CN113209779B - 一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺及***。可以在无需增压的条件下，实现酸性气体回收的同时，分离生产出符合发电标准的富甲烷气，将环境治理与废气再利用过程有机结合在一起。与现有技术相比，本发明工艺及***可经济高效的对CO2进行高浓度的回收和实现CH4与N2的高效分离，对工艺过程的能量进行了合理的利用，极大降低了能耗；整个过程环保、可靠、经济效益好。

Description

一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺
技术领域
本发明涉及气体分离技术领域，具体是一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺及***，特别涉及了CO2的捕获和污染物资源化回收利用。
背景技术
热力采油法技术的应用为实现稠油高产稳产做出了重要贡献，但同时也出现了一些不利因素，例如大量次生气的出现。由于次生气含有大量的N2、CO2等，不能直接利用，处理不当会对其他流程造成影响，直接排放则会造成能源浪费环境污染，因此将次生气进行无害化处理意义重大。如果还能从中回收有用的气体组分例如CO2和CH4，当CO2达到一定浓度可作为驱油气回注入井内进行驱油，当CH4富集到一定浓度可进行发电，或用作其他用途。
目前，在该类气体的分离方面，变压吸附法以及吸附/低温精馏法是主要的回收CH4与CO2的工艺。为实现上述三种气体组分的分离，变压吸附工艺(PSA)是利用气体组分在不同吸附材料上吸附能力的不同实现组分的分离，在实际操作过程中的变压吸附过程需要经过至少九个步骤，即：终升压过程、吸附过程、顺向减压过程、均压降过程、逆向减压过程、冲洗再生过程、抽真空过程、均增压过程和置换过程。单个吸附塔为间歇操作，为了使变压吸附过程操作更加顺畅且连续，则变压吸附操作必须要2个变压吸附塔以上，吸附塔的数量越多则操作越平稳连续。
低温精馏法则是在原料气在加压冷却至饱和液体温度后进入精馏塔当中，利用不同气体组分的沸点差，在每块塔板或者是填料中进行多次汽液接触，实现气体的分离，在吸收热量时易挥发的组分较多的蒸发，而混合蒸汽在吸收冷量时难挥发的组分较多的冷凝从而实现分离。
但在实际操作过程中，因变压吸附法的相对于低温精馏法的投资低，操作简单，处理成本低的有点被广泛应用，但是在实际应用中需要反复的加压与降压，过程能耗高且对吸附剂对原料气中重烃、水等组分敏感，长期使用会降低吸附剂的吸附性能，所以对于目前广泛使用的变压吸附法需要将原料气中的水组分以及重烃组分进行充分的脱除来保证吸附剂的正常运行，然而原料气脱水的能耗十分高且操作不便捷。
水合物气体分离技术，利用不同气体形成水合物的温度压力条件不同。在混合气体中的水合分离过程中，易生成水合物的分子优先进入到水合物相中，随时间的推移，其在水合物相中的富集程度逐渐增大，而残余气相中的浓度逐渐减小，从而实现了进入水合体系的气体混合物在水合相与气相中的分离。对于火驱油田气而言，其主要的原料成分为CH4、CO2与N2，而对于上述三组分的气体在混合气体往往在纯水体系中形成的sII型水合物，CH4与CO2占据小笼，N2占据大笼，若需将三种组分以水合物法分开，则需要的流程非常复杂且难以实现。但CO2易溶于醇胺溶液(MEA、MDEA等)，通过将CO2采用熔剂法先行脱除，留下易通过水合分离的CH4与N2。
目前关于火驱油田气的回收主要，目前暂无相关新工艺专利对油田次生气进行回收处理，仅CN 203750379 U在变压吸附法回收油田伴生气的工艺中的吸附塔设备上提出了新的装卸料装置的发明，这是对传统变压吸附中的单元(吸附塔)进行的操作设计优化。
此外对于将水合法利用于酸性气体回收上发明CN 108722135 A采用水合法分离CO2与H2S的混合酸气后进行溶剂进一步脱除，此法可能存在着工艺漏洞，分解后的水合物为低压(＜0.2MPa)，进入高压的吸收塔中未进行增压处理就进入吸收塔，而吸收的溶剂采用常规的醇胺溶液，故在实际应用中吸收效果可能不太理想。尤其因为新的非常规能源的开发取得了很好的进展，极大的丰富了能源市场的供应，稠油的开采经济性变得越发重要，因此油田次生气的回收需探索新的经济回收工艺。而在本专利中为实现油田实际操作过程中CH4与CO2的回收，降低气体分离与回收的操作成本，提出了一种无需增压的溶剂/水合组合工艺及***。
发明内容
为了弥补现有技术的不足，本发明提供了一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺及***，可以实现利用溶剂法充分CO2回收的同时，利用经济节能的水合物法分离出满足燃气轮机发电要求的CH4气体，将节能减排理念融入了化工生产过程中来。与现有技术相比，本发明工艺及***可在无需增压的***内，进行经济高效的对含CO2、N2以及CH4的油田次生气进行回收处理，对工艺过程中的能量进行了合理利用，极大降低了能耗；整个过程环保、可靠、经济效益好。
本发明技术方案如下。
一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺，所述无需增压是指溶剂吸收塔塔顶的气相出料经气体冷却器换热以及节流阀调压后无需增压就能达到水合反应的压力条件；本发明中的溶剂/水是指溶剂吸收与水合分离。
具体步骤为：采用分离装置进行无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺，溶剂吸收法脱除CO2后的原料气从溶剂吸收塔塔顶经气体冷却器冷却至水合反应温度后，经节流阀调压后进入水合反应器，与水合分解器分解后的促进剂溶液经添加剂冷却器冷却后进行水合反应，参与水合反应的主要气相组分为CH4，气相中残留的组分主要为N2可直接达标排放或者收集另作他用，而其余气体与促进剂溶液水合反应后形成水合物浆液，经水合物浆液泵送至水合物分解器，分解后的产物在水合物分解器中进行气液分离，从而分离出富CH4气体用于发电或另做他用，液体为促进剂溶液经添加剂冷却器冷却后循环回水合物反应器参与水合反应，该处无需增压较传统的变压吸附分离后续CH4与N2而言，无需再增压至吸附压力就能直接进行分离操作。
进一步地，分离装置包括溶剂吸收塔、溶剂再生塔、水合反应器、水合物分解器、溶剂冷却器、贫液泵、富液泵、贫/富液换热器、再沸器、气体冷却器、节流阀、水合物浆液泵和添加剂冷却器；
进一步地，所述溶剂吸收塔分别与气体冷却器、溶剂冷却器、富液泵以及预处理后的火驱油田气管线连接；所述溶剂再生塔塔顶分两个部分一部分与水合分解器的换热部分连接，另一部分与贫/富液换热器连接，溶剂再生塔塔底分两部分与一部分与贫/富液换热器连接，另一部分与再沸器连接循环回溶剂再生塔内；所述气体冷却器与水合物反应器连接；
进一步地，所述水合物反应器分别与浆料循环泵和添加剂冷却器连接；
进一步地，所述水合物分解器底分别与溶剂再生塔、浆料循环泵和添加剂冷却器连接；
进一步地，所述溶剂冷却器分别与溶剂吸收塔和贫液泵连接；所述贫液泵分别与溶剂冷却器和贫/富液换热器连接；所述富液泵分别与溶剂吸收塔和贫/富液换热器连接；所述贫/富液换热器分别与溶剂再生塔的塔底与塔顶进料板、贫液泵和富液泵连接；所述再沸器与溶剂再生塔塔底连接；所述水合物浆液泵分别与水合反应器和水合物分解器连接；所述添加剂冷却器分别与水合反应器和水合物分解器连接。
进一步地，所述溶剂吸收塔压力为0.6MPa-2MPa，优选1.2MPa；此处之所以选择1.2MPa，这是因为考虑到后续的水合反应的压力为600kPa，为避免***进行额外的加压与换热，将吸收压力调高有助于后续的水合反应进行。所述水合反应器压力为0.7MPa-1.3MPa，优选0.8MPa。
进一步地，其中预处理后的火驱油田气管线需从溶剂吸收塔塔底进料，以保证气体与贫液充分接触。
进一步地，所述溶剂吸收塔为汽液传质设备，选自板式塔与填料塔；优选板式塔，塔顶部有液体器喷洒，中部有液体再分布器以强化传质；所述溶剂吸收塔为汽液传质设备，具体为板式塔与填料塔，优选板式塔，塔顶部有液体器喷洒，中部有液体再分布器以强化传质。所述溶剂吸收塔操作汽液比为3-60，优选5.8，在溶剂吸收塔中塔顶的带出气相损耗与汽液比以及吸收时的温度相关，为减少气体夹带出的部分液体，故考虑不宜采用较大的汽液比。
进一步地，所述溶剂再生塔为汽液传质设备，具体为板式塔与填料塔，优选板式塔便于维修与拆卸，在进出料塔板处因设有温度的仪表监控。所述溶剂再生塔塔顶出料气相为高温物流，用于给水合分解器的水合分解提供热量，此处需说明提供热源的物流不止溶剂再生塔塔顶物流优选溶剂再生塔塔顶热物流，用于水合热分解的热源还可以来自与富液换热之后的贫液余热，以及将常温的空气作为水合分解热源等，若将其放在更加复杂的上下游***当中，其分解的热量可能会来自于其他过程中的热物流，塔顶流出的热物流温度约为120℃，在经过与水合物分解器中的低温水合物换热之后，将热物流中的水分给冷凝回收。
进一步地，所述气体冷却器与溶剂吸收塔塔顶气相与节流阀进料口连接；所述节流阀分别与水合反应器进料口和气体冷却器连接。
进一步地，所述的水合物反应器留有一额外添加剂加料口，以补充运行过程的添加剂被气相带出损耗，其中这部分被带出的损耗很小，其主要成分为游离的水，在短时间的运行中不会对***造成太大的影响，在长时间运行的过程中须在添加剂的加料口有时间间断的补充添加剂。
所述的水合物反应器因在吸收塔塔顶气相出料中含有少量的水，然而在水合物反应体系当中，水也是形成水合物的原料之一，作为微量的水不影响其作为水合反应的气相进料，如在其他分离体系当中，例如变压吸附法、低温精馏法等工艺中，微量水的含量会极大的影响操作，如在变压吸附中水组分的增加会降低气相在吸附剂上的有效吸附，甚至使得吸附剂失去吸附效果；在低温精馏当中，因为水的凝固点较高(0摄氏度)，在于其他气体组分冷却分离时，低于0℃会使得水形成冰，导致流体的传热传质受阻。
进一步地，所述的经溶剂吸收塔脱除的塔顶脱CO2气与再生后的富CO2气中含有被气体带出来的少量水分，在进入下一个水合物反应器时需要将其加以分析考虑。
进一步地，所述水合物分解器中内部的传热部件应为具有高传热效率的设备，具体为带翅片的换热组件、螺纹管换热器或盘管换热器，优选为带翅片的盘管换热器，之所以不考虑直接用气相热源以提高气体释放效果，其一是缺少无害化的高温气源，其二是释放的气体需加以利用，使用如CN 08722135 A专利的气提方案的确会降低释放气体分压，加快分解但引入的其他起源不利于后续操作，此外气体还会降低水的分压，从而提高气体中的含水量，不利于后续操作。
进一步地，所述水合物反应器底部出口部分与水合物分解器入口之间应设有水合物浆液泵或其他输送装置，其中水合物浆液泵为优选固液流体输送装置。
进一步地，所述水合物反应器循环添加剂入口部分与水合物分解器出口之间应设有一个以上的换热器设备，用以将分解的促进剂溶液进行冷却，此处为减少***能耗，不使用在公用工程中产生的冷源，推荐使用空冷、利用循环冷却水或者空冷水冷相结合以进一步的冷却循环贫液。
进一步地，所述水合物添加剂为季铵盐类或芳香族化合物水溶液，具体可以为四氢呋喃(THF)溶液、四溴丁基溴化铵(TBAB)溶液、茶多酚、儿茶素、异辛基葡糖苷以及环戊烷等添加剂与水形成的溶液。
与现有技术相比，本发明的优势在于：
1)减少了设备的数量，为了实现吸附气体的连续稳定产出，目前变压吸附工艺的装置数量为10个分子筛吸附塔，且包含真空泵以及增压机等许多配套设备，装置繁多。
2)较目前广泛应用的变压吸附工艺，尤其是水合物法分离步骤降低了二元气体分离的能耗。
3)***整体的投资较变压吸附工艺更低。
附图说明
图1为本发明提供的溶剂/水合组合气体分离工艺及***流程示意图。
图中各部件标号：1、溶剂再生塔2、水合反应器3、水合物分解器4、溶剂冷却器5、贫液泵6、富液泵7、贫/富液换热器8、再沸器9、气体冷却器10、节流阀11、水合物浆液泵12、添加剂冷却器13。
具体实施方式
以下将结合附图说明和实施案例对本发明的溶剂/水合组合气体分离工艺及***做详细说明，但并不因此限制本发明。
本发明提供一种溶剂/水合组合气体分离工艺，所述***溶剂吸收塔1、溶剂再生塔2、水合反应器3、水合物分解器4、溶剂冷却器5、贫液泵6、富液泵7、贫/富液换热器8、再沸器9、气体冷却器10、节流阀11、水合物浆液泵12、添加剂冷却器13。所述溶剂吸收塔1分别与气体冷却器10、富液泵7以及预处理后的火驱油田气管线连接；所述溶剂再生塔2塔顶分两个部分一部分与水合分解器换热部分连接，另一部分与贫/富液换热器8连接，溶剂再生塔2塔底分两部分与一部分与贫/富液换热器8连接，另一部分与再沸器9连接循环回溶剂再生塔2内；所述水合物反应器3分别与节流阀11、浆料循环泵12和添加剂冷却器13连接；所述水合物分解器4底分别与溶剂再生塔2、浆料循环泵12和添加剂冷却器13连接；所述溶剂冷却器5分别与溶剂吸收塔1和贫液泵6连接；所述贫液泵6分别与溶剂冷却器5和贫/富液换热器8连接；所述富液泵7分别与溶剂吸收塔1和贫/富液换热器8连接；所述贫/富液换热器8分别与溶剂再生塔2的塔底与塔顶进料板、贫液泵6和富液泵7连接；所述再沸器9与溶剂再生塔2塔底连接；所述气体冷却器10与溶剂吸收塔1塔顶气相与节流阀11进料口连接；所述节流阀11分别与水合反应器3进料口和气体冷却器10连接；所述水合物浆液泵12分别与水合反应器3和水合物分解器4连接；所述添加剂冷却器13分别与水合反应器3和水合物分解器4连接。
本发明的溶剂/水合组合气体分离工艺中的流程可分为两个部分分别是溶剂吸收部分和水合分离部分具体描述如下：来自预处理后(无脱水过程)的火驱油田气进入溶剂吸收塔1，与经贫液泵6增压和溶剂冷却器5换热后的贫液，在溶剂吸收塔1内逆流进行气液接触，使原料气中的CO2与溶剂接触得到充分的脱除，脱除CO2后的原料气从溶剂吸收塔1塔顶经气体冷却器10冷却至水合反应温度经节流阀11调压后进入水合反应器3与水合分解器4分解后的促进剂溶液经添加剂冷却器13冷却后进行水合反应，参与水合反应的主要气相组分为CH4，气相中残留的组分主要为N2可直接达标排放或者收集另作他用，而其余气体与促进剂溶液水合反应后形成水合物浆液，经水合物浆液泵12送至水合物分解器4，分解后的产物在水合物分解器4中进行气液分离，从而分离出富CH4气体用于发电或另做他用，液体为促进剂溶液经添加剂冷却器13冷却后循环回水合物反应器参与水合反应。吸收了CO2的富液经富液泵7输送至贫/富液换热器8，与在溶剂再生塔2内再生后的贫液换热后进入溶剂再生塔2的塔上部，富液在吸收了再沸器提供的热量后，在再生塔2内部分离成富CH4气与高温贫液，高温贫液经贫/富液换热器8与富液泵7泵送的富液换热后经贫液泵输送至溶剂冷却器5冷却后进入溶剂吸收塔1。
实施例1
某火驱油田气预处理开采气量Q＝1000Nm3/h，压力为1.2MPa，其中CH4体积分数为11.6％，CO2体积分数为15.8％以及N2体积分数为72.6％，采用图1所示的处理***对三组分气体进行处理。其中水合物分解器内部有盘管以增大热物流与水合物浆液的换热面积，且盘管上有翅片以增大传热系数以改善水合物浆液的分解效果。
处理过程中的操作条件和处理效果如下：溶剂吸收塔的操作条件为：温度为40℃，压力为1.2MPa，液汽比为4.5，塔板上的数量为20块，塔板为常见的筛板塔。溶剂再生塔的操作条件为：温度为120℃，压力为0.2MPa，塔板上的数量为20块，塔板为筛板塔。溶剂再生塔塔顶气相出料为96.82％CO2，整个吸收体系的CO2回收率达96％，进行加压脱水操作后可直接增压后回注入油田驱油。水合物反应器的操作条件为：温度为5℃，压力为1.1MPa，水合物促进剂为摩尔含量为6％的THF，促进剂溶液循环量为164.6m3/h，在含THF的水合体系下，CH4更易与THF形成水合物。溶液吸收塔塔顶气组分为CH413.7％，N2含量为85.6％以及少量CO2的气体，水合反应后的水合物浆液输送至水合物分解器，水合物分解器的操作条件为：温度为20℃，压力为0.2MPa，其分解热源来源于溶剂再生塔的富CO2气相，流量为164.6Nm3/h，水合物分解器顶部气相出料CH4浓度为33.91％，N2浓度为65.92％。分离出的富甲烷气可以满足燃气轮机发电气体的最低热值，将本将用于直接燃烧的火驱油田次生气加以利用转化为了电能，同时利用溶剂法回收的高纯度的CO2又重新循环到开采气井中用做开采驱油。
由于本发明将再生塔塔顶的气相作为水合物分解器的热源，使得该工艺当中减少了较传统再生塔塔顶部需要冷凝器以回收被气相夹带出的液体，而水合分解器充当了冷凝再生塔塔顶的气相的作用。
分离出来的三种气体如表1所示：其中富CO2气为再生塔塔顶的气相出料的摩尔浓度组成，富CH4气为富集在水合物相中的气体干基摩尔组成，富N2气为水合物反应器顶部流出未参与水合反应的气相。溶剂吸收法的单位CO2回收能耗为8.428kWh kmol-1，水合物法的单位CH4回收能耗为8.850kWh kmol-1，相较于活性炭吸附分离上述三组分的变压吸附体系，其总能耗是变压吸附体系的86％左右，但能耗在新型的吸附剂下可能会有所降低。
表1实例1分离出的三组分气摩尔浓度表
Figure BDA0003014506260000081
实施例2
与实施例1的进料气体组成相同，溶剂吸收塔的操作条件为：温度为40℃，压力为1.2MPa，液汽比为4.5，塔板上的数量为20块，塔板为常见的筛板塔。溶剂再生塔的操作条件为：温度为120℃，压力为0.2MPa，塔板上的数量为20块，塔板为筛板塔。溶剂再生塔塔顶气相出料为96.82％CO2，整个吸收体系的CO2回收率达96％，进行加压脱水操作后可直接增压后回注入油田驱油。当中不同之处在于在水合物反应器采用不含促进剂的纯水体系进行水合反应且水合压力为7MPa，温度为2℃，水溶液循环量为132.6m3/h。在吸收完成之后，进入水合物反应器当中的物流应加压至7MPa，在此体系下，需要增加多级压缩以及级间的换热与稳压力，通过水合物相CH4的回收率提高了12％。但是，同时N2在水合物相也增加了10％。因为需要对吸收塔塔顶的气相增压和低温冷却，***总体能耗增加了124％，并且体系CH4的回收浓度不到25％，在此操作条件下的水合分离体系中的CH4浓度未达到进入燃气轮机发电的最低气体的热值，如需继续利用纯水的水合物体系提浓，则需至少两级水合，但此时的回收率会显著降低，且无法与传统变压吸附竞争。
表2实例2分离出的三组分气摩尔浓度表
Figure BDA0003014506260000091
实施实例3
与实施例1的进料气体组成相同，溶剂吸收塔的操作条件为：温度为40℃，压力为1.2MPa，液汽比为4.5，塔板上的数量为20块，塔板为常见的筛板塔。溶剂再生塔的操作条件为：温度为120℃，压力为0.2MPa，塔板上的数量为20块，塔板为筛板塔。溶剂再生塔塔顶气相出料为96.82％CO2，整个吸收体系的CO2回收率达96％，进行加压脱水操作后可直接增压后回注入油田驱油。不同之处改变了水合物的操作条件，压力为1.3MPa温度为7℃。水合物促进剂为摩尔含量为6％的THF，促进剂溶液循环量为164.6m3/h，在此***下***能耗增加1.2％，体系CH4回收率提高10％，但回收富甲烷气中CH4浓度降低为为28.52％，不能满足作为燃气轮机发电的可燃气体的最低热值，若要在此体系下进行进一步的水合分离，则需要在其水合物分解器的顶部再加装上一级水合分离操作以满足实际运行需求。
表3实例3分离出的三组分气摩尔浓度表
Figure BDA0003014506260000101
实施实例4
与实施例1的进料气体组成相同，不同之处改变了吸收塔的操作条件，将吸收塔的操作条件改为600kPa，吸收塔的汽液比、温度条件以及塔板数量与塔板类型保持不变。溶剂再生塔的操作条件为：温度为120℃，压力为0.2MPa，塔板数量与塔板类型保持不变。溶剂再生塔塔顶气相出料为94.42％CO2，整个吸收体系的CO2回收率达91.5％；进行能量回收后可直接增压后回注入油田驱油。较实例1水合物反应器的温度5℃、压力操作条件为800kPa，CO2吸收效果有所下降，吸收体系的能耗降低20％，在水合反应器当中富集在水合相中的CH4浓度为32.43％，CO2回收率为90.5％，***总能耗下降约8％。分离出的富CH4能满足用于燃气轮机发电的最小热值。
表4实例4分离出的三组分气摩尔浓度表
Figure BDA0003014506260000102
本发明的上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非是对本发明的实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明权利要求的保护范围之内。

Claims (1)

1.一种无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺，其特征在于，所述无需增压是指溶剂吸收塔（1）塔顶的气相出料经气体冷却器（10）换热以及节流阀（11）调压后无需增压就能达到水合反应的压力条件；
具体步骤为：采用分离装置进行无需增压的溶剂/水合组合气体分离工艺，溶剂吸收法脱除CO2后的原料气从溶剂吸收塔（1）塔顶经气体冷却器（10）冷却至水合反应温度后，经节流阀（11）调压后进入水合反应器（3），与水合物分解器（4）分解后的促进剂溶液经添加剂冷却器（13）冷却后进行水合反应，参与水合反应的主要气相组分为CH4，气相中残留的组分主要为N2直接达标排放或者收集另作他用，而其余气体与促进剂溶液水合反应后形成水合物浆液，经水合物浆液泵（12）送至水合物分解器（4），分解后的产物在水合物分解器（4）中进行气液分离，从而分离出富CH4气体用于发电或另做他用，液体为促进剂溶液经添加剂冷却器（13）冷却后循环回水合反应器参与水合反应，所述无需增压较传统的变压吸附分离后续CH4与N2而言，无需再增压至吸附压力就能直接进行分离操作；
分离装置包括溶剂吸收塔（1）、溶剂再生塔（2）、水合反应器（3）、水合物分解器（4）、溶剂冷却器（5）、贫液泵（6）、富液泵（7）、贫/富液换热器（8）、再沸器（9）、气体冷却器（10）、水合物浆液泵（12）和添加剂冷却器（13）；
所述溶剂吸收塔（1）分别与气体冷却器（10）、溶剂冷却器（5）、富液泵（7）以及预处理后的火驱油田气管线连接；所述溶剂再生塔（2）塔顶分两个部分一部分与水合物分解器（4）的换热部分连接，另一部分与贫/富液换热器（8）连接，溶剂再生塔（2）塔底分两部分与一部分与贫/富液换热器（8）连接，另一部分与再沸器（9）连接循环回溶剂再生塔（2）内；所述气体冷却器（10）与水合反应器（3）连接；
所述水合反应器（3）分别与浆料循环泵（12）和添加剂冷却器（13）连接；
所述水合物分解器（4）底分别与溶剂再生塔（2）、浆料循环泵（12）和添加剂冷却器（13）连接；
所述溶剂冷却器（5）分别与溶剂吸收塔（1）和贫液泵（6）连接；所述贫液泵（6）分别与溶剂冷却器（5）和贫/富液换热器（8）连接；所述富液泵（7）分别与溶剂吸收塔（1）和贫/富液换热器（8）连接；所述贫/富液换热器（8）分别与溶剂再生塔（2）的塔底与塔顶进料板、贫液泵（6）和富液泵（7）连接；所述再沸器（9）与溶剂再生塔（2）塔底连接；所述水合物浆液泵（12）分别与水合反应器（3）和水合物分解器（4）连接；所述添加剂冷却器（13）分别与水合反应器（3）和水合物分解器（4）连接；
所述溶剂吸收塔压力为0.6MPa-2MPa；所述水合反应器压力为0.7MPa-1.3MPa；
所述溶剂吸收塔（1）为汽液传质设备，选自板式塔与填料塔；塔顶部有液体器喷洒，中部有液体再分布器以强化传质；所述溶剂吸收塔（1）操作汽液比为3-60；
所述溶剂再生塔（2）为汽液传质设备，具体为板式塔与填料塔；所述溶剂再生塔（2）塔顶出料气相为高温物流，用于给水合物分解器（4）的水合分解提供热量；
还包括节流阀（11）；所述节流阀（11）分别与水合反应器（3）进料口和气体冷却器（10）连接；
所述水合物分解器（4）中内部的传热部件应为带翅片的换热组件、螺纹管换热器或盘管换热器；
所述水合反应器（3）底部出口部分与水合物分解器入口之间应设有水合物浆液泵；
所述水合反应器（3）循环添加剂入口部分与水合物分解器出口之间应设有一个以上的换热器设备；
所述水合物添加剂为季铵盐类或芳香族化合物水溶液。
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