一种节能型天然气MDEA脱碳系统及其脱碳工艺的制作方法

本发明涉及天然气净化领域，尤其涉及一种节能型天然气mdea脱碳系统及其脱碳工艺。

背景技术：

合成气和由地层采出的天然气通常含有一些co2等酸性气体。根据我国商品天然气指标要求，co2含量需小于3%（mole%）才能外输给民用用户；此外，为防止co2低温造成的冻堵，用于制备lng的天然气co2含量需低至50ppm以下，因此高含co2天然气需要进行脱碳处理。目前，国内外常用的脱碳方法有低温分离法、膜分离法、吸附分离法、溶剂吸收法以及以上各方法的联合分离法等。

低温分离法适用酸气含量高但净化度要求不高的场合，且工艺复杂、大幅降温导致能耗较高。膜分离法适用于从高含碳天然气中粗脱酸气和水，一般工业上首先适用膜分离法对高含碳天然气进行粗脱，再应用化学溶剂法进行精脱，这样可以达到高净化度且较经济。膜分离法虽然具有能耗低、占地面积小、维修保养方便、高效环保节能等优点，但采用该法烃损失率较大。吸附分离法适用于处理量小、含碳量不大且净化度要求高的场合。

溶剂吸收法仍然是目前应用最成熟广泛的脱碳方法之一。溶剂吸收法又分为化学吸收法、物理吸收法和混合溶剂法。在各类溶剂吸收法中，醇胺法应用最为广泛。在各类醇胺法中，又以活化的mdea工艺最受推崇，因具备高使用浓度、高酸气负荷、低腐蚀性、不易降解、挥发损失小等特性。

但现有的mdea脱碳工艺耗能较大，其造成严重的胺液损耗，并且随着胺液损耗的增大而导致净化效率下降，因此，有必要研究一种新工艺来解决上述问题。

技术实现要素：

本发明目的是针对上述问题，提供一种对天然气或合成气进行脱碳处理的节能型天然气mdea脱碳系统及其脱碳工艺。

为了实现上述目的，本发明的技术方案是：

一种节能型天然气mdea脱碳系统，包括吸收塔、再生塔、二氧化碳压缩机、净化气冷却器、贫/富胺液换热器、胺液冷却器、富液/二氧化碳换热器、胺液再沸器、胺液过滤器、胺液增压泵、再生塔回流泵、加料泵、净化气气液分离器、富胺液闪蒸罐、二氧化碳气液分离器、加料罐、溶液缓冲罐；

所述吸收塔底部的气相入口与原料气进气管道相连通，吸收塔顶部的气相出口经过净化气冷却器的热通道后与净化气气液分离器入口相连通，净化气气液分离器顶部的气相出口与净化气出气管道相连通，净化气气液分离器底部的液相出口、吸收塔底部的液相出口均与富胺液闪蒸罐的入口相连通；

富胺液闪蒸罐顶部的气相出口与闪蒸气出气管道相连通；富胺液闪蒸罐底部的液相出口依次经过贫/富液换热器的冷流通道、富液/二氧化碳换热器的冷流通道后与再生塔上部的液相入口相连通；

所述再生塔底部的液相出口分别与贫/富胺液换热器热流通道的一端、胺液再沸器的通道入口相连通，胺液再沸器的通道出口与再生塔的气液相返回入口相连通；贫/富胺液换热器热流通道的另一端经过胺液冷却器的热流通道后与溶液缓冲罐的入口相连通；所述加料罐的底部出料口经过加料泵后与溶液缓冲罐的入口相连通，溶液缓冲罐的出口与胺液增压泵的入口相连通，胺液增压泵的出口分别与胺液过滤器的入口、吸收塔上部的液相入口相连通，胺液过滤器的出口与胺液增压泵的出口相连通；

所述再生塔顶部的气相出口依次经过二氧化碳压缩机、富液/二氧化碳换热器的热流通道后与二氧化碳分液器的入口相连通，二氧化碳分液器的气相出口至高点放空；二氧化碳分液器的液相出口与再生塔回流泵的入口相连通，再生塔回流泵的出口与再生塔上部的液相入口相连通。

进一步的，所述净化气冷却器的热通道与净化气气液分离器入口之间、净化气气液分离器顶部的气相出口与净化气出气管道之间、净化气气液分离器底部的液相出口与富胺液闪蒸罐的入口之间、富胺液闪蒸罐顶部的气相出口与闪蒸气出气管道之间、富胺液闪蒸罐底部的液相出口与贫/富液换热器的冷流通道之间、胺液冷却器的热流通道与溶液缓冲罐的入口之间、胺液增压泵的出口与胺液过滤器的入口之间、吸收塔底部的液相出口与富胺液闪蒸罐的入口之间、二氧化碳分液器的气相出口位置均设置有调压阀。

进一步的，所述再生塔底部的液相出口与贫/富胺液换热器的热流通道之间设置有手控阀。

进一步的，所述净化气冷却器、胺液冷却器采用循环水冷却系统或空冷冷却系统。

进一步的，所述富液/二氧化碳换热器、贫/富胺液换热器、胺液冷却器均采用板式或管壳式换热器。

进一步的，所述加料泵采用气动隔膜泵。

一种节能型天然气mdea脱碳工艺，包括以下步骤：

s1、原料气进气管道内的原料气从吸收塔底部的气相入口进入吸收塔内并自下而上流动；胺液自吸收塔上部的液相入口进入吸收塔并自上而下淋入，逆向流动的胺液和原料气在吸收塔内充分接触后，原料气中的co2被胺液吸收并从吸收塔上部的气相出口排出，吸收了co2的胺液从吸收塔底部的液相出口进入富胺液闪蒸罐；

s2、从吸收塔上部的气相出口排出的原料气经净化气冷却器冷却后进入净化气气液分离器中分离出携带的游离水，分离出游离水后的原料气经净化气出气管道输出；分离出的游离水自净化气气液分离器底部的液相出口进入富胺液闪蒸罐；

s3、富胺液闪蒸罐内的胺液从富胺液闪蒸罐底部的液相出口流出并依次经过贫/富胺液换热器的冷流通道、富液/二氧化碳换热器的冷流通道升温至95～109℃后从再生塔上部的液相入口进入再生塔内进行解吸；

s4、再生塔内的胺液从再生塔底部的液相出口流入胺液再沸器进行再次加热后从再生塔的气液相返回入口再次进入再生塔内进行解吸；充分解吸之后的胺液从再生塔底部的液相出口流出并依次经过经贫/富胺液换热器、胺液冷却器冷却至45℃后进入溶液缓冲罐；

s5、再生塔内解吸后产生的co2从再生塔顶部的气相出口进入二氧化碳压缩机内进行增压操作，然后经过富液/二氧化碳换热器的热流通道冷却后进入二氧化碳分液器内进行分液，分液后的气体从二氧化碳分液器顶部的气相出口至高点排放，分液后的液体从二氧化碳分液器底部的液相出口出来并经过再生塔回流泵增压后从再生塔上部的液相入口进入再生塔内；

s6、在加料罐内加入消泡剂或吸收剂并通过加料泵将消泡剂或吸收剂送入溶液缓冲罐；溶液缓冲罐内的胺液依次经过胺液增压泵、胺液过滤器后从吸收塔上部的液相入口进入吸收塔内，完成胺液的循环操作。

与现有技术相比，本发明具有的优点和积极效果是：

1、针对传统净化流程中再生塔内的解吸气均冷却分液后放空操作，本发明将再生塔顶的解吸气增压后，热量得到提高并进入富液/二氧化碳换热器，用于加热进入再生塔的富胺液，从而将解吸气的低热量进行了合理的回收利用；

2、本发明通过中的富胺液经过贫/富胺液换热器后再次经富液/二氧化碳换热器加热，温度进一步提高，从而能显著降低胺液再沸器的工作负荷；

3、本发明中增压后的高温二氧化碳经过二氧化碳分液器冷凝分液后，于安全处高点放空，无需额外设置二氧化碳冷却器，进一步降低了工作能耗；

4、本发明可将天然气或合成气中co2含量净化至50ppm以下或其他根据需要定制的范围，有效提高了天然气或合成气的净化效果。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明的工艺流程图。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

如图1所示，本实施例中提供了一种节能型天然气mdea脱碳流程的工艺，其由天然气mdea脱碳装置实现，适用于天然气或合成气中co2含量≥1.5%（mole%）的气体脱碳处理过程，净化气co2含量可低至50ppm以下或其他根据需要定制的范围。

一种节能型天然气mdea脱碳装置，包括吸收塔t-1、再生塔t-2、二氧化碳压缩机c-1、净化气冷却器e-1、贫/富胺液换热器e-2、胺液冷却器e-3、富液/二氧化碳换热器e-4、胺液再沸器e-5、胺液过滤器f-1、胺液增压泵p-1a/b、再生塔回流泵p-2a/b、加料泵p-3a/b、净化气气液分离器v-1、富胺液闪蒸罐v-2、二氧化碳气液分离器v-3、加料罐v-4、溶液缓冲罐v-5、调压阀x-1～9、手控阀x-10。

原料气进气管线连接至吸收塔t-1底部气相入口，吸收塔t-1顶部气相出口依次连接净化气冷却器e-1热通道、调节阀x-1、净化气气液分离器v-1入口，净化气气液分离器v-1罐顶气相出口经调节阀x-2后连接至净化器出装置管线，净化气气液分离器v-1罐底液相出口经调节阀x-3后连接至富胺液闪蒸罐v-2入口；

吸收塔t-1底部液相出口经调节阀x-4后连接至富胺液闪蒸罐v-2入口，富胺液闪蒸罐v-2底部液相出口经调节阀x-5后依次连接至贫/富液换热器e-2冷流通道、富液/二氧化碳换热器e-4冷流通道，后连接至再生塔t-2上部液相入口；

再生塔t-2底液相出口分两路，一路经过手控阀x-10后依次连接贫/富胺液换热器e-2热流通道、胺液冷却器e-3热流通道以及调节阀x-8后连通至溶液缓冲罐v-5，第二路连接至胺液再沸器e-5冷流通道入口后连接至再生塔t-2塔釜气液相返回入口；加料罐v-4底液相出口连接加料泵p-3a/b后连至溶液缓冲罐v-5，溶液缓冲罐v-5出口连接至胺液增压泵p-1a/b，胺液增压泵p-1a/b出口管道分为两路，一路经调节阀x-9和胺液过滤器f-1后连接至胺液增压泵p-1a/b入口管线，第二路连接至吸收塔t-1上部液相入口；

富胺液闪蒸罐v-2顶部的气相出口经调节阀x-6之后连接至闪蒸气出气管线；

再生塔t-2塔顶气相出口连接至二氧化碳压缩机c-1入口，后依次连接至富液/二氧化碳换热器e-4热流通道、二氧化碳分液器v-3入口，分液后的二氧化碳气体经二氧化碳分液器v-3气相出口后连接至调节阀x-7，后至安全处高点放空；二氧化碳分液器v-3液相出口连接至再生塔回流泵p-2a/b入口，经增压后连接至再生塔t-2上部液相入口。

下面结合附图1说明上述装置的工艺过程：

co2吸收：含碳量≥1.5%mole%、温度为40℃左右的原料气从吸收塔t-1的底部进入，自下而上流动；46℃左右的胺液自吸收塔t-1上部淋入，自上而下通过吸收塔t-1。逆向流动的胺液和原料气在塔内充分接触传热传质后，原料气中的co2被胺液吸收，co2浓度降低到要求值50ppmmole%以下或其它要求值。

净化气自吸收塔t-1顶部经净化气冷却器e-1冷却后，进入净化气气液分离器v-1分离出携带的游离水，自净化气气液分离器v-1顶部出来的净化气作为产品送出装置。自净化气气液分离器v-1底部分离得到的液相汇至富胺液闪蒸罐v-2。

胺液再生：吸收了酸性气体的富胺液从吸收塔t-1底部排出，节流降压后进入富胺液闪蒸罐v-2，罐底出来的富胺液依次经过贫/富胺液换热器e-2、富液/二氧化碳换热器e-3升温至约95～109℃，后进入再生塔t-2上部进行再生。再生塔t-2设有胺液再沸器e-5，可根据塔底温度适当给热。充分解吸之后的胺液自再生塔t-2底部出来，依次经贫/富胺液换热器e-2、胺液冷却器e-3冷却至45℃左右后送至溶液缓冲罐v-5。

考虑到操作不当、胺液过滤不达标或原料气组分变化可能导致胺液发泡，为防止胺液发泡，并补充操作过程中的胺液损失，需通过加料罐v-4、加料泵p-3a/b将消泡剂或吸收剂补入溶液缓冲罐v-5。

自溶液缓冲罐v-5底抽出的胺液经胺液增压泵p-1a/b增压后分两路，第一路即大部分胺液增压后直接泵送至吸收塔t-1上部，另一路经胺液过滤器f-1过滤后返回胺液增压泵p-1a/b入口管线。

自再生塔t-2顶排出的富含co2的解析气经二氧化碳压缩机c-1增压后，送至富液/二氧化碳换热器e-4进行冷却，后经二氧化碳分液器v-3分液，顶部气相在安全处高点放空；底部液相经再生塔回流泵p-2a/b增压后，作为塔顶回流送至再生塔t-2胺液进口管线。

本发明具有以下有益效果：

1、针对传统净化流程中再生塔内的解吸气均冷却分液后放空操作，本发明将再生塔顶的解吸气增压后，热量得到提高并进入富液/二氧化碳换热器，用于加热进入再生塔的富胺液，从而将解吸气的低热量进行了合理的回收利用；

2、本发明通过中的富胺液经过贫/富胺液换热器后再次经富液/二氧化碳换热器加热，温度进一步提高，从而能显著降低胺液再沸器的工作负荷；

3、本发明中增压后的高温二氧化碳经过二氧化碳分液器冷凝分液后，于安全处高点放空，无需额外设置二氧化碳冷却器，进一步降低了工作能耗；

4、本发明可将天然气或合成气中co2含量净化至50ppm以下或其他根据需要定制的范围，有效提高了天然气或合成气的净化效果。