JP2010174197A - Method for treating natural gas including self-heat using system - Google Patents
Method for treating natural gas including self-heat using system Download PDFInfo
- Publication number
- JP2010174197A JP2010174197A JP2009020863A JP2009020863A JP2010174197A JP 2010174197 A JP2010174197 A JP 2010174197A JP 2009020863 A JP2009020863 A JP 2009020863A JP 2009020863 A JP2009020863 A JP 2009020863A JP 2010174197 A JP2010174197 A JP 2010174197A
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- gas
- natural gas
- sulfur
- heat
- acid gas
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Pending
Links
Images
Landscapes
- Drying Of Gases (AREA)
Abstract
Description
本発明は、天然ガスの処理に際して自ら発生する熱を用いて原料として供給される天然ガスの予熱を行う自己熱利用システムを備えた天然ガスの処理方法に関する。 The present invention relates to a natural gas processing method including a self-heat utilization system that preheats natural gas supplied as a raw material using heat generated by itself when processing natural gas.
油田地帯やガス田地帯から産出される原料天然ガス中には水分や硫黄化合物等の不純物が含まれており、そのまま液化等の処理を行うと腐食や氷結等の問題を生じるおそれがある。そこで、前処理として乾燥や脱硫処理を行ってこれら不純物を除去することが一般的に行われている。例えば天然ガス精製プロセスでは、スラグキャッチャー等の気液分離工程で液状成分を除去し、得られた気体成分側の天然ガスを酸性ガス除去工程に送って二酸化炭素や硫化水素などの酸性ガスを除去し、続いてモレキュラーシーブを用いた吸着工程に送って有機硫黄化合物及び水分を除去している。 The raw material natural gas produced from the oil field and gas field contains impurities such as moisture and sulfur compounds, and if treatment such as liquefaction is performed as it is, there is a possibility that problems such as corrosion and freezing may occur. Therefore, it is a common practice to remove these impurities by performing drying or desulfurization treatment as a pretreatment. For example, in the natural gas purification process, liquid components are removed in a gas-liquid separation process such as a slag catcher, and the resulting natural gas on the gas component side is sent to an acid gas removal process to remove acidic gases such as carbon dioxide and hydrogen sulfide. Subsequently, the organic sulfur compound and moisture are removed by sending it to an adsorption step using molecular sieve.
酸性ガス除去工程で除去された酸性ガスは硫黄回収工程に送られ、ここでクラウス法を用いて硫黄の回収が行われる。クラウス法は、燃焼炉で硫化水素を部分酸化して亜硫酸ガスを発生させ、この亜硫酸ガスと残りの硫化水素とを触媒存在下で反応させて硫黄を回収するプロセスであり、95〜99%程度の硫黄を回収することができる。 The acid gas removed in the acid gas removal step is sent to the sulfur recovery step, where sulfur is recovered using the Claus method. The Claus method is a process in which hydrogen sulfide is partially oxidized in a combustion furnace to generate sulfurous acid gas, and this sulfurous acid gas and the remaining hydrogen sulfide are reacted in the presence of a catalyst to recover sulfur, which is about 95 to 99%. Of sulfur can be recovered.
ところで、酸性ガス除去工程では、アルカノールアミン溶液や熱炭酸カリ溶液等の化学吸収液を使用する化学吸収法、物理吸収液を使用する物理吸収法、及びこれらを複合した物理化学吸収法の中からプロセスが選択されることが多いが、物理吸収法や物理化学吸収法では、原料天然ガス中に含まれるBTX(ベンゼン、トルエン、キシレン)等の重質炭化水素も酸性ガスと共に除去されるため、これら重質炭化水素に起因して上記硫黄回収工程の硫黄回収率が低下したり、硫黄の品質が劣化したりすることがあった。これに対して、化学吸収法は上記問題を生じることがない上、システムの最適化が可能で経済性に優れているため、物理吸収法や物理化学吸収法に比べて採用されることが多かった(特許文献1)。 By the way, in the acid gas removal step, a chemical absorption method using a chemical absorption solution such as an alkanolamine solution or a hot potassium carbonate solution, a physical absorption method using a physical absorption solution, and a physical chemical absorption method combining these are used. The process is often selected, but in the physical absorption method and physicochemical absorption method, heavy hydrocarbons such as BTX (benzene, toluene, xylene) contained in the raw natural gas are also removed along with the acid gas. Due to these heavy hydrocarbons, the sulfur recovery rate of the sulfur recovery step may be reduced, or the quality of sulfur may be deteriorated. On the other hand, the chemical absorption method does not cause the above-mentioned problems, and the system can be optimized and is excellent in economic efficiency. Therefore, the chemical absorption method is often used compared with the physical absorption method and the physical chemical absorption method. (Patent Document 1).
しかしながら、化学吸収法ではメルカプタンやCOS等の極性の低い有機硫黄化合物を効果的に除去することができないので、これら有機硫黄化合物を低いレベルまで除去する必要がある場合は、別途これらを除去する工程を設ける必要があった。例えば、後段の吸着工程において乾燥用モレキュラーシーブに加えて特殊なモレキュラーシーブを充填して、有機硫黄化合物を吸着する方法がとられていた。 However, the chemical absorption method cannot effectively remove low-polarity organic sulfur compounds such as mercaptans and COS. Therefore, when it is necessary to remove these organic sulfur compounds to a low level, a step of removing them separately is required. It was necessary to provide. For example, a method of adsorbing an organic sulfur compound by filling a special molecular sieve in addition to the drying molecular sieve in the subsequent adsorption step has been adopted.
モレキュラーシーブは再生ガスを用いて一定の間隔で再生する必要があり、モレキュラーシーブに有機硫黄化合物を吸着させて除去する場合は、再生の際に排出される排ガス中にモレキュラーシーブから脱着した有機硫黄化合物が高濃度に含まれることになる。このため、この排ガスはそのまま燃焼して大気に放出したりプラント内で燃料ガスとして使用したりすることができず、例えば、ジメチルエーテル等を用いた物理吸収法により当該排ガスから有機硫黄化合物を除去することが必要となる。 The molecular sieve must be regenerated at regular intervals using regeneration gas. When removing organic sulfur compounds by adsorbing the molecular sieve to the molecular sieve, the organic sulfur desorbed from the molecular sieve is discharged into the exhaust gas discharged during regeneration. The compound will be contained in a high concentration. For this reason, this exhaust gas cannot be burned as it is and released into the atmosphere or used as fuel gas in the plant. For example, organic sulfur compounds are removed from the exhaust gas by a physical absorption method using dimethyl ether or the like. It will be necessary.
このようにして除去された有機硫黄化合物は、前述した酸性ガス処理工程で除去された酸性ガスと併せて硫黄回収工程で処理することができるものの、有機硫黄化合物を含む当該排ガスにはモレキュラーシーブの再生ガス中の炭化水素が一部同伴されるため、この同伴する再生ガスを硫黄回収工程の燃焼炉で燃焼するために余分に酸素が必要となり、その結果、硫黄回収工程の装置サイズが大きくなり硫黄回収率も低下する上、運転コストがかさむという問題を生じていた。 The organic sulfur compound removed in this way can be treated in the sulfur recovery step together with the acid gas removed in the acid gas treatment step described above, but the exhaust gas containing the organic sulfur compound has no molecular sieve. Since some of the hydrocarbons in the regeneration gas are entrained, extra oxygen is required to burn the accompanying regeneration gas in the combustion furnace of the sulfur recovery process, resulting in an increase in the equipment size of the sulfur recovery process. In addition to a decrease in the sulfur recovery rate, there was a problem that the operating cost was increased.
本発明は、上記問題点を解決するためになされたものであり、硫黄回収工程の装置サイズを小さくし、硫黄回収率を高くすること、更には全体的な運転コストを抑えることが可能な天然ガスの処理方法を提供することを目的とする。 The present invention has been made in order to solve the above-mentioned problems, and it is possible to reduce the size of the sulfur recovery process, increase the sulfur recovery rate, and further reduce the overall operating cost. It aims at providing the processing method of gas.
上記目的を達成するため、本発明が提供する天然ガスの処理方法は、天然ガスに含まれる有機硫黄化合物を硫化水素に変換する変換工程と、該変換工程で処理された天然ガスに含まれる硫化水素及び炭酸ガスを酸性ガスとして除去する酸性ガス除去工程と、該酸性ガス除去工程で処理された天然ガスに含まれる水分を吸着して除去する吸着工程と、該酸性ガス除去工程で除去された酸性ガスから硫黄を回収する硫黄回収工程とからなり、前記変換工程に供給する原料天然ガスを、前記変換工程で処理した後の天然ガスが有する熱及び前記硫黄回収工程の関連設備で発生する熱を用いて予熱することを特徴としている。 In order to achieve the above object, the natural gas treatment method provided by the present invention includes a conversion step of converting an organic sulfur compound contained in natural gas into hydrogen sulfide, and a sulfurization contained in the natural gas treated in the conversion step. An acid gas removing step for removing hydrogen and carbon dioxide gas as an acid gas, an adsorption step for adsorbing and removing moisture contained in the natural gas treated in the acid gas removing step, and an acid gas removing step for removing water A sulfur recovery step for recovering sulfur from the acid gas, and the heat of the natural gas after the raw material natural gas supplied to the conversion step is processed in the conversion step and the heat generated in the equipment related to the sulfur recovery step It is characterized by preheating using
本発明によれば、酸性ガス除去を行う前に天然ガス中に含まれる有機硫黄化合物を硫化水素に変換することにより、モレキュラーシーブ再生の際に排出される排ガスに硫黄化合物が含まれなくなるので、硫黄回収工程の装置サイズを小さくし硫黄回収率を高くすることが可能となる。更に、システム全体の熱を有効に利用するので、運転コストを抑えることができる。 According to the present invention, by converting the organic sulfur compound contained in the natural gas into hydrogen sulfide before removing the acid gas, the exhaust gas discharged during the molecular sieve regeneration does not contain sulfur compounds. It is possible to reduce the apparatus size in the sulfur recovery process and increase the sulfur recovery rate. Furthermore, since the heat of the entire system is effectively used, the operating cost can be suppressed.
以下、本発明の天然ガスの前処理方法の具体例を、図1を参照しつつ説明する。油田地帯やガス田地帯等の天然ガス田から産出した原料天然ガスは、先ず図示しないスラグキャッチャー等の気液分離工程で水や液状炭化水素(コンデンセート)などの液状成分が取り除かれる。液状成分が取り除かれた天然ガスは、水素や水と共に変換工程1に送られ、ここで、天然ガス中に含まれるメルカプタン、COS等の有機硫黄化合物が硫化水素に変換される。 A specific example of the natural gas pretreatment method of the present invention will be described below with reference to FIG. Raw material natural gas produced from a natural gas field such as an oil field or a gas field is first removed from liquid components such as water and liquid hydrocarbons (condensate) in a gas-liquid separation process such as a slag catcher (not shown). The natural gas from which the liquid component has been removed is sent to the conversion step 1 together with hydrogen and water. Here, organic sulfur compounds such as mercaptan and COS contained in the natural gas are converted into hydrogen sulfide.
この変換反応は、所定の温度、圧力条件において、触媒の存在下で行われる。かかる触媒には、例えば、アルミナ、シリカ、チタニア、ボリア、ジルコニア、シリカ−アルミナ、シリカ−マグネシア、アルミナ−マグネシア、アルミナ−チタニア、シリカ−チタニア、アルミナ−ボリア、アルミナ−ジルコニア等の多孔性無機酸化物担体に、活性金属を担持させたものが使用できる。活性金属の担持割合は、特に限定するものではないが、酸化物換算で3〜30重量%が好ましい。 This conversion reaction is performed in the presence of a catalyst at predetermined temperature and pressure conditions. Such catalysts include, for example, porous inorganic oxides such as alumina, silica, titania, boria, zirconia, silica-alumina, silica-magnesia, alumina-magnesia, alumina-titania, silica-titania, alumina-boria, alumina-zirconia, etc. A product carrier on which an active metal is supported can be used. The loading ratio of the active metal is not particularly limited, but is preferably 3 to 30% by weight in terms of oxide.
活性金属は、周期律表の第V族、第VI族及び第VIII族に属する金属から選択することが好ましく、例えば、バナジウム、クロム、モリブデン、タングステン、コバルト、ニッケルを挙げることができる。特に、アルミナ担体上にコバルト及びモリブデンを担持させた触媒は、触媒活性や寿命の点で優れているため好ましい。天然ガスと触媒との接触方法は、特に限定するものではないが、例えば、処理すべき天然ガスの性状に応じて、固定床や膨張床、又は反応器内に充填した触媒成形体に天然ガスを流通させてもよい。 The active metal is preferably selected from metals belonging to Group V, Group VI and Group VIII of the periodic table, and examples thereof include vanadium, chromium, molybdenum, tungsten, cobalt, and nickel. In particular, a catalyst in which cobalt and molybdenum are supported on an alumina support is preferable because of its excellent catalytic activity and life. The method of contacting the natural gas with the catalyst is not particularly limited. For example, depending on the nature of the natural gas to be treated, the natural gas is applied to a fixed bed, an expanded bed, or a catalyst molded body filled in the reactor. It may be distributed.
変換反応の温度条件としては、150〜400℃が好ましく、200℃〜350℃がより好ましい。通常、原料天然ガスは25℃程度で変換工程1に送られてくるので、上記温度条件まで昇温する必要がある。本発明においては、この昇温に必要な熱に、変換工程1から出る天然ガスが有する熱及び後述する硫黄回収工程の関連設備で生じる熱を用いている。このように、外部からの熱源を利用することなく自己熱を用いて予熱を行うので、運転コストを抑えることができる。 As temperature conditions of conversion reaction, 150-400 degreeC is preferable and 200 degreeC-350 degreeC is more preferable. Usually, the raw material natural gas is sent to the conversion step 1 at about 25 ° C., so it is necessary to raise the temperature to the above temperature condition. In the present invention, the heat required for this temperature increase uses the heat of the natural gas from the conversion step 1 and the heat generated in the equipment related to the sulfur recovery step described later. Thus, since preheating is performed using self-heat without using an external heat source, the operating cost can be reduced.
変換工程1から出る天然ガスが有する熱を利用する方法としては、一般的なガスガス熱交換器を用いることができる。例えば、変換工程1から出る天然ガスと変換工程1に供給する原料天然ガスとを第1熱交換器7aに導いて、ここで向流の熱交換を行うことによって、変換工程1から出る高温の天然ガスを後述する酸性ガス除去工程の好適な供給温度である50℃程度まで冷却すると共に、原料天然ガスを昇温させることができる。尚、この第1熱交換器7aと、その後段に設けた冷却水などの冷媒を使用する冷却器とによって変換工程1から出る高温の天然ガスを50℃程度まで冷却しても良い。
As a method of using the heat of the natural gas from the conversion step 1, a general gas gas heat exchanger can be used. For example, the natural gas exiting from the conversion step 1 and the raw material natural gas supplied to the conversion step 1 are led to the
第1熱交換器7aで昇温された原料天然ガスは、次に硫黄回収工程の関連設備内に設けた第2熱交換機7bに送られる。ここで、硫黄回収工程の関連設備で生じる高温のガスと熱交換して所望の温度に昇温された後、変換工程1に供給される。この第2熱交換機7bについては、後に硫黄回収工程を説明する際に詳細に説明する。
The raw material natural gas heated in the
変換工程1における圧力条件については特に限定はなく、一般的な天然ガスの精製工程で操作されている運転圧力程度で良い。尚、変換工程1で用いる触媒は、使用前に予め公知の方法に従って予備硫化することが好ましい。予備硫化することにより、変換反応の初期段階から安定した触媒活性が得られるからである。 The pressure condition in the conversion step 1 is not particularly limited, and may be about the operating pressure operated in a general natural gas purification step. The catalyst used in the conversion step 1 is preferably presulfurized in advance according to a known method before use. This is because the preliminary sulfidation provides a stable catalytic activity from the initial stage of the conversion reaction.
変換反応が水素化の場合、反応に必要な水素は、天然ガス中の硫黄1モルに対して少なくとも1モル以上は添加しないと反応が十分に進行せず、また硫黄1モルに対して5モルより多く注入しても反応の進行にはほとんど寄与しない。一方、変換反応が水との反応である場合、反応に必要な水が少なすぎると十分に硫化水素に変換させることができず、逆に多すぎると水の加熱に多大なエネルギーが必要となるので、天然ガス中の硫黄1モルに対して1〜80モルが好ましく、1〜50がより好ましい。尚、1時間当たり触媒1m3を通過する流量(Nm3)として定義される触媒のガス空間速度(GHSV)は、500〜5000/hrが好ましく、1000〜3000/hrがより好ましい。 When the conversion reaction is hydrogenation, the hydrogen required for the reaction does not proceed sufficiently unless at least one mole is added per mole of sulfur in the natural gas, and 5 moles per mole of sulfur. Even more injection hardly contributes to the progress of the reaction. On the other hand, when the conversion reaction is a reaction with water, if the amount of water required for the reaction is too small, it cannot be sufficiently converted to hydrogen sulfide. Therefore, 1-80 mol is preferable with respect to 1 mol of sulfur in natural gas, and 1-50 is more preferable. The gas space velocity of the catalyst is defined as the flow rate through the 1 hour per catalyst 1m 3 (Nm 3) (GHSV ) is preferably 500~5000 / hr, 1000~3000 / hr are more preferred.
変換工程1で処理された天然ガスは、次に酸性ガス除去工程2に送られ、ここで天然ガスに含まれる酸性ガスが化学吸収液を介して除去される。ここで除去される酸性ガスは、天然ガス田から産出した原料天然ガスに元々含まれていた硫化水素及び炭酸ガス、並びに前段の変換工程1でメルカプタン等の有機硫黄化合物から変換された硫化水素である。
The natural gas treated in the conversion step 1 is then sent to the acid
図2に、この酸性ガス除去工程2に好適に使用されるプロセスのフロー図を示す。変換工程1で処理された酸性ガスを多く含む天然ガス(以降、サワーガスと称する)は、吸収塔21の塔底部に送られ、吸収塔21内に設けられている棚段等において後述する再生塔で再生された吸収液(以降、リーン溶液と称する)と向流接触しながら塔内を上昇する。その際、サワーガスに含まれる酸性ガスはリーン溶液によって吸収除去される。酸性ガスが除去された天然ガス(以降、スイートガスと称する)は塔頂から排出され、次工程の吸着工程3に送られる。
FIG. 2 shows a flow chart of a process suitably used for the acid
一方、酸性ガスを吸収した吸収液(以降、リッチ溶液と称する)は、塔底から排出され、フラッシュドラム22に一旦送られる。ここでリッチ溶液に同伴する天然ガスをフラッシュさせて除去した後、リッチ溶液はリーンリッチ熱交換器23に送られる。リーンリッチ熱交換器23において、リッチ溶液はリーン溶液と熱交換して昇温された後、再生塔24の塔頂部に送られる。尚、フラッシュドラム22でフラッシュしたガスは、必要に応じて脱硫処理を行った後、燃料ガスとしてプラント内で使用することができる。
On the other hand, the absorbing liquid that has absorbed the acid gas (hereinafter referred to as a rich solution) is discharged from the bottom of the tower and is once sent to the
再生塔24の塔頂部に送られたリッチ溶液は、塔底部から上昇するストリッピングスチームと向流接触しながら再生塔24内を下降する。再生塔24の塔内には、棚段等が設けられており、ここでリッチ溶液はストリッピングスチームと効率よく気液接触し、これによりリッチ溶液から酸性ガスが徐々に放散される。
The rich solution sent to the top of the
リッチ溶液から放散された酸性ガスは、再生塔24の塔頂部に設けられている凝縮器25にストリッピングスチームと共に送られる。ストリッピングスチームは、凝縮器25によって凝縮されて還流液となり、上記リッチ溶液と合流して再生塔24内を下降する。一方、酸性ガスは凝縮器25によって冷却されるものの、凝縮されることなく気相のまま再生塔24の塔頂から排出され、後述する硫黄回収工程4に送られる。
The acidic gas released from the rich solution is sent together with stripping steam to a condenser 25 provided at the top of the
再生塔24の塔底から抜出されるリーン溶液は、一部がリボイラ26に送られて加熱媒体によって加熱されてストリッピングスチームや高温の化学吸収液となって再生塔24に戻り、残りはリーンリッチ熱交換器23に送られる。リーンリッチ熱交換器23に送られたリーン溶液は、リッチ溶液と熱交換して冷却された後、冷却器27で冷却水等の冷媒によって所定の温度まで冷却され、吸収塔21の塔頂部に供給される。
Part of the lean solution withdrawn from the bottom of the
上記酸性ガス除去工程2で用いる化学吸収液には、化学吸収法で用いられる一般的なアミン水溶液を用いることができる。例えば、ジイソプロパノールアミン(DIPA)、メチルジエタノールアミン(MDEA)、立体障害アミン等の水溶液又はそれらの混合溶液等を使用することができる。アミン水溶液中のアミン濃度は4モル程度を標準とし、天然ガスの処理条件等に応じて適宜調整するのが好ましい。
As the chemical absorbing solution used in the acid
上記酸性ガス除去工程2で処理されたスイートガスは、次に吸着工程3に送られ、ここでスイートガス中に含まれる水分が除去される。図3に、この吸着工程3に好適に使用されるプロセスのフロー図を示す。酸性ガス除去工程2から送られてきたスイートガスは、並列に設置されている吸着塔31a、bの内のいずれか一方に供給され、塔内に充填されている吸着剤に、好適には0.04〜0.20m/s程度の速度で接触する。これにより、スイートガス内に含まれる水分が吸着剤に吸着される。
The sweet gas treated in the acid
この吸着剤には、従来から天然ガスの乾燥用として一般的に使用されているものを使用することができ、例えば活性アルミナからなるUOP社のType3AやType4A等のモレキュラーシーブを用いることができる。また、吸着剤を用いた吸着工程3では、所定の時間おきに吸着を行う吸着塔が切り替わるようにプログラミングされており、これに伴って交互に吸着塔が再生されるようになっている。
As this adsorbent, those conventionally used for drying natural gas can be used. For example, molecular sieves such as Type 3A and Type 4A manufactured by UOP made of activated alumina can be used. In addition, in the
この吸着塔の再生に用いる再生ガスは、図3に示すように、乾燥後の精製天然ガスを分岐して用いることができる。この再生ガスをヒーター32で好適には230〜300℃程度の温度まで昇温した後、吸着塔内の吸着剤に導入する。加熱した再生ガスを好適には0.04〜0.20m/s程度の流速で100〜300分程度に亘って吸着剤と接触させることで吸着剤が加熱され、吸着剤に吸着していた水分が脱着して追い出される。こうして吸着剤が再生される。
As shown in FIG. 3, the regeneration gas used for regeneration of this adsorption tower can be branched from the purified natural gas after drying. The regeneration gas is preferably heated to a temperature of about 230 to 300 ° C. by the
このように、本発明においては、再生中の吸着塔から排出される排ガスには不純物として水分が含まれるだけであるので、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程とは異なり、再生中の吸着塔から排出される排ガスを脱硫する必要がない。従って、簡単な冷却装置(図示せず)で水分を凝縮させて除去するだけで、この排ガスをそのまま燃料ガスとして使用することができる。 Thus, in the present invention, the exhaust gas discharged from the adsorption tower being regenerated only contains moisture as an impurity, so unlike the conventional adsorption process that also serves to adsorb sulfur compounds, There is no need to desulfurize the exhaust gas discharged from the adsorption tower. Therefore, the exhaust gas can be used as a fuel gas as it is simply by condensing and removing moisture with a simple cooling device (not shown).
更に、後述する硫黄回収工程に、上記排ガスの脱硫のために従来用いられていた物理吸収工程から排出される硫黄化合物が供給されることもないので、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程において問題となっていた硫黄回収率の低下や装置の大型化等の問題が解消される。 Furthermore, since the sulfur compound discharged from the physical absorption process conventionally used for the desulfurization of the exhaust gas is not supplied to the sulfur recovery process described later, the conventional adsorption process also serves as the adsorption of the sulfur compound. The problems such as a decrease in the sulfur recovery rate and an increase in the size of the apparatus, which were problems in the above, are solved.
また、吸着剤は従来から使用されている一般的なもので良いので、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程とは異なり、硫黄化合物の吸着のためのType5AやType13X等の特殊な吸着剤を使用する必要がない。尚、上記吸着工程3においては、2塔の吸着塔31a、bを交互に切り替えて運転する例について説明したが、これに限定されるものではなく、3塔以上の塔を用いて運転を切り替えても良い。
Also, since the adsorbent may be a general one that has been used in the past, unlike conventional adsorption processes that also adsorb sulfur compounds, special adsorbents such as Type 5A and Type 13X for adsorption of sulfur compounds. There is no need to use. In the
上記酸性ガス除去工程2で除去された酸性ガスは、硫黄回収工程4に送られ、ここで硫化水素から硫黄が回収される。硫化水素から硫黄を回収する代表的なプロセスはクラウス法であり、本発明においても好ましく用いることができる。図4に、クラウス法を用いた場合の一般的なプロセスフロー図を示す。酸性ガス除去工程2において除去された酸性ガスは、先ず燃焼反応部41に送られる。ここで硫化水素の一部の燃焼を行うと共に、該燃焼により生じる亜硫酸ガスと残りの硫化水素とを反応させて硫黄を生成する。
The acid gas removed in the acid
通常、この燃焼反応は900〜1300℃で行われるため、反応ガスを廃熱ボイラー41aに送り、硫黄を凝縮して分離すると共に廃熱の回収を行っている。廃熱ボイラー41aによって冷却された反応ガスは、加熱炉等の第1再加熱手段42aによって再加熱した後、触媒反応を行う第1触媒反応部42bに供給する。ここで亜硫酸ガスと硫化水素とを反応させて硫黄を生成させ、得られた反応ガスを第1硫黄凝縮器42cにおいて硫黄の露点以下に冷却して硫黄を分離する。以降同様にして第2再加熱手段43a、第2触媒反応部43b、及び第2硫黄凝縮器43cを繰り返して硫黄の回収を行う。尚、必要に応じて更に第3再加熱手段、第3触媒反応部、及び第3硫黄凝縮器を設けても良い。
Usually, since this combustion reaction is performed at 900 to 1300 ° C., the reaction gas is sent to the waste heat boiler 41a to condense and separate sulfur and to recover the waste heat. The reaction gas cooled by the waste heat boiler 41a is reheated by the first reheating means 42a such as a heating furnace, and then supplied to the first
クラウス法で硫化水素が除去されたガスはテールガスとして排出されるが、クラウス法による硫黄の回収率は95〜99%程度であり、回収しきれない硫黄分はテールガスに含まれるので、より高い硫黄回収率が必要な場合は、SCOT(Shell Claus Off−gas Treating)プロセスやスーパークラウスプロセスなどに代表されるテールガス処理工程44で処理を行うことが望ましい。
Gas from which hydrogen sulfide has been removed by the Claus method is discharged as tail gas, but the sulfur recovery rate by the Claus method is about 95 to 99%, and the sulfur content that cannot be recovered is contained in the tail gas, so higher sulfur When a recovery rate is required, it is desirable to perform the treatment in a tail
このテールガス処理工程44を出た排ガスは最終的に焼却炉45で焼却された後、煙突46から排出される。本発明においては、この焼却炉45と煙突46の間に第2熱交換器7bが設けられており、焼却炉45の廃熱を有効に回収している。尚、これらテールガス処理工程44から煙突46までを硫黄回収工程4の関連設備と称する。
The exhaust gas leaving the tail
上記の説明においては、酸性ガス除去工程2で除去された酸性ガスを直接硫黄回収工程4に送って硫黄の回収を行ったが、図5に示すように、酸性ガス除去工程2で除去された酸性ガスを濃縮工程5に送り、ここで硫化水素濃度を濃縮した後に硫黄回収工程4に送っても良い。この濃縮工程5には、硫化水素に対して選択吸収性を有する化学吸収液を用い、酸性ガス除去工程2と同様に当該化学吸収液を吸収塔と再生塔との間で循環させるプロセスを用いることができる。
In the above description, the acid gas removed in the acid
この場合は、化学吸収液にDIPAやMDEAを使用することが特に好ましい。なぜなら、従来一般的に使用されてきたモノエタノールアミン(MEA)やジエタノールアミン(DEA)に比べて硫化水素に対する選択吸収性が高いからである。また、ここで使用する化学吸収液を酸性ガス除去工程2で使用する化学吸収液と同一のものにすることによって、例えば再生塔を1つにして兼用させることが可能となるのでより好ましい。
In this case, it is particularly preferable to use DIPA or MDEA as the chemical absorbing solution. This is because the selective absorption of hydrogen sulfide is higher than that of monoethanolamine (MEA) and diethanolamine (DEA) that have been generally used. In addition, it is more preferable that the chemical absorption liquid used here is the same as the chemical absorption liquid used in the acid
このように、濃縮工程5を採用することによって酸性ガスから炭酸ガスが除去され、硫化水素濃度を2〜5倍程度濃縮することができるので、後段の硫黄回収工程4の機器サイズの小型化、及び硫黄回収率の向上を更に促進することができる。
Thus, by adopting the
図5に示すプロセスに従って、硫黄化合物を含む天然ガス100,000kgmol/hrを処理したときの物質収支を計算で求めた。この計算に際し、クラウスプロセスから排出されるテールガスは、還元触媒で処理してテールガス中に含まれる硫化水素以外の硫黄化合物を還元した後、濃縮工程5にリサイクルしてアミン吸収液で処理することにした。この計算結果を下記の表1に示す。尚、表に示すストリーム番号(Strm No.)は図5の矢印に付されている番号に対応している。
According to the process shown in FIG. 5, the mass balance when processing a natural gas containing a sulfur compound of 100,000 kgmol / hr was calculated. In this calculation, tail gas discharged from the Claus process is treated with a reduction catalyst to reduce sulfur compounds other than hydrogen sulfide contained in the tail gas, and then recycled to the
比較のため、上記実施例と同じガスを、図6のフロー図に示す従来のプロセスで処理したときの物質収支を計算で求めた。尚、再生時に吸着工程から排出される排ガスに含まれる硫黄化合物は、セレクソールプロセスを用いて除去するものとした。この計算結果を下記の表2に示す。表に示すストリーム番号(Strm No.)は図6の矢印に付されている番号に対応している。 For comparison, the mass balance when the same gas as in the above example was treated by the conventional process shown in the flowchart of FIG. 6 was obtained by calculation. In addition, the sulfur compound contained in the exhaust gas discharged | emitted from an adsorption | suction process at the time of reproduction | regeneration shall be removed using a selexsol process. The calculation results are shown in Table 2 below. The stream numbers (Strm No.) shown in the table correspond to the numbers attached to the arrows in FIG.
これら表1及び表2の結果から、実施例は比較例に比べて酸素消費量が約2/3に減少していることが分る。このように、実施例では比較例に比べて変換反応を行う触媒が必要となるものの、セレクソールプロセスが不用となり、吸着工程に高価な吸着剤を充填する必要がなくなり、更に硫黄回収装置の機器サイズが小さくなるので、2割程度の設備コストの削減が可能であり、極めて高いコスト削減効果が得られることが分った。 From the results of Table 1 and Table 2, it can be seen that the oxygen consumption in the example is reduced to about 2/3 as compared with the comparative example. Thus, although the example requires a catalyst that performs a conversion reaction as compared with the comparative example, the selexol process becomes unnecessary, and it is not necessary to fill the adsorption step with an expensive adsorbent, and further, the equipment of the sulfur recovery device Since the size is reduced, it has been found that the equipment cost can be reduced by about 20%, and an extremely high cost reduction effect can be obtained.
次に、上記実施例の物質収支の計算で得られた各ストリームに対して、図1に示す構成に従って熱回収を行った場合の熱収支を計算した。この計算のベースとして、1500MMSCFDの天然ガスを処理するものとし、25℃で送られてきたこの天然ガスを240℃まで予熱して変換工程1に供給することにした。また、変換工程1で処理された天然ガスの温度は240℃とし、これを第1熱交換器7aで60℃まで冷却した後、冷却水を冷媒とする冷却器で50℃まで冷却して酸性ガス除去工程2に供給することにした。更に、第2熱交換器7bにおいて熱回収される高温側のガスには、濃縮工程5のアミン吸収塔から排出されるオフガスを焼却炉で焼却処理した後に排出される540℃の排ガスを利用した。
Next, the heat balance when heat recovery was performed according to the configuration shown in FIG. 1 was calculated for each stream obtained by the calculation of the material balance of the above example. As a basis for this calculation, the natural gas of 1500 MMSCFD was processed, and the natural gas sent at 25 ° C. was preheated to 240 ° C. and supplied to the conversion step 1. The temperature of the natural gas treated in the conversion step 1 is 240 ° C., which is cooled to 60 ° C. by the
その結果、焼却炉から排出される540℃の排ガスを第2熱交換器7bで353℃まで熱回収することによって、25℃で送られてきた天然ガスを第1熱交換器7aで212℃まで昇温し、その後第2熱交換器7bで240℃まで昇温することが可能であることが分った。
As a result, the exhaust gas at 540 ° C. discharged from the incinerator is heat recovered to 353 ° C. by the
1 変換工程
2 酸性ガス除去工程
3 吸着工程
4 硫黄回収工程
5 濃縮工程
7a 第1熱交換器
7b 第2熱交換器
DESCRIPTION OF SYMBOLS 1
Claims (1)
Priority Applications (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP2009020863A JP2010174197A (en) | 2009-01-30 | 2009-01-30 | Method for treating natural gas including self-heat using system |
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP2009020863A JP2010174197A (en) | 2009-01-30 | 2009-01-30 | Method for treating natural gas including self-heat using system |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JP2010174197A true JP2010174197A (en) | 2010-08-12 |
Family
ID=42705464
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP2009020863A Pending JP2010174197A (en) | 2009-01-30 | 2009-01-30 | Method for treating natural gas including self-heat using system |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
JP (1) | JP2010174197A (en) |
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP2012166128A (en) * | 2011-02-10 | 2012-09-06 | Jfe Engineering Corp | Dehumidifier |
-
2009
- 2009-01-30 JP JP2009020863A patent/JP2010174197A/en active Pending
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP2012166128A (en) * | 2011-02-10 | 2012-09-06 | Jfe Engineering Corp | Dehumidifier |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
JP4845438B2 (en) | Method for removing sulfur compounds from natural gas | |
JP5427407B2 (en) | Plant and method for acid gas absorption and solvent regeneration | |
KR100810188B1 (en) | Treatment of a gas stream containing hydrogen sulphide | |
US7662215B2 (en) | Methods for removing sulfur-containing compounds | |
US8444943B2 (en) | Methods and apparatus for sulfur recovery from acid gases | |
US10479684B2 (en) | Enhancement of claus tail gas treatment by sulfur dioxide-selective membrane technology and sulfur dioxide-selective absorption technology | |
US9624106B2 (en) | Supersulf-a process with internal cooling and heating reactors in subdewpoint sulfur recovery and tail gas treating systems | |
CN102802767A (en) | Method for the processing of a carbon dioxide-rich gas to be freed from sulphur constituents | |
CA3059059C (en) | Enhancement of claus tail gas treatment by sulfur dioxide-selective membrane technology | |
AU2007216457A1 (en) | Refitting plants for acid gas removal | |
US20060204432A1 (en) | Process for the recovery of sulfur from Claus tail gas streams | |
JP2021503431A (en) | Sulfur recovery process from acid gas streams without a catalytic Claus reactor | |
JP4837176B2 (en) | Method for removing sulfur compounds from natural gas | |
KR101038764B1 (en) | Appraratus and method for solvent scrubbing co2 capture system | |
JP2010209296A (en) | Method for removing organic sulfur compound in raw material gas, and catalyst used in the method | |
CN1208360A (en) | Method for removing sulfur-containing contaminants, aromatics and hydrocarbonsx from gas | |
CA2982686A1 (en) | Removal of aromatic hydrocarbons from lean acid gas feed for sulfur recovery | |
JP2010174197A (en) | Method for treating natural gas including self-heat using system | |
JP6576288B2 (en) | Carbon dioxide gas recovery device and carbon dioxide gas manufacturing method | |
JP2010174191A (en) | Method for reducing oxygen consumption in natural gas treatment | |
US10689254B1 (en) | Methods for SO2 recoveries from sulfur plants | |
EP3808431A1 (en) | Process and plant for deacidifying a fluid stream comprising sulfur compounds, including organic sulfur compounds | |
JP2010209297A (en) | Two-step method for treating organic sulfur compound contained in natural gas | |
US10543452B2 (en) | Removal of aromatic hydrocarbons from lean acid gas feed for sulfur recovery | |
JP2019511362A (en) | Process for separating C5-C8 hydrocarbons and acid gases from fluid streams |