CN114262635B

CN114262635B - 一种天然气强化脱硫脱碳系统及方法

Info

Publication number: CN114262635B
Application number: CN202111500515.4A
Authority: CN
Inventors: 蓝兴英; 崔怡洲; 李成祥; 石孝刚; 高金森; 徐春明
Original assignee: China University of Petroleum Beijing
Current assignee: China University of Petroleum Beijing
Priority date: 2021-12-09
Filing date: 2021-12-09
Publication date: 2022-10-04
Anticipated expiration: 2041-12-09
Also published as: CN114262635A

Abstract

本发明公开了一种天然气强化脱硫脱碳系统及方法。本发明天然气强化脱硫脱碳系统及方法中，天然气与吸收液在微元发生装置内分散为微米尺度的微元分散体系，拥有巨大的相界面积，显著提高吸收速率，进而大幅降低吸收设备尺寸；同时微元分散床内微元分散体系液层高度可控，可通过调节微元分散体系液层高度来调节气相停留时间进而控制反应深度，增加了操作弹性。

Description

一种天然气强化脱硫脱碳系统及方法

技术领域

本发明涉及一种基于化学溶剂法脱除天然气中硫化氢和二氧化碳等酸性气的方法，属于天然气净化技术领域。

背景技术

随着我国天然气工业基础设施的完善，发展速度不断加快，我国天然气产业链已经进入快速发展的阶段，对天然气的需求量剧增，且基于国内城镇化进程加快、节能环保需求攀升、基础设施和政策不断完善的产业背景，经过多年的发展，天然气的应用范围不断扩大，逐渐向主体能源迈进。我国各产地的天然气质量参差不齐，部分地区天然气中酸性气含量较高，而我国对天然气中硫含量的要求愈发严格，《GB 17820-2018》中一类标准要求硫化氢含量低于6mg/m³，二氧化碳含量低于3mol％，对于一些高CO₂含量的天然气处理，既需要深度脱除H₂S，也需要大量脱除CO₂。

天然气脱硫脱碳方法主要可分为吸收法、直接转化法和除硫剂法等，化学溶剂或物理溶剂吸收法应用最为广泛。在吸收法工艺中根据使用的吸收液又可分为化学溶剂、物理溶剂和物理化学溶剂等，可根据天然气的组成以及实际条件选择。具体包括 MDEA、TEA、MEA、DGA、DEA、DIPA、TBEE、TBIPE等醇胺的单组分、多组分或添加了活化剂与助剂的有机胺溶液，以及砜胺等。

目前的吸收设备以板式塔和填料塔为主，受限于传统塔设备较低的传质效率，设备体积较为庞大，装置能耗也较高，因此强化吸收设备传质过程以达到缩小设备尺寸、实现低耗高效的目标一直以来都是开发天然气脱硫技术的重要方向。特别是随着天然气工业的发展，处理量急剧增大，高压吸收塔设备的大型化带来的难题越来越突出。所以，除了改进工艺流程外主要围绕以下两个方面进行开发：一方面可以在常规吸收塔基础上加以改进来提高传质效率，另一方面可以开发新型传质强化设备，如旋转填料床等。中国专利CN202808741U提出了一种天然气脱硫脱碳深度净化系统，既能进行含硫原料天然气的常规净化，满足对普通商品天然气的净化指标要求，又能一次性深度脱除原料天然气中的H₂S、CO₂以及硫醇、COS等有机硫杂质，是目前比较常见的天然气脱硫工艺，该专利中的吸收设备为常规的吸收塔。中国专利CN109988659A 提出了一种天然气脱硫系统及方法，在MDEA脱硫单元的基础上增加了TSA脱硫单元，可以深度脱除硫化氢，但系统较为复杂，使用的设备较多。中国专利CN203096016U 提供了一种复合型板式吸收塔，能够有效实现醇胺法天然气脱硫脱碳，提高吸收塔的操作稳定性，保证吸收塔工作效率。中国专利CN103756743A提出了一种脱除低含量硫化氢原料气中的硫化氢的方法，采用了吸收氧化法，利用旋转填料床强化吸收反应，简化了工艺流程，减少了设备，节省了占地面积，适用于海上平台。

然而，常规吸收塔的改进优化难以大幅提升脱硫效率，强化效果十分有限，而旋转填料床技术虽然能够大幅降低设备体积，实现高选择性，但处理高CO₂含量或高 H₂S的天然气的需要重点关注脱除率。化学溶剂吸收法天然气脱硫脱碳工艺是典型的气-液反应，其脱除效率及宏观反应速率主要取决于天然气中酸性气(H₂S和CO₂等) 与吸收液的传质效率。从传质的角度分析，可以通过改善流动状态使气液产生较大的相界面，并提高气液两相湍动程度来强化传质，进而强化吸收反应。在常规塔设备中气液两相分散程度并不高，且气相停留时间较长，不利于提高硫化氢选择性；在旋转填料床中，液相被分散为液膜、液丝和液滴，相界面积较大，但分散相尺寸仍有进一步缩小的空间。

发明内容

为了克服现有天然气脱硫脱碳方法中气液两相分散程度较低、高含量二氧化碳天然气处理较难、净化效率低的问题，本发明的目的是提供一种天然气强化脱硫脱碳系统及方法，该系统和方法采用微米尺度的微元分散体系，使天然气与吸收液在微元发生装置内分散为微米尺度的微元分散体系，拥有巨大的相界面积，显著提高吸收速率，通过两级微元发生装置串联来大幅提高天然气脱硫脱碳效率，降低设备尺寸。本发明提供的一种天然气强化脱碳方法适合处理硫化氢含量低于1.5mol％，二氧化碳含量低于30mol％的天然气。

第一方面，本发明提供的一种天然气强化脱硫脱碳系统，包括原料气预处理系统、第一酸性气吸收系统、第二酸性气吸收系统、闪蒸系统和吸收液再生系统；

所述原料气预处理系统包括原料气重力分离器和原料气过滤分离器；所述原料气重力分离器的出口和所述原料气过滤分离器的入口连接；

所述第一酸性气吸收系统包括第一微元发生装置、第一微元分散床和第一气液分离器；所述第一微元发生装置串联于所述第一微元分散床的底部；所述原料气过滤分离器的出口与所述第一微元发生装置的气相入口连接；所述第一微元分散床的出口与所述第一气液分离器的入口连接；

所述第二酸性气吸收系统包括第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器；所述第二微元发生装置串联于所述第二微元分散床的底部；所述第一气液分离器的气相出口与所述第二微元发生装置的入口连接；所述第二微元分散床的出口与所述第二气液分离器的入口连接；所述第二气液分离器的液相出口至少通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置的液相入口连接；

所述闪蒸系统包括降压装置和闪蒸罐；所述第一气液分离器的液相出口通过所述降压装置与所述闪蒸罐连接；所述降压装置为透平或减压阀；

所述吸收液再生系统包括再生塔、塔顶冷凝器、吸收液储存及配置装置、再生塔回流罐和再沸器；所述闪蒸罐通过贫富吸收液换热器与所述再生塔的中上部入口连接；所述再生塔的顶部出口与所述塔顶冷凝器和所述再生塔回流罐依次连接；所述再生塔回流罐底部液相出口通过再生塔回流泵与所述再生塔的中上部入口连接；所述再生塔底部液相出口与所述再沸器连接；所述再沸器底部出口通过贫液输送泵与所述贫富吸收液换热器连接，所述贫富吸收液换热器与贫吸收液冷却器连接，所述吸收液储存及配置装置与所述贫吸收液冷却器的入口连接，所述贫吸收液冷却器的出口分成两路，一路与过滤净化装置连接后与另一路汇合，通过贫液增压泵与所述第二微元发生装置的液相入口或所述第二气液分离器的入口连接。

上述的系统中，所述第二气液分离器的液相出口和所述述贫吸收液冷却器的出口通过如下1)或2)连接：

1)所述第二气液分离器的液相出口通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置液相入口连接；所述贫吸收液冷却器的出口的两路汇合后，通过贫液增压泵与所述第二微元发生装置液相入口连接；

2)所述第二气液分离器的液相出口分成两路，一路通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置液相入口连接，另一路通过半富液循环泵与所述第二微元发生装置液相入口连接；所述贫吸收液冷却器的出口的两路汇合后，通过贫液增压泵与所述第二气液分离器的入口连接。

上述的系统中，所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置为能够将气液两相体系切割成微米尺度的微元发生装置，如1～800μm(优选50～350μm)尺寸；

所述微元发生装置包括但不限于微孔膜(孔径1～500,000纳米)、文丘里式微气泡发生装置、超声空化装置、水力空化式微气泡发生装置(例如专利CN201811308335.4 微气泡发生器的水力空化件及衣物处理装置)、离心式微气泡发生装置(如专利CN202020030699.7一种离心微气泡发生装置)、射流式微气泡发生装置、旋流式微气泡发生装置中的一种或多种串联和/或并联的组合。

上述的系统中，所述微元分散床为空筒反应器或者内含折流挡板内构件的壳体；

所述微元分散床在不同高度上设有一系列出口，用于调节微元分散体系的液位。

上述的系统中，所述第一气液分离器和所述第二气液分离器为能够将30μm以上气泡与液相分离的气液分离器；

所述气液分离器包括但不限于离心分离器、重力分离器、折流分离器、填料分离器、丝网分离器、微孔过滤分离器中的一种或多种串联和/或并联的组合。

第二方面，本发明提供的天然气强化脱硫脱碳方法，包括如下步骤：

(1)对天然气原料气进行预处理脱除其中的固体颗粒和液滴；

经预处理的天然气和循环半富液进入第一微元发生装置被分散为微米尺度的第一微元分散体系，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，所述第一微元分散体系中的酸性气与吸收液发生吸收反应，随后第一微元分散体系进入第一微元分散床继续发生吸收反应，反应完毕的第一微元分散体系进入第一气液分离器被分离成第一粗脱碳天然气和第一富吸收液；

所述第一粗脱碳天然气和循环半富液或贫吸收液进入第二微元发生装置被分散为微米尺度的第二微元分散体系，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，所述第二微元分散体系中的酸性气与吸收液发生吸收反应，随后第二微元分散体系进入第二微元分散床继续发生吸收反应，反应完毕的第二微元分散体系进入第二气液分离器被分离成精脱碳天然气和第二富吸收液；

(2)所述第二富吸收液由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置或分为两股分别输送至所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置作为步骤(1)中所述循环半富液；

(3)所述第一富吸收液经过透平或减压阀降压后进入闪蒸罐进行闪蒸，从所述闪蒸罐顶部流出的闪蒸气脱除硫化氢后进入燃料气系统，从所述闪蒸罐液相出口流出的富吸收液进入贫富吸收液换热器；

从闪蒸罐液相出口流出的富吸收液与再生后的贫吸收液换热后升温，进入再生塔的上部入口，富集在吸收液中的天然气中的酸性气体解吸出来由再生塔塔顶排出，经再生塔塔顶冷凝器冷凝后进入再生塔回流罐，分离出的酸性气体由再生塔回流罐顶部气相出口排出，分离出的回流液从再生塔回流罐底部液相出口排出，通过再生塔回流泵输送回再生塔塔顶；从再生塔塔底液相出口流出的液体进入再生塔塔底再沸器，一部分在再沸器中加热部分气化返回再生塔塔底，另一部分从再沸器底部出口排出作为所述再生后的贫吸收液进入所述贫富吸收液换热器；

所述再生后的贫吸收液与从闪蒸罐液相出口流出的富吸收液换热后降温，与来自吸收液储存及配置单元的补充吸收液汇合后进入贫吸收液冷却器进一步降温，冷却后分为两股，一股进入过滤净化单元除去杂质后与另一股重新汇合，由贫液增压泵输送至所述第二微元发生装置作为步骤(1)中所述贫吸收液或输送至所述第二气液分离器与所述第二富吸收液一起输送至所述第一微元发生装置和第二微元发生装置作为步骤 (1)中所述循环半富液。

本发明方法中，原料气与贫液或半富液在第一或第二微元发生装置内被分散为微米尺度的微元分散体系，同时发生吸收液与天然气中硫化氢和二氧化碳等酸性气的吸收反应，微元分散体系进入微元分散床后继续反应。由于微元分散体系中气液两相相界面积巨大，湍动程度高，吸收反应得到强化，进而大幅降低吸收设备尺寸；同时微元分散床内的微元分散体系液层高度可控，可通过调节微元分散体系液层高度来调节气相停留时间进而控制CO₂反应程度，增加了操作弹性。

相界面积和停留时间分别是影响吸收反应效率的影响因素之一，而相界面积受进入微元发生装置的吸收液流量控制，微元分散体系停留时间与微元分散体系的液层高度有关，因此可以通过调节进入微元发生装置的吸收液流量和微元分散体系液层高度来调控微元分散体系的分散程度以及两相停留时间进而达到调节反应程度的目的。

上述的方法中，步骤(1)中，所述预处理的步骤可如下：所述天然气原料气进入重力分离器分离出大颗粒液滴和固体杂质，然后进入原料气过滤分离器脱除小固体颗粒和液滴。

上述的方法中，所述吸收液可以为各种化学溶剂、物理溶剂或化学-物理溶剂，包括MDEA、TEA、MEA、DGA、DEA、DIPA、TBEE、TBIPE等醇胺的单组分、多组分或添加了活化剂与助剂的有机胺溶液，以及砜胺等。

上述的方法，步骤(2)中，所述第二富吸收液由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置；步骤(3)中，从贫吸收液冷却器流出的贫液由贫液增压泵输送至所述第二微元发生装置作为步骤(1)中所述贫吸收液；或，

步骤(2)中，所述第二富吸收液分为两股分别由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置作为步骤(1)中所述循环半富液；步骤(3)中，从贫吸收液冷却器流出的贫液输送至所述第二气液分离器与所述第二富吸收液一起输送至所述第一微元发生装置和第二微元发生装置作为步骤(1)中所述循环半富液。

上述的方法中，所述第一微元分散体系和所述第二微元分散体系的尺寸可为 1～800μm，优选为50～350μm，如平均尺寸为200或220μm。

上述的方法中，所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置的操作压力的操作压力可为3～15MPa，操作温度为30～90℃，气液比为100～4000Nm³/m³，优选为 100～1000Nm³/m³。

上述的方法中，所述天然气原料气中硫化氢含量低于1.5mol％，二氧化碳含量低于30mol％。

本发明具有如下有益效果：

本发明提供的天然气强化脱碳系统及脱碳方法，优点在于，天然气与吸收液在微元发生装置内分散为微米尺度的微元分散体系，拥有巨大的相界面积，显著提高吸收速率，进而大幅降低吸收设备尺寸；同时微元分散床内微元分散体系液层高度可控，可通过调节微元分散体系液层高度来调节气相停留时间进而控制反应深度，增加了操作弹性。

附图说明

为了更清楚地说明本申请实施例中的技术方案，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申请的一些实施例，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为本发明实施例1天然气强化脱硫脱碳方法的工艺流程图。

图1中，各标记如下：

1-原料气；2-重力分离器；3-原料气过滤分离器；4-半富液循环泵；5，18-循环半富液；6-第一微元发生装置；7-第一微元分散体系；8-第一微元分散床；9-第一气液分离器；10-粗脱气；11-富液；12-贫液；13-第二微元发生装置；14-第二微元分散体系； 15-第二微元分散床；16-第二气液分离器；17-净化气；19-透平；20-闪蒸罐；21-闪蒸气；22-贫富液换热器；23-再生塔；24-再生塔塔顶冷凝器；25-再生塔回流罐；26-酸气；27-再生塔回流泵；28-再沸器；29-饱和蒸汽；30-贫液输送泵；31-吸收液储存及配置装置；32-贫液冷却器；33-过滤净化装置；34-贫液加压泵。

图2为本发明实施例2天然气强化脱硫脱碳方法的工艺流程图。

图2中，各标记如下：

1-原料气；2-重力分离器；3-原料气过滤分离器；4-半富液循环泵；5，12,18-循环半富液；6-第一微元发生装置；7-第一微元分散体系；8-第一微元分散床；9-第一气液分离器；10-粗脱气；11-富液；13-第二微元发生装置；14-第二微元分散体系；15-第二微元分散床；16-第二气液分离器；17-净化气；19-透平；20-闪蒸罐；21-闪蒸气； 22-贫富液换热器；23-再生塔；24-再生塔塔顶冷凝器；25-再生塔回流罐；26-酸气； 27-再生塔回流泵；28-再沸器；29-饱和蒸汽；30-贫液输送泵；31-吸收液储存及配置装置；32-贫液冷却器；33-净化过滤装置；34-贫液加压泵。

图3为微元分散床结构与连接方式示意图。

图3中，各标记如下：

1-微元发生装置气相入口；2-微元发生装置液相入口；3-微元发生装置；4-微元分散床；5-微元分散体系；6，7，8-微元分散床出口阀门；9-微元分散床出口物流。

具体实施方式

本发明提供的天然气强化脱硫脱碳系统，包括原料气预处理系统、第一酸性气吸收系统、第二酸性气吸收系统、闪蒸系统和吸收液再生系统；

原料气预处理系统包括原料气重力分离器和原料气过滤分离器；原料气重力分离器的出口和原料气过滤分离器的入口连接；

第一酸性气吸收系统包括第一微元发生装置、第一微元分散床和第一气液分离器；第一微元发生装置串联于第一微元分散床的底部；原料气过滤分离器的出口与第一微元发生装置的气相入口连接；第一微元分散床的出口与第一气液分离器的入口连接；

第二酸性气吸收系统包括第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器；第二微元发生装置串联于第二微元分散床的底部；第一气液分离器的气相出口与第二微元发生装置的入口连接；第二微元分散床的出口与第二气液分离器的入口连接；第二气液分离器的液相出口至少通过半富液循环泵与第一微元发生装置的液相入口；

闪蒸系统包括降压装置和闪蒸罐；第一气液分离器的液相出口通过所述降压装置与闪蒸罐连接；降压装置为透平或减压阀；

吸收液再生系统包括再生塔、塔顶冷凝器、吸收液储存及配置装置、再生塔回流罐和再沸器；闪蒸罐通过贫富吸收液换热器与再生塔的中上部入口连接；再生塔的顶部出口与塔顶冷凝器和再生塔回流罐依次连接；再生塔回流罐底部液相出口通过再生塔回流泵与再生塔的中上部入口连接；再生塔底部液相出口与再沸器连接；再沸器底部出口通过贫液输送泵与贫富吸收液换热器连接，贫富吸收液换热器与贫吸收液冷却器连接，吸收液储存及配置装置与贫吸收液冷却器的入口连接，贫吸收液冷却器的出口分成两路，一路与过滤净化装置连接后与另一路汇合，通过贫液增压泵与第二微元发生装置的液相入口或第二气液分离器的入口连接。

根据本发明，可以通过在第一微元发生装置与第一气液分离器，或第二微元发生装置与第二气液分离器之间增加额外的吸收液循环来调控微元分散体系的尺度，上述吸收液循环由循环泵驱动，具体地，可以在第一微元发生装置与第一气液分离器之间增加额外的吸收液循环；也可以在第二微元发生装置与第二气液分离器之间增加额外的吸收液循环；还可以既在第一微元发生装置与第一气液分离器之间增加额外的吸收液循环，也在第二微元发生装置与第二气液分离器之间增加额外的吸收液循环。相应地，为了保证流程的合理性，各吸收液流股与各设备之间的连接方式也需要做相应调整，具体设置方法参考附图说明。例如，贫吸收液冷却器的出口的两路汇合后，通过贫液增压泵与第二气液分离器的入口连接；第二气液分离器的液相出口通过半富液循环泵同时与第一微元发生装置和第二微元发生装置的液相入口连接(在第二微元发生装置与第二气液分离器之间增加额外的吸收液循环)。

如图1所示，天然气强化脱硫脱碳系统包括原料气预处理系统、第一酸性气吸收系统、第二酸性气吸收系统、闪蒸系统和吸收液再生系统；

原料气预处理系统包括原料气重力分离器2和原料气过滤分离器3；原料气重力分离器2的出口和原料气过滤分离器3的入口连接；

第一酸性气吸收系统包括第一微元发生装置6、第一微元分散床8和第一气液分离器9；第一微元发生装置6串联于第一微元分散床8的底部；原料气过滤分离器3 的出口与第一微元发生装置6的气相入口连接；第一微元分散床8的出口与第一气液分离器9的入口连接；

第二酸性气吸收系统包括第二微元发生装置13、第二微元分散床15和第二气液分离器16；第二微元发生装置13串联于第二微元分散床15的底部；第一气液分离器 9的气相出口与第二微元发生装置13的入口连接；第二微元分散床15的出口与第二气液分离器16的入口连接；第二气液分离器16的液相出口通过半富液循环泵4与第一微元发生装置6的液相入口连接；

闪蒸系统包括透平19和闪蒸罐20；第一气液分离器9的液相出口通过透平19与闪蒸罐20连接；

吸收液再生系统包括再生塔23、塔顶冷凝器24、吸收液储存及配置装置31、再生塔回流罐25和再沸器28；闪蒸罐20通过贫富吸收液换热器22与再生塔23的中上部入口连接；再生塔23的顶部出口与塔顶冷凝器24和再生塔回流罐25依次连接；再生塔回流罐25底部液相出口通过再生塔回流泵27与再生塔23的中上部入口连接；再生塔23底部液相出口与再沸器28连接；再沸器28底部出口通过贫液输送泵30与贫富吸收液换热器22连接，贫富吸收液换热器22与贫吸收液冷却器32连接，吸收液储存及配置装置31与贫吸收液冷却器32的入口连接，贫吸收液冷却器32的出口分成两路，一路与过滤净化装置33连接后与另一路汇合，通过贫液增压泵34与第二微元发生装置13的液相入口连接。

如图1所示，原料气1进入重力分离器2分离出大颗粒液滴和固体杂质，再进入原料气过滤分离器3脱除气体中可能携带的小固体颗粒和液滴，然后与来自半富液循环泵4的半富液5进入第一微元发生装置6被分散为微米尺度的第一微元分散体系7 (尺寸在1～800μm，最优值为50～350μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后微元分散体系进入第一微元分散床8内，进行脱硫脱碳反应。然后，第一微元分散体系进入第一气液分离器分离9内分离为气液两相，气相为粗脱气10，液相为富液11。粗脱气10与来自再生单元的贫液12在第二微元发生装置 13内被分散为微米尺度的第二微元分散体系14(尺寸在1～800μm，最优值为50～350 μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后第二微元分散体系进入第二微元分散床15，微元分散体系内发生脱硫脱碳反应，随后微元分散体系在第二气液分离器16内气液分离，气相为净化气17，进入后续净化流程，液相为半富液18，经半富液循环泵4循环至第一微元发生装置6。来自第一气液分离器9的富液11经过透平19降压后进入闪蒸罐20进行闪蒸，闪蒸气21从闪蒸罐顶部流出去燃料气系统。从闪蒸罐液相出口流出的富液进入贫富液换热器22，与再生贫液换热后升温，进入再生塔23中上部入口。再生塔顶出口依次与再生塔塔顶冷凝器24和再生塔回流罐25连接，酸性气26由再生塔回流罐顶部气相出口排出，回流液从再生塔回流罐底部液相出口排出，通过再生塔回流泵27输送回再生塔塔顶；再生塔塔底液相出口与再生塔塔底再沸器28连接，液相在再沸器中加热部分气化，返回再生塔塔底，另一部分液体从再沸器底部出口排出，作为再生后的吸收液贫液，经贫液输送泵30输送至进入贫富液换热器22降温，与来自吸收液储存及配置单元31的补充吸收液汇合后进入贫液冷却器32进一步降温，冷却器出口分成两股，一股进入过滤净化单元33除去杂质后与另一股重新汇合，汇合后的贫胺液经过贫吸收液增压泵34加压后送至第二微元发生装置13，实现吸收液的循环利用。

如图2所示，天然气强化脱硫脱碳系统包括原料气预处理系统、第一酸性气吸收系统、第二酸性气吸收系统、闪蒸系统和吸收液再生系统；

第二酸性气吸收系统包括第二微元发生装置13、第二微元分散床15和第二气液分离器16；第二微元发生装置13串联于第二微元分散床15的底部；第一气液分离器 9的气相出口与第二微元发生装置13的入口连接；第二微元分散床15的出口与第二气液分离器16的入口连接；第二气液分离器16的液相出口通过半富液循环泵4与第一微元发生装置6和第二微元发生装置13的液相入口连接；

吸收液再生系统包括再生塔23、塔顶冷凝器24、吸收液储存及配置装置31、再生塔回流罐25和再沸器28；闪蒸罐20通过贫富吸收液换热器22与再生塔23的中上部入口连接；再生塔23的顶部出口与塔顶冷凝器24和再生塔回流罐25依次连接；再生塔回流罐25底部液相出口通过再生塔回流泵27与再生塔23的中上部入口连接；再生塔23底部液相出口与再沸器28连接；再沸器28底部出口通过贫液输送泵30与贫富吸收液换热器22连接，贫富吸收液换热器22与贫吸收液冷却器32连接，吸收液储存及配置装置31与贫吸收液冷却器32的入口连接，贫吸收液冷却器32的出口分成两路，一路与过滤净化装置33连接后与另一路汇合，通过贫液增压泵34与第二气液分离器16的液相入口连接。

如图2所示，原料气1进入重力分离器2分离出大颗粒液滴和固体杂质，再进入原料气过滤分离器3脱除气体中可能携带的小固体颗粒和液滴，然后与来自半富液循环泵4的半富液5进入第一微元发生装置6被分散为微米尺度的第一微元分散体系7 (尺寸在1～800μm，最优值为50～350μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后微元分散体系进入第一微元分散床8内，进行脱硫脱碳反应。然后，第一微元分散体系进入第一气液分离器分离9内分离为气液两相，气相为粗脱气10，液相为富液11。粗脱气与来自半富液循环泵的半富液12在第二微元发生装置13内被分散为微米尺度的第二微元分散体系14(尺寸在1～800μm，最优值为 50～350μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后第二微元分散体系进入第二微元分散床15，微元分散体系内发生脱硫脱碳反应，随后微元分散体系在第二气液分离器16内气液分离，气相为净化气17，进入后续净化流程，液相为酸气负荷较低的半富液，与来自贫液加压泵34的再生贫液混合(循环半富液 18)后经半富液循环泵4循环至第一微元发生装置6和第二微元发生装置13。来自第一气液分离器9的富液11经过透平19降压后进入闪蒸罐20进行闪蒸，闪蒸气21从闪蒸罐顶部流出去燃料气系统。从闪蒸罐液相出口流出的富液进入贫富液换热器22，与再生贫液换热后升温，进入再生塔23中上部入口。再生塔顶出口依次与再生塔塔顶冷凝器24和再生塔回流罐25连接，酸性气26由再生塔回流罐顶部气相出口排出，回流液从再生塔回流罐底部液相出口排出，通过再生塔回流泵27输送回再生塔塔顶；再生塔塔底液相出口与再生塔塔底再沸器28连接，液相在再沸器中加热部分气化，返回再生塔塔底，另一部分液体从再沸器底部出口排出，作为再生后的吸收液贫液，经贫液输送泵30输送至进入贫富液换热器31降温，与来自吸收液储存及配置单元32的补充吸收液汇合后进入贫液冷却器32进一步降温，冷却器出口分成两股，一股进入过滤净化单元33除去杂质后与另一股重新汇合，汇合后的贫胺液经过贫吸收液增压泵34 加压后送至第二气液分离器16，实现吸收液的循环利用。

下面以图1为例对本发明的脱硫脱碳效果进行详细说明，但本发明并不局限于下述实施例。

实施例1、天然气脱硫脱碳

为验证本发明的效果，采用图1所示的工艺流程，本实施例采用的第一微元发生装置和第二微元发生装置为旋流式微气泡发生装置(采用文献“轴向旋流式微气泡发生器的结构设计与数值模拟”DOI:10.12034/j.issn.1009-606X.217413中的结构，其中注气采用的微孔板平均孔径为50微米，液相入口直径为10cm，文丘里喉管内径为3cm， 4台并联)。本实施例采用的第一气液分离器和第二气液分离器为离心式气液分离器。本实施例采用的微元分散床为空筒反应器，其高度和直径分别为3m和0.8m，结构和连接方式如图3所示，反应器底部与微元发生装置出口直接相连，反应器中上部不同高度上有3个配备阀门的出口，根据原料气气质通过调节不同高度出口的阀门开关来调节液位。本实施例所用的吸收液为MDEA单组分的水溶液。原料气性质如表1所示。流量为3792kmol/h，压力为7.0MPa的原料气依次进入重力分离器和原料气过滤分离器脱除气体中携带的固体颗粒和液滴，然后与来自半富液循环泵的半富液(流量为 12015kmol/h，温度为47℃)进入第一微元发生装置(操作压力为7.0MPa)被分散为微米尺度的第一微元分散体系(平均尺寸为220μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后微元分散体系进入微元分散床内，进行脱硫脱碳反应。然后，第一微元分散体系进入第一气液分离器分离内分离为气液两相，气相为粗脱气，液相为富液。粗脱气与来自再生单元的贫液(流量为11700kmol/h，MDEA 浓度为50wt％，温度为40℃的MDEA溶液)在第二微元发生装置(操作压力为6.9MPa)内被分散为微米尺度的第二微元分散体系(平均尺寸为200μm)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后第二微元分散体系进入第二微元分散床，微元分散体系内发生脱硫脱碳反应，随后微元分散体系在第二气液分离器内气液分离，气相为净化气，进入后续净化流程，液相为半富液，经半富液循环泵循环至第一微元发生装置。来自第一气液分离器的富液经过透平降压后进入闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸气从闪蒸罐顶部流出去燃料气系统。从闪蒸罐液相出口流出的富液进入贫富液换热器，与再生贫液换热后升温，进入再生塔中上部入口。再生塔顶出口依次与再生塔塔顶冷凝器和再生塔回流罐连接，酸性气由再生塔回流罐顶部气相出口排出，回流液从再生塔回流罐底部液相出口排出，通过再生塔回流泵输送回再生塔塔顶；再生塔塔底液相出口与再生塔塔底再沸器连接，液相在再沸器中加热部分气化，返回再生塔塔底，另一部分液体从再沸器底部出口排出，作为再生后的吸收液贫液，经贫液输送泵输送至进入贫富液换热器降温，与来自吸收液储存及配置单元的补充吸收液汇合后进入贫液冷却器进一步降温，冷却器出口分成两股，一股进入过滤净化单元除去杂质后与另一股重新汇合，汇合后的贫胺液经过贫吸收液增压泵加压后送至第二微元发生装置，实现吸收液的循环利用。

作为对比，采用常规醇胺法工艺，该工艺在工艺流程上与本工艺的区别在于将第一酸性气吸收系统和第二酸性气吸收系统(即第一微元发生装置、第一微元分散床、第一气液分离器、第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器)替换为一个含24块塔板的常规吸收塔，处理原料气性质和流量如表1所示，采用的贫吸收液为和本实施例相同浓度、温度和流量的MDEA溶液(流量为11700kmol/h，MDEA浓度为50wt％，温度为40℃)

脱硫效果、设备尺寸与常规吸收塔工艺的对比见表2。表2中本发明方案的吸收设备体积为第一酸性气吸收系统和第二酸性气吸收系统(即第一微元发生装置、第一微元分散床、第一气液分离器、第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器)的总体积。通过表2可以看出，相同操作条件下，本方法的吸收设备体积能降低约75％，也表现出了比常规醇胺法工艺更高的CO₂脱除率，因此脱硫效果明显优于常规醇胺吸收法工艺。

表1原料气性质

表2脱硫效果、设备尺寸

实施例2、天然气脱硫脱碳

为验证本发明的效果，采用图2所示的工艺流程，本实施例采用的第一微元发生装置和第二微元发生装置为旋流式微气泡发生装置(采用文献“轴向旋流式微气泡发生器的结构设计与数值模拟”DOI:10.12034/j.issn.1009-606X.217413中的结构，其中注气采用的微孔板平均孔径为50微米，液相入口直径为10cm，文丘里喉管内径为3cm， 4台并联)。本实施例采用的第一气液分离器和第二气液分离器为离心式气液分离器。本实施例采用的微元分散床为空筒反应器，其高度和直径分别为3m和0.8m，结构和连接方式如图3所示，反应器与底部与微元发生装置出口直接相连，反应器中上部不同高度上有3个配备阀门的出口，根据原料气气质通过调节不同高度出口的阀门开关来调节液位。本实施例所用的吸收液为MDEA单组分的水溶液。原料气性质如表1 所示。流量为3792kmol/h，压力为7.0MPa的原料气依次进入重力分离器和原料气过滤分离器脱除气体中携带的固体颗粒和液滴，然后与来自半富液循环泵的半富液进入第一微元发生装置被分散为微米尺度的第一微元分散体系(平均尺寸为200μm，操作压力为7.0MPa)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后微元分散体系进入第一微元分散床内，进行脱硫脱碳反应。然后，第一微元分散体系进入第一气液分离器分离内分离为气液两相，气相为粗脱气，液相为富液。粗脱气与来自半富液循环泵的半富液在第二微元发生装置内被分散为微米尺度的第二微元分散体系(平均尺寸为180μm，操作压力为6.9MPa)，高度分散的微米尺度天然气气泡为分散相，吸收液为连续相，随后第二微元分散体系进入第二微元分散床，微元分散体系内发生脱硫脱碳反应，随后微元分散体系在第二气液分离器内气液分离，气相为净化气，进入后续净化流程，液相为酸气负荷较低的半富液，与来自贫液加压泵的再生贫液混合(流量为11700kmol/h，MDEA浓度为50wt％，温度为40℃的MDEA溶液) 后经半富液循环泵循环至第一微元发生装置和第二微元发生装置。来自第一气液分离器的富液经过透平降压后进入闪蒸罐20进行闪蒸，闪蒸气从闪蒸罐顶部流出去燃料气系统。从闪蒸罐液相出口流出的富液进入贫富液换热器，与再生贫液换热后升温，进入再生塔中上部入口。再生塔顶出口依次与再生塔塔顶冷凝器和再生塔回流罐连接，酸性气由再生塔回流罐顶部气相出口排出，回流液从再生塔回流罐底部液相出口排出，通过再生塔回流泵输送回再生塔塔顶；再生塔塔底液相出口与再生塔塔底再沸器连接，液相在再沸器中加热部分气化，返回再生塔塔底，另一部分液体从再沸器底部出口排出，作为再生后的吸收液贫液，经贫液输送泵输送至进入贫富液换热器降温，与来自吸收液储存及配置单元的补充吸收液汇合后进入贫液冷却器进一步降温，冷却器出口分成两股，一股进入过滤净化单元除去杂质后与另一股重新汇合，汇合后的贫胺液经过贫吸收液增压泵加压后送至第二气液分离器，实现吸收液的循环利用。

脱硫效果、设备尺寸与常规吸收塔工艺的对比见表3。表3中本发明方案的吸收设备体积为第一酸性气吸收系统和第二酸性气吸收系统(即第一微元发生装置、第一微元分散床、第一气液分离器、第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器)的总体积。通过表3可以看出，相同操作条件下，本方法的吸收设备体积能降低约75％，也表现出了比常规醇胺法工艺更高的CO₂脱除率，因此脱硫效果明显优于常规醇胺吸收法工艺。

表3脱硫效果、设备尺寸

Claims

1.一种天然气强化脱硫脱碳系统，包括原料气预处理系统、第一酸性气吸收系统、第二酸性气吸收系统、闪蒸系统和吸收液再生系统；

所述第二酸性气吸收系统包括第二微元发生装置、第二微元分散床和第二气液分离器；所述第二微元发生装置串联于所述第二微元分散床的底部；所述第一气液分离器的气相出口与所述第二微元发生装置的入口连接；所述第二微元分散床的出口与所述第二气液分离器的入口连接；所述第二气液分离器的液相出口至少通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置的液相入口；

所述吸收液再生系统包括再生塔、塔顶冷凝器、吸收液储存及配置装置、再生塔回流罐和再沸器；所述闪蒸罐通过贫富吸收液换热器与所述再生塔的中上部入口连接；所述再生塔的顶部出口与所述塔顶冷凝器和所述再生塔回流罐依次连接；所述再生塔回流罐底部液相出口通过再生塔回流泵与所述再生塔的中上部入口连接；所述再生塔底部液相出口与所述再沸器连接；所述再沸器底部出口通过贫液输送泵与所述贫富吸收液换热器连接，所述贫富吸收液换热器与贫吸收液冷却器连接，所述吸收液储存及配置装置与所述贫吸收液冷却器的入口连接，所述贫吸收液冷却器的出口分成两路，一路与过滤净化装置连接后与另一路汇合，通过贫液增压泵与所述第二微元发生装置的液相入口或所述第二气液分离器的入口连接；

所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置为能够将气液两相体系切割成微米尺度的微元发生装置。

2.根据权利要求1所述的系统，其特征在于：所述第二气液分离器的液相出口和所述贫吸收液冷却器的出口通过如下1）或2）连接：

1）所述第二气液分离器的液相出口通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置液相入口连接；所述贫吸收液冷却器的出口的两路汇合后，通过贫液增压泵与所述第二微元发生装置液相入口连接；

2）所述第二气液分离器的液相出口分成两路，一路通过半富液循环泵与所述第一微元发生装置液相入口连接，另一路通过半富液循环泵与所述第二微元发生装置液相入口连接；所述贫吸收液冷却器的出口的两路汇合后，通过贫液增压泵与所述第二气液分离器的入口连接。

3.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于：所述微元发生装置为微孔膜、文丘里式微气泡发生装置、超声空化装置、水力空化式微气泡发生装置、离心式微气泡发生装置、射流式微气泡发生装置、旋流式微气泡发生装置中的一种或多种串联和/或并联的组合。

4.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于：所述微元分散床为空筒反应器或者内含折流挡板内构件的壳体；

5.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于：所述第一气液分离器和所述第二气液分离器为能够将30μm以上气泡与液相分离的气液分离器；

所述气液分离器为离心分离器、重力分离器、折流分离器、填料分离器、丝网分离器、微孔过滤分离器中的一种或多种串联和/或并联的组合。

6.天然气强化脱硫脱碳方法，包括如下步骤：

（1）对天然气原料气进行预处理脱除其中的固体颗粒和液滴；

（2）所述第二富吸收液由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置或分为两股分别输送至所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置作为步骤（1）中所述循环半富液；

（3）所述第一富吸收液经过透平或减压阀降压后进入闪蒸罐进行闪蒸，从所述闪蒸罐顶部流出的闪蒸气脱除硫化氢后进入燃料气系统，从所述闪蒸罐液相出口流出的富吸收液进入贫富吸收液换热器；

所述再生后的贫吸收液与从闪蒸罐液相出口流出的富吸收液换热后降温，与来自吸收液储存及配置单元的补充吸收液汇合后进入贫吸收液冷却器进一步降温，冷却后分为两股，一股进入过滤净化单元除去杂质后与另一股重新汇合，由贫液增压泵输送至所述第二微元发生装置作为步骤（1）中所述贫吸收液或输送至所述第二气液分离器与所述第二富吸收液一起输送至所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置作为步骤（1）中所述循环半富液。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：步骤（2）中，所述第二富吸收液由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置；步骤（3）中，从贫吸收液冷却器流出的贫液由贫液增压泵输送至所述第二微元发生装置作为步骤（1）中所述贫吸收液；或，

步骤（2）中，所述第二富吸收液分为两股分别由富液循环泵输送至所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置作为步骤（1）中所述循环半富液；步骤（3）中，从贫吸收液冷却器流出的贫液输送至所述第二气液分离器与所述第二富吸收液一起输送至所述第一微元发生装置和第二微元发生装置作为步骤（1）中所述循环半富液。

8.根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于：所述第一微元分散体系和所述第二微元分散体系的尺寸为1~800 µm。

9.根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于：所述第一微元发生装置和所述第二微元发生装置的操作压力为3~15 MPa，操作温度为30~90℃，气液比为100~4000 Nm³/m³。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：所述气液比为100~1000 Nm³/m³。

11.根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于：所述天然气原料气中硫化氢含量低于1.5 mol%，二氧化碳含量低于30 mol%。