为水和DEA溶液，其温度为58～60℃，压力为6.8～6.9MPa。吸收塔3底部出来的水及DEA溶液通过管路进入节流阀4节流，节流阀4用于使液体流速瞬时变小，通过节流阀4出来的水及DEA溶液的压力瞬时变小，此时流速变小压力变小的目的是让液体中的气体在此效应下能够析出一部分硫化氢和二氧化碳，为后续从重沸器中析出其余部分硫化氢和二氧化碳节约能耗，此时温度降为58～60℃，压力为0.6～0.7MPa，水和DEA溶液再进入闪蒸罐5，闪蒸罐5出来的气相温度为58～60℃，压力为0.6～0.7MPa，从闪蒸罐5顶部出来的气相成分具体见表-3。闪蒸罐5底部出来的水及DEA溶液进入板翅式换热器6进行换热后，温度为90～95℃，压力为0.5～0.6MPa，然后进入再生塔7进行再生。
所述所述气液相平衡后指液相进入气体的速度等于气体从液相中挥发的速度，这时体系的性质不随时间变化而变化。
表-1天然气原料气组分表
表-2吸收塔3顶部出来的天然气主要成分组分表
表-3闪蒸罐5顶部出来的天然气组分表
步骤二：从再生塔7顶出来的主要是水、H2S、CO2，温度为50℃，压力为0.19MPa，再生塔7顶出来的气相成分具体见表-4，再生塔7底出来的主要是DEA溶液温度为124.8℃、压力为0.22MPa，再生塔7底出来DEA溶液进入重沸器的目的是进行二次闪蒸出硫化氢和二氧化碳，然后处理后的DEA溶液进入板翅式换热器6进行换热，换热后温度为80～85℃，压力为0.1～0.3MPa，然后进入混合器11与进水管路16内的水进行混合，因为在整个系统中DEA溶液中的水分有损耗，所以需要加水进行混合。从混合器11出来的水和DEA溶液的混合液温度为84～86℃，压力为0.1～0.2MPa，然后进入冷却器10进行冷却后，温度为30～35℃，压力为0.1～0.3MPa，进入溶液泵8增压后，温度为30～35℃，压力为6.5～7MPa，通过循环器12后进入吸收塔3，DEA溶液经过系统的再生处理后，重新到吸收塔3进行处理气体。
步骤三：从气液分离器2底部出来的物流主要是水，还有少量CO2和H2S及其它杂质，具体组分见表-5。
表-5气液分离器2底部出口组分表
所述从再生塔7顶出来的物流主要是65.1％的CO2，28.1％的H2S，6.6％H2O以及含有微量的CH4，具体成分见附图和表-4。
表-4再生塔7出口的天然气组分表
所述气液分离器2的操作温度为25～26℃，压力为6.8～6.9MPa之间。
所述本实施例中吸收塔3塔盘设置为20层塔盘，压力控制在6.85～6.9MPa之间。
所述本实施例中再生塔7塔盘设置成18层塔盘，压力控制在0.19～0.22MPa之间，塔内控制回流比为1.5，塔顶温度控制在50℃～55℃之间。
所述闪蒸罐5温度控制在58～60℃，压力控制在0.62～0.63MPa之间。
所述调节器9用于调节溶液泵8出口的压力与吸收塔3入口的压力，吸收塔3入口的压力控制在6.9MPa，溶液泵8入口的压力控制在6.865MPa，两者之间的压力差值为35KPa，当吸收塔3的入口压力降低，则通过调节器9调节溶液泵8提压；当吸收塔3的入口压力升高，则通过调节器9调节溶液泵8降压，来保证吸收塔3入口压力的稳定。
所述步骤二中在混合器11前由于DEA溶液的蒸发损耗，因此在混合器11的入口通过进水管路1加入一定量的水，水的温度为25℃，压力为0.105MPa。
本实施中系统中的设备能耗具体见表-6
表-6设备能耗统计表
根据GB17820-2012《天然气》的规定，一类天然气的H2S含量≦6mg/m3、CO2含量≦2％；二类天然气的H2S含量≦20mg/m3、CO2含量≦3％；三类天然气的H2S含量≦350mg/m3。从表-1，表-2看出，未净化前的天然气H2S含量为1.7％，CO2含量为4.1％；净化后的天然气H2S含量为0，CO2含量为0.2％。通过本系统的处理后基本达到了处理的要求。从表-3看出重沸器在本系统中的能耗最大，溶液泵的能耗最低。
本发明提供的一种天然气净化系统及方法可以广泛应用在国内偏远井场气、放空气、站点伴生气的回收和利用上，既有一定的经济效益，还能减少H2S、CO2排放具有社会效益，同时还具有实时调整参数、优化参数、提高产率、降低能耗等设计上的参考价值。
上面结合附图对本发明的实施方式作了详细的说明，但本发明并不限于上述实施方式，在本领域普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本发明宗旨的前提下作出各种变化，其都在该技术的保护范围内。
需要说明，本发明实施例中所有方向性指示(诸如上、下、左、右、前、后……)仅用于解释在某一特定姿态(如附图所示)下各部件之间的相对位置关系、运动情况等，如果该特定姿态发生改变时，则该方向性指示也相应地随之改变。
各个实施例之间的技术方案可以相互结合，但是必须是以本领域普通技术人员能够实现为基础，当技术方案的结合出现相互矛盾或无法实现时应当认为这种技术方案的结合不存在，也不在本发明要求的保护范围之内。
