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1、第6章 天然气气化工6.1 天然气气的分离离与净化化6.1.1采出出气的分分离利用天然然气所含含各组分分沸点的的差别，在在约-1100C以下下的低温温分离回回收其中中某些组组分的过过程。工工业上通通常将-1000C以以下的低低温冷冻冻，称为为深度冷冷冻，简简称深冷冷。在天天然气化化工中，深深冷分离离法用于于分离回回收湿性性天然气气中C22以上烃烃,即天天然气凝凝析液（NNGL）；生产液液化天然然气以方方便天然然气的贮贮存和运运输；用用于富氮氮天然气气的脱氮氮以提高高热值；以及从从富氦天天然气中中分离回回收氦。 天然气气凝析液液的分离离 早期期主要采采用吸附附法、常常温油吸吸收法和和低温油油吸收
2、法法，现在在广泛使使用深冷冷法，采采用以下下两种工工艺流程程。6.1.11.1冷凝凝法 用高压天天然气的的节流致致冷效应应，使CC2以上上烃冷凝凝分离。由由于单纯纯的节流流效应是是一个等等焓过程程，冷凝凝效率低低，往往往须同时时用外加加的辅助助冷冻循循环来提提高制冷冷效果。如如丙烷制制冷循环环冷却至至-377C,此时约约有500的重重烃被冷冷凝；未未凝气体体进一步步用乙烯烯制冷循循环，冷冷却至-93C,全全部丁烷烷、约999丙丙烷和约约87乙烷从从原料天天然气中中冷凝析析出。冷冷凝液再再分别在在脱乙烷烷塔、脱脱丙烷塔塔和脱丁丁烷塔中中精馏，得得到乙烷烷、丙烷烷、丁烷烷馏分和和凝析油油。6.1.
3、11.2膨胀胀机法 利用天然然气在透透平膨胀胀机中降降压膨胀胀作外功功,而使使温度急急剧下降降,达到到低温。在在其工艺艺流程中中，天然然气在55.1MMPa压压力下经经过一系系列换热热，冷却却至-554CC,此时时约有554的的C2以以上烷烃烃冷凝。未未凝气体体进入透透平膨胀胀机膨胀胀至1.67MMPa，温温度下降降至-993CC，使余余下的CC2以上上烷烃此此时液化化。然后后再经逐逐级精馏馏可得到到乙烷、丙丙烷、丁丁烷馏分分。该工工艺过程程是等熵熵过程,不但能能提高烃烃的回收收率,而而且能作作外功，可可用来带带动压缩缩机输送送气体。因因此，能能合理回回收利用用天然气气本身的的机械能能,具有有
4、先进的的经济性性,在美美国得到到广泛应应用。66.1.1.33天然气气中提氦氦 目前世界界各国从从天然气气提取氦氦气，广广泛采用用部分冷冷凝法,使天然然气中除除氦和氢氢外其余余组分全全部冷凝凝脱除而而获得粗粗氦。生生产过程程包括天天然气预预净化（脱脱除水分分、二氧氧化碳和和硫化氢氢）、粗粗氦制取取及氦精精制。有有时还与与天然气气的液化化或氮的的液化过过程相结结合。粗粗氦的制制取通常常需经二二次冷凝凝过程。第第一次冷冷凝得到到氦含量量为5以上的的一次粗粗氦(自自氦汽提提塔顶出出来),再经第第二次冷冷凝得到到氦含量量为600990的的二次粗粗氦（自自氦精馏馏塔顶出出来）。第第一次冷冷凝的冷冷源通常
5、常为沸腾腾的液甲甲烷，冷冷凝压力力按天然然气组分分的气液相平平衡条件件确定，一一般要求求粗氦中中无C22以上的的烷烃馏馏分。净净化后并并经预冷冷的天然然气，在在冷凝蒸蒸发塔中中借釜液液的蒸发发，将溶溶于液烃烃中的氦氦释放出出来,釜釜液中溶溶解的氦氦要求小小于100ppmm。提取取二次粗粗氦的冷冷源，通通常为常常压沸腾腾的液氮氮或负压压沸腾的的液甲烷烷，冷凝凝压力仍仍由相平平衡条件件确定。工工艺上要要求二次次粗氦中中的甲烷烷含量小小于 11。提提取二次次粗氦的的设备也也系冷凝凝蒸发塔塔，同样样要求釜釜液中溶溶解的氦氦量越少少越好。当天然气的压力为2.1MPa,冷凝温度为-153C时,气相中氦浓度
6、被浓缩到60左右，此时溶解于液相中的氦量约为总氦量的14，因此氦的提取率最高不超过86。为了提高收率，60年代以后对冷凝法作了许多改进，如采用带有汽提和精馏的部分冷凝、部分冷凝与液体逐级膨胀相结合、复式精馏塔等新工艺，以最大限度地回收溶解的氦。6.1.1.4天然气液化 采用深冷冷法将天天然气液液化，以以满足天天然气的的输送和和城市煤煤气高峰峰负荷的的调节。有有两种基基本制冷冷循环工工艺：阶阶式循环环和膨胀胀机循环环。世界界上广泛泛采用的的方法是是阶式制制冷循环环法，常常用液态态丙烷、乙乙烯和甲甲烷蒸发发所产生生的低温温使天然然气逐级级冷却、液液化。天天然气经经预处理理用分子子筛干燥燥脱水至至露
7、点(-733C),再经经各级冷冷冻制冷冷循环逐逐步冷却却至1147C,此此时天然然气中乙乙烷、丙丙烷、丁丁烷等大大部分都都已冷凝凝分离，只只有甲烷烷在此温温度下仍仍为气体体，随后后把 -1477C 的天然然气压力力从4.12MMPa快快速降至至常压,温度进进一步下下降，使使甲烷液液化。660年代代后期出出现了混混合制冷冷剂循环环工艺，用用天然气气中分离离出来的的乙烷、丙丙烷、丁丁烷和氮氮的混合合物作为为制冷剂剂，以提提高制冷冷循环的的效率。6.1.2天然然气的净净化6.1.2.11天然气气净化的的目的与与任务从地层中中开采出出的天然然气或油油田的伴伴生气，往往往含有有砂和混混入的铁铁锈等固固体
8、杂质质，以及水、硫硫化物和和二氧化化碳等有有害物质质。杂质物质质的影响响：（1）固固体杂质质容易造造成设备备仪表损损坏。（2）存存在的水水汽，可可能引起起水蒸气气从天然然气流中中析出，形形成液态态水、冰冰或天然然气的固固体水化化物，从从而增加加管路压压降，严严重时堵堵塞管道道；减少少了管线线的输送送能力和和气体热热值。（3）有有酸性气气体（HHS和CO）时时，对管管线、设设备有腐腐蚀，对对其用作作化工原原料是十十分不利利的，使催催化剂中中毒，影影响产品品和中间间产品的的质量，而而且污染染环境，CO还影响天然气的热值。采用冷凝凝分离回回收轻烃烃时，气气体杂质质的存在在对处理理工艺影影响很大大。由
9、于于冷凝分分离温度度低，如如果气体体中含有有水汽，极极易形成成水合物物而堵塞塞管道。同时CO的存在会使装置的中冷、深冷部分出现干冰（CO的冰点为-56.6）。6.1.2.22天然气气脱酸性性气体天然气脱脱酸性气气体方法法（1）化化学溶剂剂吸收法法工作原原理以弱碱性性溶液为为吸收剂剂，与酸酸性组分分（HS和CO）反反应生成成化合物物。吸收收了酸气气的富液液在高温温低压的的条件下下放出酸酸气，使使溶液再再生、恢恢复吸收收酸气的的活性，使使脱酸过过程连续续进行。各各种醇胺胺溶液是是使用最最广泛的的吸收剂剂。醇胺法法净化天天然气醇胺溶液液在吸收收塔内的的低温高高压下吸吸收HS和CO气体体，生成成相应的
10、的胺盐并并放出热热量。在在再生塔塔内溶液液被加热热到一定定温度，在在低压高高温下溶溶液中的的胺盐分分解，重重新放出出酸气，同同时使溶溶液得到到再生。醇胺脱脱硫装置置的典型型工艺流流程原料气由由吸收塔塔下部进进塔自下下而上流流动，同同由上向向下的醇醇胺溶液液逆流接接触，醇醇胺溶液液吸收酸酸气后，净净化天然然气由塔塔顶流出出；吸收收酸气的的富醇胺胺液由吸吸收塔底底流出，经经过闪蒸蒸罐，放放出吸收收的烃类类气体；富醇胺胺液在再再生塔内内放出大大部分酸酸气；酸酸气在重重沸塔内内进一步步解吸，醇醇胺液得得到较完完全再生生。（2）物物理溶剂剂吸收法法工作原理理：利用有机机溶剂对对原料气气中酸性性组分具具有
11、较大大溶解度度的特点点，从天天然气内内脱除酸酸气。溶溶液的酸酸气负荷荷正比于于气相中中酸气的的分压，当当富液压压力降低低时，即即放出吸吸收的酸酸性气体体。费卢尔尔（Fllourr）法脱脱酸气使用碳酸酸丙烯为为物理吸吸收剂，吸吸收HS和CO。溶剂的的特点是是对CO和其其他组分分气体的的溶解度度高，溶溶解热较较低，对对天然气气主要轻轻组分CC1、C2的溶溶解度低低，蒸气气压低，粘粘度小，与气体所有组分不发生化学反应，且无腐蚀性。优点：吸吸收在高高压、低低温下进进行，溶溶液对酸酸气有较较大的吸吸收能力力；宜于于处理高高酸气分分压的天天然气；不仅能能脱除HHS和CO，还还能同时时脱除硫硫醇等有有机硫化
12、化物；溶溶剂性质质稳定，发发泡性和和腐蚀性性小；某某些溶剂剂对HS吸收有有一定的的选择性性，因此此可获得得较高HHS浓度的的酸气；溶剂比比热小，加加热时能能耗小。缺点：对对重烃的的溶解度度较大，不不宜用于于处理重重烃含量量高的“湿气”；有些物物理溶剂剂受再生生程度的的限制，净净化度可可能比化化学吸收收差。砜胺法法工作原理理：采用的吸吸收溶液液包括物物理吸收收溶剂和和化学吸吸收溶剂剂，兼有有物理和和化学溶溶剂的各各自优点点。物理吸收收溶剂：环丁砜砜是硫化化物极好好的吸收收剂，对对CO、重重烃、芳芳香烃的的吸收能能力低。化学吸收收溶剂：任何一一种醇胺胺，常用用二异丙丙醇胺二二级脱酸酸，进一一步脱除
13、除HS和CO。优点：酸酸气负荷荷高；净净化度高高，可同同时脱除除HS和有机机硫；消消耗指标标低；溶溶剂损失失量小；对设备备的腐蚀蚀小。缺点：溶溶液吸收收重烃的的能力强强；环丁丁砜是良良好的溶溶剂，泄泄漏至管管线或设设备上会会溶解油油漆，也也会溶解解铅油等等密封材材料；砜砜胺溶液液的价格格较贵，且且溶液变变质产物物复活困困难；砜砜胺溶液液的凝点点高（约约-2.2），在在寒冷地地区使用用时要防防止溶液液凝固而而堵塞管管线。（3）直直接氧化化法工作原理理：在催化剂剂或特殊殊溶剂的的参与下下，使HHS和O及SO和HS发生化化学反应应，生成成元素SS和水。常常用于天天然气脱脱出酸气气的处理理，原料料气的
14、特特点是气气体流量量小，酸酸气浓度度高。克劳斯（Claus）法：分两步进进行，第第一步使使高酸气气负荷的的气体燃燃烧产生生SO；第第二步在在催化剂剂（合成成氧化铝铝）参与与下使HHS和SO反应应元素SS和水。HS11.5OOSOHOSO+22HS3S +2HHO两级克劳劳斯（CClauus）流流程：优点：脱脱硫的同同时直接接生产硫硫元素，基基本上无无二次污污染；可可以选择择性地脱脱除HS而不脱脱除COO；操作作温度为为常温，操操作压力力高压或或常压均均可。缺点：硫硫容量低低，故溶溶液循环环量大、电电耗高；脱硫过过程中溶溶液发生生的副反反应较多多，回收收的硫磺磺纯度差差。（4）干干法脱硫硫工作原
15、理理：采用固体体进行天天然气脱脱硫，即即在固体体脱硫剂剂表面采采用上吸吸附酸性性气体或或使用酸酸性气体体在其表表面上与与一些组组分进行行反应，从从而达到到脱除的的目的。海绵铁铁法原理：利利用氧化化铁和HHS反应，生生成硫化化铁和水水，和酸酸气生成成的硫化化铁可用用空气再再生。2 FeeO6 HHS 2 FFeS6 HHO2 FeeS+3 O2 FFeO+6 S要求进料料气水含含量达到到饱和或或接近饱饱和，适用于于小处理理量、低低含硫天天然气的的脱硫。分子筛筛法原理：分分子直径径小于分分子筛晶晶体孔径径的物质质可以进进入分子子筛晶体体而被吸吸附，否否则被排排斥。分子筛是是一种具具有立方方晶格的的
16、硅酸盐盐化合物物，具有有均匀的的微孔结结构，一一定型号号的分子子筛其孔孔径大小小一样，能把比其直径小的分子吸附到孔穴的内部中来，因而能把直径大小不同的分子，极性程度不同的分子，沸点不同的分子，饱和程度不同的分子分离开来，即具有“筛分”分子的作用。优点：可可同时脱脱除天然然气中的的HO和HS。缺点：所所脱除的的HS在再生生过程中中加入再再生气，当当进料气气中HS含量较较高时，会会造成需需对再生生气进行行再处理理的问题题。6.1.2.33天然气气脱水的的方法吸附法法工作原理理：采用内部部孔隙很很多、内内部比表表面积很很大的固固体物质质与含水水天然气气接触，气气中的水水被吸附附于固体体物质的的空隙。
17、被被水饱和和了的固固体物质质经加热热再生后后供重复复使用。物理吸附附：固体和气气体间的的相互作作用并不不强，类类似于凝凝缩，被被吸附的的气体易易从固体体表面逐逐出（如如升高温温度），是是一可逆逆过程。用用加热或或减压等等方法可可使吸附附质与固固体表面面分离，使使固体恢恢复吸附附能力。化学吸附附：需要活化化能，被被吸附的的气体往往往需要要在很高高的温度度下才能能逐出，且且所释放放的气体体往往已已发生化化学变化化，是不不可逆的的。吸附法脱脱水原理理流程：常用的吸吸附剂硅胶：为为透明或或乳白色色固体，主主要成分分为SiiO2，含含微量AAl2OO3和水水；具有有较大的的孔隙率率，具有有较高的的化学稳
18、稳定性和和热稳定定性，但但与液态态水接触触很易炸炸裂，产产生粉尘尘，增加加压降，降降低有效效湿容量量。活性氧化化铝：是是孔性、无无定形、部部分水合合的氧化化铝，AAl2OO3约占占94%，其它它为H22O、Na22O、Fe22O3，并并含有少少量其它它金属化化合物。提供的露点降大，但再生热量高，呈碱性，不宜处理酸性天然气。分子筛：以All2O33和SiOO2为基基料的人人工合成成的无机机吸附剂剂，为具具有骨架架结构的的碱金属属或碱土土金属的的硅铝酸酸盐晶体体。一定定型号的的分子筛筛其孔径径大小一一样，只只有比分分子筛孔孔径小的的才能被被分子筛筛吸附在在晶体内内部的孔孔腔内，大大于孔径径的分子子
19、就被“筛去”。具有有很好的的选择吸吸附性、吸吸附性高高、高温温脱水性性能好。甘醇吸吸收法脱脱水工作原理理：利用亲水水性较强强的甘醇醇（CH(OHH)）与与天然气气接触，气气中含水水被吸收收，吸收收了水分分的甘醇醇经处理理再生后后供重复复使用。用用于天然然气脱水水的的甘甘醇有乙乙二醇、二二甘醇、三三甘醇、四四甘醇等等，目前前最常用用的是三三甘醇。甘醇吸收收法的工工艺流程程：含水天然然气（湿湿气）先先进入进进口分离离器，以以除去气气体中携携带的液液体和固固体杂质质，然后后进入吸吸收塔。在在吸收塔塔内原料料气自下下而上流流经各塔塔板，与与自塔顶顶向下流流的贫甘甘醇液逆逆流接触触。甘醇醇液吸收收天然气
20、气中的水水汽。经经脱水后后的天然然气（干干气）从从塔顶流流出。吸吸收了水水分的甘甘醇富液液自塔底底流出，与与再生后后的贫甘甘醇液换换热后，再再经闪蒸蒸、过滤滤后进入入再生塔塔在吸收收塔内，气气体和液液态以逆逆流接触触吸收的的方式实实现传热热和传质质的过程程，保证证了塔顶顶出口的的天然气气的脱水水程度，也也使甘醇醇贫液在在达到塔塔底的含含水量达达到最大大值，从从而充分分利用了了甘醇的的脱水能能力。流流程中设设置的闪闪蒸罐可可使部分分溶解到到富甘醇醇溶液中中的烃类类气体在在闪蒸罐罐中分出出。富甘甘醇在再再生塔中中提浓和和冷却后后，流入入甘醇储储罐内，供供循环使使用。甘醇再生生：甘醇富液液（吸水水后
21、水含含量较多多的甘醇醇溶液）在在吸收塔塔内由上上向下流流动，被被重沸器器内产生生的向上上流动的的热蒸汽汽加热，蒸蒸出水和和少量甘甘醇。甘甘醇富液液沿塔身身向下流流动，温温度逐步步升高，浓浓度逐步步提高，在在重沸器器内进一一步受热热成为甘甘醇贫液液。甘醇醇贫液经经储罐缓缓冲、与与甘醇富富液换热热降温，并并经泵增增压后返返回吸收收塔循环环使用。优点：甘甘醇可再再生后重重复利用用，使用用寿命长长、脱水水成本较较低。缺点：处处理后气气体的水水露点只只能达到到-300，只能能满足对对管输天天然气和和用浅冷冷法回收收轻烃的的要求，不不能满足足深冷法法回收轻轻烃的要要求。先先用甘醇醇脱水、再再用分子子筛脱水
22、水。6.1.3硫磺磺回收6.1.3.11生产任任务本装置采采用两级级转化常常规克劳劳斯制硫硫及还原原吸收尾尾气处理理工艺，排排放烟气气达到GGB1662977-19996大大气污染染物综合合排放标标准中中规定的的指标。将ARGG产品精制装置和酸性水汽提装置的酸性气，生产成品硫磺。6.1.3.22工艺原原理酸性气进进装置后后，先经经酸性气气分液罐罐脱水后后进入制制硫燃烧烧炉，按按烃类完完全燃烧烧和三分分之一的的硫化氢氢完全燃燃烧成二二氧化硫硫来配风风，为获获得最大大转化率率，必须须保证燃燃烧后的的反应气气流中硫硫化氢与与二氧化化硫的分分子之比比为2：1，对对硫化氢氢来说，反反应的结结果制硫硫燃烧
23、炉炉内约660%（vv）的HH2S反应应转化为为硫，余余下的HH2S中有有1/33转化为为SO22，2/3保持持不变。在燃烧炉炉中的主主要反应应有：2H2SS+O222H2O+SS2+Q2H2SS+3OO22SOO2+2HH2O+QQ反应均为为放热反反应，因因此炉温温一般控控制在990010225，温度度过高过过低都不不利于反反应的进进行。在燃烧炉炉中的其其它反应应有：CnHmm+（nn+m/2）OO2nCOO2+m/2H22O+QQH2S+ COO2COSS+ HH2O-QQ2H2SS+ SSO23/xxSx+2HH2O+QQ2H2SS+ CCO2CS2+2HH2O+QQS+ OO2SO2+
24、Q分离液硫硫后的气气体中的的硫化氢氢、二氧氧化硫、硫硫氧碳、二二氧化碳碳，在装装有抗硫硫酸盐化化催化剂剂的一、二二级转化化器中进进行低温温催化反反应。在转化器器中的主主要反应应有：2H2SS+ SSO23/xxSx+2HH2O+QQ其它反应应有：2COSS+ SSO23/xxSx+2CCO2+QCS2+ SOO23/xxSx+COO2+QCOS+ H2O H2S+ CO22-QCS2+2H22O2H2S+ CO22-Q在转化器器中根据据化学反反应平衡衡，温度度较低时时转化率率较高，但但一般考考虑到硫硫氧碳转转化成硫硫磺时温温度要在在3166左右，同同时还要要考虑硫硫的露点点温度，因因为在反反应
25、器中中是气相相反应，故故温度不不能低于于或接近近于露点点温度，稍稍高出露露点温度度适宜。过程气经经尾气分分液罐分分液后，再再经过混混氢，然然后进入入尾气换换热器，与与尾气换换热器出出口的高高温烟气气换热后后，温度度升到3300，进入入加氢反反应器，在在钴钼型型加氢催催化剂的的作用下下进行加加氢、水水解反应应，使尾尾气中的的二氧化化硫、元元素硫、有有机硫还还原、水水解为硫硫化氢。在加氢反反应器中中的反应应有：SO2+3H22H2S+22H2O+QQS8+88H28HH2S+QQCOS+ H2OHH2S+ CO22-QCS2+2H22O22H2S+ CO22-Q反应生成成的尾气气，在吸吸收塔内内与
26、甲基基二乙醇醇胺反应应脱除硫硫化氢。反应式如如下HOCCH2CHH2NCHH3+ H2SHOCCH2CHH2NCH3+QHOCCH2CHH2HOCCH2CHH2HHSS被吸收反反应除去去硫化氢氢的净化化气，经经尾气焚焚烧炉焚焚烧后，通通过800米烟囱囱排入大大气。6.1.3.33工艺流流程说明明硫磺回收收工艺流流程参见见图5-9。图5-99 硫硫磺回收收工艺流流程酸性气进进装置后后，先进进入酸性性气分液液罐，经经脱水后后进入制制硫燃烧烧炉。在在炉内约约有600（vv）的HH2S进行行高温克克劳斯反反应转化化为硫，余余下的HH2S中有有1/33转化为为SO22，燃烧烧时所需需空气由由离心机机供给
27、。进进炉的空空气量按按比例控控制调节节。自制制硫燃烧烧炉排出出的高温温过程气气（约110255），一一小部分分通过两两个高温温掺合阀阀分别调调节第一一、二级级转化器器的入口口温度，其其余大部部分进入入制硫余余热锅炉炉，将过过程气冷冷却至3350，同时时制硫余余热锅炉炉壳程产产生1.3MPPa的饱饱和蒸汽汽。 从制硫硫余热锅锅炉出来来的过程程气进入入一级冷冷凝冷却却器，过过程气被被冷却至至1700，一级级冷凝冷冷却器壳壳程产生生0.33MPaa的饱和和蒸汽。在在一级冷冷凝冷却却器末端端，冷凝凝下来的的液体硫硫磺与过过程气分分离，自自底部流流出进入入硫封罐罐；顶部部出来的的过程气气经高温温掺合阀阀
28、调节至至2800进入第第一级转转化器，在在催化剂剂的作用用下进行行反应。反反应后的的气体进进入二级级冷凝器器被冷却却至1770。二级级冷凝器器冷凝下下来的液液体硫磺磺，在末末端与过过程气分分离，自自底部流流出进入入硫封罐罐，顶部部出来的的过程气气经高温温掺合阀阀调节至至2300进入第第二级转转化器。过过程气在在催化剂剂的作用用下继续续进行反反应，反反应后的的过程气气进入三三级冷凝凝冷却器器，温度度从2444被冷却却至1660。在三三级冷凝凝冷却器器末端，被被冷凝下下来的液液体硫磺磺与过程程气分离离，自底底部流出出进入硫硫封罐；顶部出出来的过过程气经经尾气分分液罐分分液后，再再经过混混氢，然然后
29、进入入尾气换换热器，与与尾气焚焚烧炉出出口的高高温烟气气换热后后，温度度升到3300，进入入加氢反反应器，在在加氢催催化剂的的作用下下进行加加氢、水水解反应应，使尾尾气中的的二氧化化硫、元元素硫、有有机硫还还原、水水解为HH2S。反反应后的的高温气气体，进进入蒸汽汽发生器器，产生生0.33MPaa的饱和和蒸汽。同同时，高高温气体体被冷却却至1770，然后后进入尾尾气急冷冷塔下部部，经与与急冷水水逆流接接触，水水洗冷却却至400，再进进入尾气气吸收塔塔下部。尾尾气急冷冷塔使用用的急冷冷水，用用急冷水水循环泵泵自尾气气急冷塔塔底部抽抽出，经经急冷水水冷却器器用循环环水冷却却至400后返尾尾气急冷冷
30、塔循环环使用。来来自ARRGG产产品精制制装置的的MDEEA贫液液，从尾尾气吸收收塔上部部进入，在在塔内尾尾气与贫贫液逆流流接触，其其中的HH2S被吸吸收。吸吸收H22S的MMDEAA富液，进进入塔底底，经富富液泵升升压后，去去ARGGG产品品精制装装置进行行再生。自自塔顶出出来的净净化气，进进入尾气气焚烧炉炉，在6600高温下下，将净净化气中中残留的的硫化物物焚烧生生成SOO2。焚烧烧后的高高温烟气气经尾气气换热器器回收热热量，温温度降至至3000，最后后经烟囱囱排入大大气。液硫自硫硫封罐自自流进入入液硫罐罐经注氨氨循环脱脱气后，用用液硫泵泵送至造造粒成型型机，通通过特殊殊的布料料装置，滴滴
31、落在均均匀移动动的钢带带上，经经冷却、固固化后，得得到合格格的颗粒粒产品。硫硫磺产品品经自动动称重包包装后，用用叉车倒倒运，装装汽车出出装置。6.1.3.44工艺指指标（1）制制硫部分分 制硫燃烧烧炉炉膛膛温度12000；制硫硫燃烧炉炉压力0.002MPPa；制制硫余热热锅炉液液位500-700%；一一级冷凝凝冷却器器出口温温度1660-1180。转化器11床层温温度：转转入口温温度控制制在2660-2280，床层层温度在在3200左右，最最高不超超过4000。二转出口口（H22S+CCOS）/SO222。（2）还还原吸收收部分 尾气焚烧烧炉温度度9000；加氢氢反应器器入口温温度300511
32、0，加氢氢反应器器床层温温度4000。6.2 天然气气转化合合成甲醇醇6.2.1甲醇醇简介甲醇醇是最简简单的饱饱和醇，也也是重要要的化学学工业基基础原料料和清洁洁液体燃燃料，它它广泛用用于有机机合成、医医药、农农药、涂涂料、染染料、汽汽车和国国防等工工业中。用于制制造甲醛醛和农药药（杀虫虫剂、杀杀虫螨）、医医药（磺磺胺类、合合霉素类类）等的的原料、合合成对苯苯二甲酸酸二甲酯酯、甲基基丙烯酸酸甲酯、丙丙烯酸甲甲酯的原原料之一一、醋酸酸、氯甲甲烷、甲甲胺和硫硫酸二甲甲酯等多多种有机机产品等等，并用用作有机机物的萃取剂剂和的变性性剂等，甲醇在在深加工工后可作作为一种种新型清清洁燃料料，也加加入汽油油
33、掺烧。6.2.2天然然气制甲甲醇工艺艺原理(1)天天然气转转化反应应原理用油田气气和水蒸蒸汽在镍镍触媒的的作用下下进行吸吸热反应应，生成成CO、CCO2、HH2的反反应方程程式如下下： CH44+H2OCOO+3HH2-QCO+HH20COO2+H2+Q（2）钴钴钼加氢氢器是里里边装有有钴钼催催化剂，在在有氢气气存在时时，把天天然气中中的有机机硫转变变为无机机硫的设设备，反反应如下下：COS+H2H2S+HH2OCS2+4H222H2S+CCH4RSH+H2H2S+RRH（3）氧氧化锌脱脱硫槽是是吸以收收H2S和RRSH、RRSR的装置置,具体体有以下下的反应应: H2S+ZnOOZnSS+H
34、22S(4)合合成反应应原理，合合成气在在2255，铜触触媒的作作用下，CCO和CCO2与与H2发发生化学学反应，生生产粗甲甲醇反应应方程式式如下：CO+22H2CH3OH+QCO2+3H22CH3OH+H2O+QQ(5)精精馏生产产原理用氢气和和一氧化化碳、二二氧化碳碳合成的的粗甲醇醇中，除除甲醇外外还有含含有二甲甲醚、异异丁基油油、水等等其它杂杂质，要要获得合合格的精精甲醇必必须除去去上述杂杂质。利利用液体体混合物物中各组组分具有有不同的的沸点，在在一定温温度、压压力下，易易挥发组组分就被被蒸发出出来，从从而得到到所需的的精甲醇醇产品。本本套装置置精馏采采用三塔塔生产方方案，预预精馏塔塔主
35、要用用来除去去二甲醚醚、甲酸酸甲酯等等低沸点点轻物质质，加压压塔和常常压塔主主要用来来除去乙乙醇、丁丁醇等重重组份。6.2.3工艺艺流程说说明送入装置置界区的的天然气气首先经经过氧化化铁脱硫硫反应器器进行粗粗脱硫，脱脱除其中中大部分分无机硫硫，然后后经过天天然气压压缩机增增压至22.5MMPa，并并加热进进入钴钼钼加氢转转化反应应器及氧氧化锌脱脱硫反应应器，进进行精脱脱硫，最最终天然然气中总总硫含量量小于00.1PPPm。精精脱硫后后的天然然气进入入饱和塔塔进行增增湿，从从热水中中气提蒸蒸汽，出出塔后的的天然气气再加入入少量的的工艺蒸蒸汽，以以调节混混合原料料气中的的水碳比比，接着着在对流流段
36、中加加热后进进入蒸汽汽转化炉炉，发生生转化反反应。高温转化化气体再再经过各各级换热热系统进进行热量量回收，先先后通过过转化废废热锅炉炉、工艺艺水预热热器、锅锅炉给水水预热器器、饱和和减湿塔塔减湿段段等，冷冷却后的的转化气气分成两两股，一一部分去去PSAA提取770000Nm33/h纯纯氢，提提氢后的的释放气气经增压压后与另另一股转转化气混混合配成成甲醇合合成新鲜鲜气。新新鲜气经经压缩后后进入甲甲醇合成成回路，在在甲醇合合成塔中中进行甲甲醇合成成反应，然然后再经经过冷却却分离出出粗甲醇醇，粗甲甲醇送入入精馏工工段后，通通过予塔塔、加压压塔、常常压塔三三塔精馏馏后产生生精甲醇醇产品。(1) 氧化铁
37、铁脱硫工工艺流程程由配气间间送来的的压力不不低于00.4MMPa天天然气预预热器预预热至440后进入入氧化铁铁脱硫槽槽进行粗粗脱硫。粗粗脱硫后后的天然然气中硫硫含量小小于255ppmm。粗脱脱硫后的的天然气气的一部部分去转转化的转转化炉作作为燃料料气。大大部分天天然气进进入天然然气压缩缩机，进进行增压压。出压压缩机的的天然气气压力为为2.55 MPPa,温温度为994，送至至转化工工段作为为原料气气。工艺流程程叙述：来自增压压工段天天然气压压缩工段段压力为为2.55MPaa,温度度94已经氧氧化铁预预脱硫的的天然气气与压缩缩工段来来的温度度为399的返氢氢气混合合，经脱脱硫进出出气换热热器被氧
38、氧化锌脱脱硫槽出出口气加加热到1181，再进进天然气气预热器器，再进进脱硫进进口气加加热器用用1.22MPaa温度为为2966的过热热蒸汽加加热至2240进入钴钴钼加氢氢器，使使原料气气中的有有机硫加加氢转化化成无机机硫，再再经氧化化锌脱硫硫槽使原原料气净净化到出出口硫含含量00.1pppm。脱脱硫后的的原料气气去脱硫硫进出气气换热器器把天然然气加热热至1881，原料料气被冷冷却至1140进饱和和减湿塔塔饱和段段与来自自转化炉炉对流段段工艺水水加热的的2155工艺水水逆流接接触，增增湿到1195后的原原料气再再与来自自转化汽汽包的中中压蒸汽汽混合，水水碳比22.8，经经转化炉炉对流段段混合气气
39、加热器器加热至至5900，进入入转化炉炉辐射段段炉管，在在转化催催化剂的的作用下下碳氢化化合物同同水蒸汽汽反应生生成COO、COO2和H2。反需需反应热热由炉顶顶烧嘴燃燃烧混气气（天然然气、驰驰放气、闪闪蒸汽）提提供。反反应后的的8800转化气气依次进进入中压压废热锅锅、工艺艺水预热热器、锅锅炉经水水预热器器、饱和和减湿塔塔减湿段段回收转转化气的的显热和和潜热，再再经转化化水冷器器冷却至至39后进冷冷凝液分分离器分分离出工工艺冷凝凝液后的的转化气气，一部部分去制制氢工段段，其余余转化气气与来自自压缩工工段的补补碳压缩缩机打出出的变压压吸附释释放气或或CO22气汇成成新鲜七七去合成成气压缩缩机增
40、压压后送至至合成工工段。出冷凝液液分离器器的工艺艺冷凝液液经冷凝凝液回流流泵加压压后饱合合减湿塔塔减湿段段，冷却却转化气气用。转化炉燃燃料系统统是由天天然气和和来自合合成工段段的并经经驰放气气缓冲罐罐缓冲减减压后的的释放气气及闪蒸蒸汽混合合去辐射射段顶部部烧嘴，烟烟道烧嘴嘴和对流流段辅助助烧嘴燃燃烧，所所需助燃燃空气由由鼓风机机送入转转化炉对对流段空空气预热热器预热热至2220去烧嘴嘴。转化炉辐辐射段110300的烟气气进入对对流段回回收热量量以提高高炉子的的效率。对对流段设设有七组组换热器器，顺序序为混合合气加热热器、蒸蒸汽过热热器、锅锅炉给水水加热器器、工艺艺水加热热器、空空气预热热器、锅
41、锅炉给水水予热器器、天然然气预热热器。经五组换换热器后后，烟气气温度降降至1440，由引引风机送送烟囱放放空。锅炉给水水、蒸汽汽系统流流程： 来自除除盐水站站的脱盐盐水经脱脱盐水加加热器被被饱和减减湿塔饱饱和段出出口1445部分热热水加热热至1002后去除除氧器，用用减压的的低压蒸蒸汽除氧氧。热水水被冷却却至600去减湿湿段，冷冷却转化化气。除除氧后的的锅炉给给水经中中压给水水泵加压压后送锅锅炉给水水预热器器经转化化气预热热后再去去转化炉炉对流段段锅炉给给水加热热器，经经管外烟烟气加热热至2449（4.0MPPa），中中压蒸汽汽部分可可供本工工段转化化炉工艺艺用，主主要用于于去转化化炉对流流段
42、过热热器过热热至4110去压缩缩工段合合成气压压缩机的的汽轮机机。 磷酸三三钠放入入加药槽槽，加入入锅炉给给水配成成要求浓浓度，经经搅拌均均匀后由由加药泵泵加压，一一路送转转化汽包包，另一一路送合合成汽包包。饱和减湿湿塔饱和和段出口口1455热水一一部分去去加热除除盐水后后返回减减湿塔使使用，另另外大部部分热水水去精馏馏工段常常压塔再再沸器、预预塔再沸沸器回收收热量后后回减湿湿段减湿湿转化气气用。开开车阶段段考虑到到精馏工工段没开开车，故故设开车车水冷器器冷却饱饱和段出出口热水水。减湿段出出口1448热水经经工艺水水泵加压压后补入入来自精精馏工段段的少量量精馏废废水去工工艺水预预热器用用转化气
43、气预热至至1733，再进进转化炉炉对流段段工艺加加热器，被被管外烟烟气加热热至2115去饱和和段，增增湿天然然气。在在此，精精馏废水水中所含含甲醇进进入气相相作为原原料气的的组分之之一去转转化炉。(3) 压缩工工艺流程程粗脱硫后后的天然然气的一一部分去去转化工工段的转转化炉作作为燃料料气。大大部分天天然气进进入天然然气压缩缩机，进进行增压压。出压压缩机的的天然气气压力为为2.55MPaa，温度度为944，送至至转化工工段的脱脱硫进出出气换热热器作为为原料气气。从变压吸吸附装置置来的补补碳气或或从合成成氨装置置来的CCO2气温度度为399，压力力为0.0033MPaa 进入入补碳压压缩机。出出压
44、缩机机的补碳碳气为11.9MMPa，温度度为1115，经水水冷至339后与转转化气混混合去压压缩工段段的合成成气缓冲冲罐。由转化工工段来的的新鲜合合成气温温度为339，压力力为1.8MPPa送至合合成气压压缩机低低压缸，压压缩至33.0MMPa经冷却却和分离离水后，分分出一小小股作为为返氢气气去转化化工段钴钴钼加氢氢用，大大部分去去高压缸缸继续压压缩至44.8MMPa，再与与从甲醇醇分离器器来的循循环气混混合，进进一步压压缩至55.25MMPa送至合合成工段段入塔气气预热器器。 合成气气压缩机机由抽凝凝式汽机机直接驱驱动。汽汽轮机所所需蒸汽汽为转化化废热锅锅炉合成成塔所副副产蒸汽汽的一部部分（
45、333.35tt/h），并并经转化化炉对流流段蒸汽汽过热器器过热至至4100，向合合成气压压缩提供供动力。抽抽出199.6tt/h、11.2MMPa、296和过热蒸汽去转化工段，其余的蒸汽经表面冷凝后送至除盐水站处理回用。（4）合合成工艺艺流程由合成气气压缩机机来的压压力为55.155MPaa，温度度约577的入塔塔气，在在入塔气气预热器器预热至至2255后由顶顶部进入入合成塔塔，在甲甲醇合成成塔中，在在催化剂剂作用下下，COO、COO2和H2反应生生成甲醇醇和水，同同时也有有少量其其它杂质质生成。合合成塔出出口反应应气体经经入塔预预热器与与入塔气气换热，使使温度降降至900左右，此此时有一一
46、部分甲甲醇冷凝凝，然后后进入甲甲醇水冷冷器冷却却。冷却却至399的气液液混合物物经甲醇醇分离器器分离出出粗甲醇醇。甲醇分离离器出口口的气体体（压力力约为44.80MMPa，温度度约399）大部部分返回回合压缩缩机经加加压循环环使用。为为防止惰惰性气体体在系统统中积累累，要连连续从系系统中排排出小部部分驰放放气，驰驰放气全全部用于于转化炉炉作燃料料。由甲甲醇分离离器分离离出的粗粗甲醇减减压至00.555MPaa进入闪闪蒸槽闪闪蒸，以以除去粗粗甲醇中中大部分分溶解气气体，然然后送至至甲醇精精馏工段段。闪蒸蒸气也送送至转化化炉作燃燃料气或或放空至至火炬。 合成塔塔壳程副副产4.0MPPa饱和蒸蒸汽与
47、转转化废热热锅炉产产生的蒸蒸汽混合合经过热热后作为为透平的的动力。合合成气包包与合成成塔为一一自然循循环式锅锅炉。合成催化化剂的时时空产率率0.558t/m3.h。（5）精精馏工艺艺流程来自合成成的粗甲甲醇通过过预热器器和加热热器加热热至699左右进进入预塔塔，在合合成过程程中生成成二甲醚醚、和甲甲酸甲酯酯等低沸沸点馏分分由预塔塔顶逸出出，顺序序进入预预塔冷凝凝器和冷冷却器，塔塔顶馏出出物中的的大量甲甲醇和水水蒸汽在在两设备备中冷凝凝成液态态后流入入回流槽槽从而使使预塔放放空气中中的甲醇醇损耗下下降到最最低。 预塔再再沸器的的热源来来自转化化工段的的热水。该该热水通通过常压压塔再沸沸器回收收热量后后温度约约为1224，其流流量以塔塔底温度度控制。根根据模似似结果，预预塔灵敏敏板温度度接近塔塔底，故故热量控控制实际际上就是是以该塔塔的灵敏敏板温度度进行控控制。 为了提提高预塔塔的分离离效果，根根据优化化结果，须须使甲醇醇浓度保保持在667-770%，预预塔顶部部注入萃萃取水有有利于提提高甲醇醇和水的的相对挥挥发度。 预塔塔塔顶操作作压力为为0.0005MMPa时塔顶顶馏出