WO2007007571A1 - 天然ガスからの硫黄化合物の除去方法 - Google Patents

天然ガスからの硫黄化合物の除去方法 Download PDF

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Yoshitsugi Kikkawa
Noriyoshi Nozawa
Hiroshi Inoue
Etsuro Sato
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Chiyoda Corporation
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Definitions

  • the present invention relates to a method for removing sulfur compounds such as hydrogen sulfide and mercaptan from natural gas.
  • Natural gas is a combustible gas mainly composed of hydrocarbons produced from underground gas fields.
  • sulfur compounds such as hydrogen sulfide and mercaptan, BTX (Generic name for benzene, toluene, and xylene) and other heavy hydrocarbons, and also 'carbon dioxide, oxygen, nitrogen, etc.
  • sulfur compounds containing hydrogen sulfide generate sulfurous acid gas when combusted.
  • Sulfur compounds such as hydrogen sulfide and mercapbutane and carbon dioxide contained as impurities in natural gas are collectively referred to as acid gases.
  • acid gases Sulfur compounds such as hydrogen sulfide and mercapbutane and carbon dioxide contained as impurities in natural gas
  • carbon dioxide gas is usually 5 O ppm (volume ratio, the same shall apply hereinafter) or less
  • hydrogen sulfide is 4 ppm or less
  • the sulfur compound as a whole is 3 O mg—S ZNm
  • the carbon dioxide gas should be around 1% (volume ratio), and sulfur compounds such as hydrogen sulfide and mercaptans should be removed to the same level as LNG. There is a need.
  • a chemical absorption method in which acid gas is absorbed in an amine-based or carbonate-based aqueous alkaline solution is often used.
  • system optimization (circulation amount, number of stages, regenerative heat, etc.) is necessary for refining natural gas.
  • Ammin process is often used because it is possible to reduce costs.
  • mercabtan when mercabtan is contained in natural gas, mercabtan has a weak polarity and therefore has a weak binding force with amin, which makes it difficult to remove by chemical absorption.
  • the physical absorption method using an organic solvent that absorbs acidic gas components according to its partial pressure not only carbon dioxide and hydrogen sulfide, but also other sulfur compounds such as mercabtan and disulfide can be removed at the same time.
  • the sulfinol method which uses a mixture of sulfolane and diisopropanolamine as the absorbing solution, is a combined type of chemical absorption method and physical absorption method.
  • the content of hydrogen sulfide or mercabtan in natural gas is large, As a method for removing them efficiently, it is often used to absorb and remove acidic gas from natural gas.
  • the acid gas separated by the physical absorption method is not suddenly introduced into the sulfur recovery device by the Claus method, but before that, it is processed by a hydrogen sulfide concentrating device and then treated with a mercury or heavy hydrocarbon.
  • the acidic gas from which carbon dioxide gas was removed as off-gas was subjected to the Claus method, while the separated off-gas was separately hydrogenated to convert mercabtan to hydrogen sulfide and then the Claus method was proposed.
  • Japanese Laid-Open Patent Publication No. 9 2 5 5 9 74 Japanese Laid-Open Patent Publication No. 9 2 5 5 9 74. According to this method, the sulfur recovery rate is 95 to 98%, and if TGT is used, the sulfur recovery rate reaches about 99%.
  • the mercaptan that has not been removed by the chemical absorption method is adsorbed to the molecular sieve and removed.
  • This is a dehydration tower installed downstream of the acid gas absorption device by the amine process, and the tower is filled with a molecular sieve for dehydration and a molecular sieve for adsorption of mercabtan and two layers above and below. (DS Clarke and RW. Sibal, 77th Annual GPA Conversion, March 16-18, 1998, Dallas Texas). Since this method does not use a physical absorption method to remove acid gas from natural gas, heavy hydrocarbons are not absorbed. Therefore, the sulfur recovery rate from the separated acid gas by the Claus method is increased. In addition, the generation of soot is suppressed.
  • a method for separating hydrogen sulfide and other gas components in the hydrogen sulfide concentrator is provided with a separate hydrogen sulfide concentrator.
  • the mercabtan that has not been removed by the chemical absorption method is adsorbed to the molecular sieve to remove the mercabtan adsorbed on the molecular sieve.
  • the regeneration cycle It is desorbed with water using hot regeneration gas (usually purified natural gas).
  • the recycled exhaust gas generated at this time contains concentrated mercabtan, but if this is combusted, the sulfur recovery rate will be reduced and sulfurous acid gas will be discharged, so the Selexol method (polyethylene glycol) Mercabantane is absorbed by a physical absorption method (such as dimethyl ether), and sulfur is recovered by the Claus method.
  • natural gas is sequentially treated by a chemical absorption method and a molecular sieve adsorption method to remove hydrogen sulfide and mercabtan, while the molecular sieve regenerated exhaust gas is reacted with water (steam) in the presence of a catalyst.
  • a chemical absorption method and a molecular sieve adsorption method to remove hydrogen sulfide and mercabtan
  • the molecular sieve regenerated exhaust gas is reacted with water (steam) in the presence of a catalyst.
  • the natural gas in a method for purifying natural gas by removing these impurities from a natural gas containing at least hydrogen sulfide and mercabtan as impurities, the natural gas is treated by a chemical absorption method using a solution containing ammine.
  • a recovery process for recovering sulfur from hydrogen by the Claus method A regeneration step of desorbing the mercabtan adsorbed on the molecular sieve in the attaching step with a heated gas, and a reaction step of converting mercabtan in the regenerated exhaust gas discharged from the regeneration step into hydrogen sulfide, the reaction step comprising a catalyst
  • a C o Mo x catalyst is preferable.
  • Regenerated exhaust gas containing hydrogen sulfide generated by the above reaction process can be treated by a chemical absorption method using an amine process.
  • a chemical absorption device for processing acid gas in natural gas is used as a chemical absorption device for processing the regenerated exhaust gas after the reaction step.
  • the present invention can be carried out without providing a separate chemical absorption device by flowing the regenerated exhaust gas after the reaction step into the chemical absorption device of the main flow for processing natural gas and processing it together. .
  • a dedicated chemical absorption device that processes the regenerated exhaust gas after the reaction process may be provided. Since the liquid can be used, the efficiency of the entire process can be improved by sharing the regeneration tower and solution tank.
  • FIG. 1 shows an overview of the process flow of the method of the present invention.
  • FIG. 2 shows an example of the process flow of the reaction step in the method of the present invention.
  • FIG. 3 shows an example of the process flow of the absorption step in the method of the present invention.
  • Figure 1 shows the basic process flow from refining natural gas produced from a natural gas field according to the present invention to producing pipeline gas or LNG.
  • the natural gas produced from the natural gas field 1 is first separated from the liquid components such as water and condensate (liquid hydrocarbons with a relatively low carbon number) by the upstream production facility 2 to make only gas components.
  • the natural gas which has become only this gaseous component is first sent to the acid gas absorber 3.
  • the acid gas absorption device 3 carbon dioxide and hydrogen sulfide in natural gas are absorbed and removed by the amine process (chemical absorption method), and then moisture and mercabtan are adsorbed and removed by the dehydrated mercabtan adsorption device 4.
  • the refined natural gas obtained in this way is sent to the liquefaction facility or pipeline facility 5 for LNG or pipeline gas.
  • the carbon dioxide and hydrogen sulfide absorbed by the acid gas absorption device 3 are treated by the Claus method in the sulfur recovery device 6 to recover sulfur from the hydrogen sulfide.
  • the moisture and mercaptan adsorbed on the dehydration / mercapbutane adsorption device 4 are regenerated by passing the heated regeneration gas, and the regenerated exhaust gas generated at this time is converted into water ( It reacts with the steam, and the mercabtan contained therein is converted to hydrogen sulfide.
  • the acid gas absorption device 3 the acid gas contained in the natural gas is absorbed and removed by the absorption tower using the aqueous amine solution. Mercaptan (and other organic sulfur compounds) is hardly absorbed by chemical absorption with an aqueous amine solution, so the only acid gases absorbed and removed here are hydrogen sulfide and carbon dioxide. Also, unlike physical absorption, heavy hydrocarbons are not absorbed.
  • aqueous solutions of various amines generally used in chemical absorption methods can be used.
  • Typical amines that can be used include diisopropanolamine (DIPA), methyljetamine amine (MDEA), sterically hindered amines, and MDEA activated with additives.
  • DIPA diisopropanolamine
  • MDEA methyljetamine amine
  • MDEA sterically hindered amines
  • MDEA sterically hindered amines
  • MDEA monoethanolamine
  • MDEA diethanolamine
  • the selective absorption is large, it is preferably used in the case of absorbing hydrogen sulfide and carbon dioxide gas shown below step by step.
  • the amine concentration of the absorbent is about 4 moles as standard, and is adjusted according to the concentration of various acid gases in natural gas.
  • the adjustment of the collection conditions is carried out by appropriately adjusting the concentration of the amin solution used in accordance with the ratio of hydrogen sulfide and carbon dioxide in the natural gas.
  • the absorption tower can be divided into a hydrogen sulfide absorption section and a carbon dioxide absorption section using the same type and concentration of aqueous amine solution, or multiple absorption towers using aqueous amine solutions with different types or concentrations of amines can be used. May be. .
  • Figure 3 shows an example of the process flow for such sequential absorption.
  • natural gas is in countercurrent contact with lean amine at room temperature (an aqueous amine solution that does not absorb much acid gas) in the lower part 31 of the amine absorption tower 3 1, where hydrogen sulfide is selectively absorbed and To a concentration value (usually 4 ppm or less).
  • natural gas is also counter-currently contacted with lean amine at room temperature in the upper part 31 b of the absorption tower, where carbon dioxide, which is hardly absorbed in the lower part of the absorption tower, is mainly absorbed and the target concentration value (LNG In this case, it is removed up to 50 ppm or less).
  • Lithiamine that has absorbed hydrogen sulfide at the bottom of the absorption tower passes through the Lean Z-Littiamine heat exchanger 3 2 a and is heated before entering the amine regeneration tower 3 3.
  • lithiamine that mainly absorbed carbon dioxide in the upper part of the absorption tower is heated through the lean lithiamine heat exchanger 3 2 b and then enters the amine flash drum 34, where carbon dioxide is removed by low pressure flash. After being diffused into semi-rich amine, it is combined with the rich amine from the lower part of the absorption tower by the amine intermediate pump 35 and sent to the amine regeneration tower 33.
  • AMINE PLAY The aqueous amine solution at the bottom of the column is circulated to the adjacent amine reboiler 36 and heated by steam or the like.
  • the gas containing amine vapor and hydrogen sulfide exiting from the top of the amine regeneration tower enters the amine condenser 37 and is cooled by exchanging heat with the cooling water, where most of the amine vapor is condensed. It accumulates in the reflux drum 3 8 and is returned to the top of the amine regeneration tower by the reflux pump 3 9.
  • hydrogen sulfide remains in the gas and is sent to the sulfur recovery process as a hydrogen sulfide rich gas.
  • the aqueous amine solution at the bottom of the amine regeneration tower is a lean amine that has released almost all of the absorbed acid gas.
  • the dehydration / mercapbutane adsorption device 4 is a packed tower in which molecular sieves for dehydration and mercaptan adsorption are packed in two layers at the top and bottom of the tower. If multiple towers are provided, adsorption operation and desorption are performed for each tower. Continuous processing is possible even if the operation is performed alternately.
  • Type 4 A or Type 3 A or the like may be filled with a layer thickness of about 200 to 60 mm.
  • Type 1 3 X or Type 5 A may be filled with a layer thickness of about 300 to 600 mm.
  • the natural gas treated by the acid gas removal device 3 is heated at a temperature of 20 to 35 ° C, a pressure of 20 to 100 bar, and a flow rate of about 0.04 to 0.2 O m / s.
  • a clean gas generally purified natural gas
  • sulfur compounds such as mercaptan
  • a flow rate of about 0.04 to 0.20 m, / s may be used for about 100 to 300 minutes.
  • mercabtan desorbs first, followed by water desorption.
  • the temperature of the regenerated exhaust gas increases with time, but the concentration of mercaptan in the regenerated exhaust gas has a peak with respect to time.
  • the regenerated exhaust gas generated by the regeneration of the dehydration mercaptan adsorption device 4 is sent to the mercaptan conversion device 7, where the sulfur compounds such as mercaptan contained in the regenerated exhaust gas are converted to hydrogen sulfide.
  • This reaction is different from the usual hydroreduction reaction in that it does not require a reducing agent such as carbon monoxide or hydrogen.
  • sulfur compounds other than hydrogen sulfide and mercabtan such as force sulfonyl chloride (COS), carbon disulfide, Alternatively, thiophenes are also reduced to hydrogen sulfide.
  • the mercabtan conversion reaction can be carried out using a known catalyst.
  • catalysts include porous inorganic oxide supports (alumina, silica, titania, polya, zirconia, silica-alumina, silica-magnesia, Luminer magnesia, alumina-titania, silica-titania, alumina-boria, alumina-zirconia, etc.) and metals belonging to group V, VI or VII of the periodic table (eg vanadium, chromium, molybdenum, tungsten) , Cobalt, nickel, etc.) carrying an active metal selected from them can be used.
  • porous inorganic oxide supports alumina, silica, titania, polya, zirconia, silica-alumina, silica-magnesia, Luminer magnesia, alumina-titania, silica-titania, alumina-boria, alumina-zirconia
  • a catalyst in which cobalt and molybdenum are supported on an alumina support is preferable because of its excellent catalytic activity and life.
  • Co Mox reaction catalyst In order to prevent local heating due to exothermic reaction, it is preferable to pack the catalyst in a granular form in the tower and flow a natural gas flow upward from the bottom of the tower to form a fluidized bed.
  • the reactor may be a fixed bed, an expanded bed, or a reactor packed with a catalyst component.
  • the water or steam required for the reaction must be added at least 1 mole to 1 mole of sulfur in the regenerated exhaust gas, and the reaction will not proceed sufficiently, and even if more than 5 moles are injected per mole of sulfur. Only the amount of energy required for heating increases, and it hardly contributes to the progress of the reaction.
  • the regenerated exhaust gas flow rate per catalyst unit filling amount may be about 2 00 to 20 00 m 3 m 3 .
  • the regeneration gas used to regenerate the dehydrated nomelkabutane adsorption device 4 clean dry gas extracted from the natural gas purification plant can be used.
  • the regeneration gas is heated by passing through a heating furnace or by exchanging heat with the high-temperature reaction gas from the mercabtan converter 7 and then the molecular system. Introduce into the packed bed.
  • the molecular sieve packed layer is heated, and adsorbed sulfur compounds such as mercabtan and moisture are desorbed and driven out. In this way, the molecular sieve packed bed is regenerated.
  • the temperature of the regeneration exhaust gas is normal temperature at the beginning of the regeneration process, but the molecular sieve packed bed is heated as time passes. As the outlet temperature of the packed bed rises, it rises to about 2800 ° C at the end of the regeneration process.
  • Water (steam) is mixed with this recycled exhaust gas stream and introduced into a mercaptan conversion device (reactor) 7. Since the mercabtan conversion reaction takes place at 250 to 400 ° C, the temperature of the regenerated exhaust gas is not high enough to carry out the reaction, except for what is discharged at the end of the regeneration process. Therefore, it is necessary to further heat the regenerated exhaust gas before entering the reactor. In addition, it is necessary to heat the regenerated gas at normal temperature and send it to the dehydration / mercapbutane adsorption device.
  • the regenerated exhaust gas that exits the reactor must be put into the acid gas absorber at room temperature, so it exits the reactor with the regenerated exhaust gas that is sent to the reactor or the regenerated gas that is sent to the dehydrated Z mercabtan adsorber. It is advantageous to exchange heat with the regenerated exhaust gas.
  • FIG. 2 shows the process flow of the reaction process of the present invention incorporating such heat exchange.
  • a predetermined amount of steam is mixed with the regenerated exhaust gas stream from the dehydration / 'mercabutane adsorber 4 filled with molecular sieves, and heat is exchanged between the reaction gas stream from the reactor 7 and the gas-gas heat exchanger 8; Heat to about 2800 ° C.
  • this is passed through a heating furnace 9, heated to a temperature required for the reaction, preferably about 3 30 to 3 80 ° C., and put into the reactor 7. Since the mercabtan conversion reaction proceeding in the reactor is an exothermic reaction, the gas temperature further rises by 3 to 10 ° C.
  • the reaction gas leaving the reactor 7 is recovered by the gas gas heat exchanger and cooled to about 300 ° C. This reactive gas stream is further described above. As described above, heat is recovered by exchanging heat between the regenerated gas entering the dehydration Z mercapcap adsorption device 4 and the gas / gas heat exchanger 10. The reaction gas stream thus cooled is further cooled to room temperature by a cooler 11. The stream cooled to room temperature enters the separation drum 12 and the water condensed in the cooling process is separated and then led to the acid gas removal facility 13.
  • the acid gas removal equipment 13 may also be used as the acid gas absorption device 3 for absorbing and removing hydrogen sulfide and carbon dioxide in the natural gas shown in FIG.
  • the reaction gas stream cooled to room temperature is pressurized and sent to the natural gas stream entering the acid gas absorber 3 by a compressor.
  • the acid gas removal equipment 13 may be a dedicated device for absorbing and removing hydrogen sulfide from the reaction gas cooled to room temperature.
  • the reaction gas stream exiting the acid gas removal facility 13 may be put into a purified natural gas stream or recycled as a regenerated gas'.
  • sulfur is recovered from hydrogen sulfide.
  • a typical process for recovering sulfur from hydrogen sulfide is the Claus method, which can be preferably used in the present invention.
  • the Claus method In its original form, the Claus method generates sulfur by reacting sulfurous acid gas generated by burning a part of hydrogen sulfide in a reaction furnace with the remaining hydrogen sulfide.
  • concentration of hydrogen sulfide in the reactor is low, stable combustion cannot be maintained in the reactor, and various improved methods have been devised to perform stable treatment even in such cases.
  • various Claus methods including those improved methods can be appropriately selected and employed.
  • tail gas treatment typified by S COT process is preferably performed.
  • a sulfur recovery rate of 98% or more can be obtained without adopting TGT, and since adoption of TGT is not essential, a simple and low-cost process can be achieved.
  • the SCOT process reduces all the sulfur content other than hydrogen sulfide in the tail gas from the sulfur recovery device (mainly sulfurous acid gas and carrier sulfur, but also includes COS and carbon disulfide) to hydrogen sulfide, After cooling and removing the condensed water, hydrogen sulfide in the gas is removed by the chemical absorption method. What is necessary is just to utilize what is used in the absorption process of this invention in common as the chemical absorption apparatus used here.
  • the process used as the TGT is not necessarily limited to the S COT process, and other processes such as the Bea von process can also be adopted.
  • Table 1 shows typical natural gas mass balance and process conditions in the natural gas purification process shown in Figure 1.
  • the stream number corresponds to Fig.1.
  • H 2 S and CH 3 SH are included as sulfur compounds.
  • the material balance is shown as an average over time.
  • Table 2 shows the mass balance and process for the mercabtan converter shown in Figure 2. This shows the process conditions. The stream number corresponds to Fig.2. The material balance is at the peak of the desorption of mercaptan.

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Abstract

硫化水素とともにメルカプタンその他の硫黄化合物を含む天然ガスから、物理吸収法を用いずに全硫黄化合物を効率よく除去する。天然ガスをアミンを含む溶液を用いた化学吸収法で処理して主として硫化水素及び炭酸ガスを除去する吸収工程、該吸収工程からの天然ガスをモレキュラーシーブの充填層に流通させて主としてメルカプタンを除去する吸着工程、該吸収工程で除去した硫化水素からクラウス法により硫黄を回収する回収工程、該吸着工程でモレキュラーシーブに吸着したメルカプタンを加熱ガスで脱離させる再生工程、及び該再生工程から排出される再生排ガス中のメルカプタンを硫化水素に転化する反応工程を含む。該反応工程が、触媒の存在下、温度２５０～４００℃、圧力１～１０ＭＰａの条件の下に、スチームまたは水を再生排ガス中の硫黄に対してＨ２Ｏ／Ｓ＝１～５（モル比）の割合で注入することにより行われる。

Description

明 細 書 天然ガスからの硫黄化合物の除去方法 技術分野
本発明は、 天然ガスから硫化水素やメルカブタンなどの硫黄化合物を除去す る方法に関する。 背景技術
天然ガスは地中のガス田から産出する炭化水素を主成分とした可燃性ガス であり、 水素およびメタン、 プロパン、 ブタンなどの軽質炭化水素以外に、 硫 化水素やメルカブタンなどの硫黄化合物、 B T X (ベンゼン、 トルエンおよび キシレンの総称） やその他の重質炭化水素、 'さらには炭酸ガス.、 酸素、 窒素な どを含み、 特に硫化水素を含む硫黄化合物は燃焼した場合に亜硫酸ガスを発生 するため、 環境保護的見地からその除去が強く求められている。
天然ガス中に不純物として含まれる硫化水素やメルカブタンなどの硫黄化 合物および炭酸ガスは酸性ガスと総称される。 天然ガスを用途に応じて精製す る際に、 こうした酸性ガスを除去することは従来から一般に行われてきた。 す なわち、 液化して L N Gとする場合には、 通常、 炭酸ガスを 5 O p p m (体積 比、 以下も同じ） 以下、 硫化水素を 4 p p m以下、 硫黄化合物全体としては 3 O m g— S ZNm3以下にする必要があ ¾し、 また、 パイプラインガスとして 用いる場合には、 炭酸ガスは 1 % (体積比） 前後とし、 硫化水素やメルカプタ ンなどの硫黄化合物は L N Gと同レベルまで除去する必要がある。
天然ガスから酸性ガスを除去する方法として、 アミン系あるいは炭酸塩系の アル力リ性水溶液に酸性ガスを吸収する化学吸収法がしばしば用いられる。 こ の場合、 天然ガスの精製には、 システムの最適化 （循環量、 段数、 再生熱など） が可能であり低コスト化が図れるという理由で、 ァミンプロセスが多く用いら れている。 しかしながら、 天然ガス中にメルカブタンが含まれる場合、 メルカ ブタンは極性が弱いためァミンとの結合力が弱く、 化学吸収法では除去が困難' である。
一方、 酸性ガス成分をその分圧に応じて吸収する有機溶媒を用いる物理吸収 法では、 炭酸ガスおよび硫化水素だけでなく、 メルカブタンや二硫化物など他 の硫黄化 物も同時に除去することができる。 たとえば、 スルホランとジイソ プロパノールァミンの混合物を吸収液として用いるスルフィノ一ル法は、 化学 吸収法と物理吸収法の複合型であるが、 天然ガス中の硫化水素やメルカブタン の含有量が大きい場合に効率よくそれらを除去できる方法として、 天然ガスか らの酸性ガスの吸収除去によく用いられている。 しかしながら、 一般に物理吸 収法では、 その吸収液の性質上、 酸性ガス,とともに B T Xを含む重質炭化水素 が同時に吸収されるため、 分離された酸性ガスからクラウス法により硫黄を回 収しょうとすると、 多量の重質炭化水素が同伴することから、 テールガス処理 (T G T) を行わない限り、 硫黄回収率が高々 9 5 %程度となってしまうとい う問題がある。 また、 クラウス法による硫黄回収装置において多量の煤が発生 するという問題もある。
' このため、 物理吸収法で分離された酸性ガスをいきなりクラウス法による硫 黄回収装置に導入するのではなく、 その前に硫化水素濃縮装置で処理してメル 力プ夕ンや重質炭化水素や炭酸ガスをオフガスとして除去した酸性ガスをク ラウス法にかけ,ることとし、 一方、 分離されたオフガスは別途水素化処理して メルカブタンを硫化水素に転化した後、 クラウス法で処理する方法が提案され ている （特開平 9一 2 5 5 9 7 4号公報）。 この方法によれば、 硫黄回収率は 9 5〜 9 8 %となり、 さらに T G Tを行えば硫黄回収率は 9 9 %程度に達する。 あるいは、 化学吸収法で硫化本素や炭酸ガスを除去した後、 化学吸収法で除 去されなかったメルカプ夕.ンをモレキュラーシーブに吸着させて除去する方 法も知られている。 これは、 ァミンプロセスによる酸性ガス吸収装置の下流に 脱水塔を設置し、 塔内には脱水用のモレキュラーシ一ブとメルカブタン吸着用 のモレキュラーシ一ブ¾上下 2層に充填するものである（D.S. Clarke and RW. Sibal, 77th Annual GPA Conversion, March 16-18,1998, Dallas Texas)。 この 方法では、 天然ガスからの酸性ガスの除去に物理吸収法を用いないので、 重質 炭化水素が吸収されず、 このため、 分離された酸性ガスからのクラウス法によ る硫黄回収率を上げることが可能となり、 また、 煤の発生も抑えられる。
さらには、 予め天然ガス中のメルカブタンを硫化水素に転化した上で、 化学 吸収法で処理して硫化水素及び炭酸ガスを除去する方法も開発されている。 こ の方法は、 触媒の存在下、 温度 2 6 0〜3 5 0 °C、 圧力 4〜1 0 M P aの条件 の下に、. スチームまたは水を天然ガスに対して 0 . 1〜5モル。'の割合で注入 することにより、 天然ガス中のメルカブタンを硫化水素に転化するものである (特開 2 0 0 2— 2 6 5 9 6 4号公報）。 この方法も、 物理吸収法を用いない ので、 上記モレキュラーシーブでメルカブタンを吸着する方法と同様のメリッ トがある。 発明の開示
物理吸収法で天然ガスから分離した酸性ガスをクラウス法による硫黄回収 装置に導入する前に、 硫化水素濃縮装置において硫化水素とその他のガス成分 とを分離する方法は、 硫化水素濃縮装置を別途設ける必要があるし、 そもそも 物理吸収法では吸収しょうとするガスに対して多量の有機溶媒を循環させる 必要があるため、 酸性ガス全量を物理吸収法で除去するのはコスト高になると いう問題がある。
化学吸収法で硫化水素や炭酸ガスを除去した後、 化学吸収法で除去されなか つたメルカブタンをモレキユラ一シ一ブに吸着させて除去する方法では、 モレ キユラ一シーブに吸着されたメルカブタンを脱水塔の再生サイクルにおいて 高温の再生ガス （通常、 これには精製天然ガスを用いる） で水とともに脱着さ せている。 このとき発生する再生排ガス中には濃縮されたメルカブタンが含ま れるが、 これを燃焼処理すれば硫黄の回収率が低下し、 亜硫酸ガスを排出する ことにもなるので、 セレクゾ一ル法 （ポリエチレングリコールのジメチルエー テルを吸収液として用いる） などの物理吸収法でメルカブタンを吸収し、 クラ ウス法で硫黄を回収している。 しかしながら、 再生ガスとして精製天然ガスを 用いると、 物理吸収法で再生排ガスからメルカブタンを吸収する際に重質炭化 水素も吸収され、 結局、 物理吸収法で天然ガスを処理する場合と同様の問題を 生じる。
また、 予め天然ガス中のメルカプ夕ンを硫化水素に転化した上で、 化学吸収 法で処理して硫化水素及び炭酸ガスを除去する方法は、 低濃度のメルカブタン を含む大量のガスに対してメルカプ夕ン転化反応を行なうことになるため反 応装置が大きくなり、 また、 高い反応率を維持するための条件の設定が容易で ないという難点がある。
本発明では、 天然ガスを化学吸収法およびモレキュラーシ一ブ吸着法で順次 処理して硫化水素およびメルカブタンを除去し、 一方、 モレキュラーシーブの 再生排ガスは触媒の存在下に水 （スチーム） と反応させて再生排ガスに含まれ るメルカブタンを硫化水素に転化することにより、 メルカブタンの硫化水素へ の転化を効率的に行なうとともに、 再生排ガスを化学吸収法で処理することが できるようにしたものである。
本発明によれば、 少なくとも硫化水素とメルカブタンを不純物として含む天 然ガスからこれらの不純物を除去して天然ガスを精製する方法において、 天然 ガスをァミンを含む溶液を用いた化学吸収法で処理して主として硫化水素及 び炭酸ガスを除去する吸収工程、 該吸収工程からの天然ガスをモレキュラーシ —ブの充填層に流通させて主としてメルカプ夕ンを除去する吸着工程、 該吸収 工程で除去した硫化水素からクラウス法により硫黄を回収する回収工程、 該吸 着工程でモレキュラーシーブに吸着したメルカブタンを加熱ガスで脱離させ る再生工程、 および該再生工程から排出される再生排ガス中のメルカブタンを 硫化水素に転化する反応工程を含み、 該反応工程が、 触媒の存在下、 温度 2 5 0〜4 0 0 °C、 圧力 1〜 1 O M P aの条件の下に、 スチームまたは水を再生排 ガス中の硫黄に対して H 2〇.Z S == 1〜5 (モル比、 以下同じ） の割合で注入 することにより行われることを特徴とする方法が提供される。
上記反応工程で用いる触媒としては、 C o M o x触媒が好ましい。 上記反応 工程により生成した硫化水素を含む再生排ガスは、 ァミンプロセスによる化学 吸収法で処理することができる。 この場合、 上記反応工程後の再生排ガスを処 理する化学吸収装置として、 天然ガス中の酸性ガスを処理する化学吸収装置を
'用いることができる。 すなわち、 反応工程後め再生排ガスを、 天然ガスを処理 するメインフローの化学吸収装置に流入させて一緒に処理することにより、 別 に化学吸収装置を設けなくても本発明を実施することができる。'あるいは、 天 然ガスを処理するメインフローの化学吸収装置とは別に、 反応工程後の再生排 ガスを処理する専用の化学吸収装置を設けてもよいが、 この場合であっても、 同じ吸収液を使用することができるので、 再生塔、 溶液タンク等を共有するこ とで、 プロセス全体の効率化を図ることができる。 図面の簡単な説明
図 1は、 本発明の方法のプロセスフローの概要を示す。
図 2は、 本発明の方法における反応工程のプロセスフローの一例を示す。 図 3は、 本発明の方法における吸収工程のプロセスフローの一例を示す。 発明を実施するための最良の形態
以下において、 添付の図面に示す本発明の実施の形態に基づいて、 本発明を 説明する。 なお、 添付の図面に示すものは、 本発明を実施する好適な形態であ り、当然のことながら、本発明はそれらの実施形態に限定されるものではない。 図 1は、 天然ガス田から産出される天然ガスを本発明に従って精製し、 パイ プラインガスまたは L N Gを生産するまでの基本的なプロセスフローを示す。 天然ガス田 1から産出した天然ガスは、 まず水やコンデンセ一ト （炭素数の比 較的少ない液状炭化水素） などの液体成分を上流生産設備 2で分離除去して気 体成分のみとする。 この気体成分のみとなつた天然ガスは、 まず酸性ガス吸収 装置 3に送られる。 酸性ガス吸収装置 3ではアミンプロセス （化学吸収法） に より天然ガス中の炭酸ガスおよび硫化水素が吸収除去され、 次いで脱水 メル カブタン吸着装置 4で水分およびメルカブタンが吸着除去される。 こ'うして得 られた精製天然ガスは液化設備またはパイプライン設備 5に送られ、 L N Gま たはパイプラインガスとする。 一方、 酸性ガス吸収装置 3で吸収された炭酸ガ スおよび硫化水素は硫黄回収装置 6においてクラウス法により処理され、 硫化 水素から硫黄を回収する。 脱水/メルカブタン吸着装置 4に吸着された水分お よびメルカプ夕ンは加熱した再生ガスを通すことで再生され、 このとき発生す る再生排ガスは、 メルカブタン転化装置 7において、 触媒の存在下に水 （スチ ーム） と反応し、その中に含まれていたメルカブタンが硫化水素に転化される。 酸性ガス吸収装置 3では、 ァミン水溶液を用いた吸収塔で天然ガス中に含ま れる酸性ガスが吸収除去される。 アミン水溶液による化学吸収では、 メルカプ タン （および他の有機硫黄化合物） はほとんど吸収されないので、 ここで吸収 除去される酸性ガスはほぼ硫化水素と炭酸ガスのみである。 また、 物理吸収と 異なり、 重質炭化水素も吸収されない。 吸収液としては、 一般に化学吸収法で 用いられる各種ァミンの水溶液を用いることができる。 使用できる代表的なァ ミンとしては、 ジイソプロパノールァミン （D I P A)、 メチルジェタノ一ル ァミン （MD E A)、 立体障害ァミン、 添加物を加え活性化された M D E Aな どがある。 従来一般的に使用されてきたモノエタノ一ルァミン （M E A) ゃジ エタノールァミン （D E A) に比べ、 D I P Aや MD E Aは硫化水素に対する 選択吸収性が大きいため、 以下に示す硫化水素と炭酸ガスを順次段階的に吸収 する場合には好ましく用いられる。 吸収液のアミン濃度は 4モル程度を標準と し、 天然ガス中の各種酸性ガスの濃度に応じて調整する。
上記吸収工程において、 硫化水素と炭酸ガスは同時にアミン水溶液に吸収さ せることもできるが、 そうすると吸収液の再生の際にこれらが同時に放散され ることになり、 硫黄回収装置で処理す^^きガス量が多くなるので、 吸収条件を 調整して硫化水素と炭酸ガスを順次段階的に吸収することが好ましい。 この吸
, 収条件の調整は、 天然ガス中の硫化水素 Z炭酸ガスの比により、 用いるァミン の種類ゃァミン水溶液の濃度を適宜調整することにより行う。 同種かつ同濃度 のァミン水溶液を用いて吸収塔を硫化水素吸収セクションと炭酸ガス吸収セ クシヨンとに分けてもいいし、 アミンの種類または濃度が異なるアミン水溶液 を用いた複数の吸収塔を採用してもよい。 .
図 3はそのような順次吸収を行う場合のプロセスフローの一例を示す。 まず、 天然ガスはァミン吸収塔 3 1の下部 3 1 aで常温のリーンァミン （酸性ガスを あまり吸収していないァミン水溶液） と向流接触し、 ここで硫化水素が選択的 に吸収されて目的とする濃度値 （通常は 4 p p m以下） まで除去される。 続い て、 天然ガスは吸収塔上部 3 1 bで同様に常温のリーンァミンと向流接触し、 ここで吸収塔下部ではほとんど吸収されなかった炭酸ガスが主として吸収さ れて目的とする濃度値 （L N Gの場合は 5 0 p p m以下） まで除去される。 吸 収塔下部で硫化水素を吸収したリツチアミン （酸性ガスをかなり吸収したアミ ン水溶液）は、 リーン Zリツチアミン熱交換器 3 2 aを通過して加熱された後、 ァミン再生塔 3 3に入る。 一方、 吸収塔上部で主として炭酸ガスを吸収したリ ツチアミンは、 リーン リツチアミン熱交換器 3 2 bを通過して加熱された後、 ァミンフラッシュドラム 3 4に入り、 ここで低圧フラッシュにより炭酸ガスを 放散してセミリツチアミンとなった後、 ァミン中間ポンプ 3 5により吸収塔下 部からきたリツチアミンと合流してァミン再生塔 3 3に送られる。 ァミン再生 塔底部のアミン水溶液は隣接するアミンリボイラー 3 6に循環されてスチー ム等により加熱される。 また、 ァミン再生塔頂部から出るアミン蒸気と硫化水 素を含むガスは、 ァミンコンデンサー 3 7に入って冷却水と熱交換するなどし て冷却され、 ここでアミン蒸気の大部分が凝縮してリフラックスドラム 3 8に たまり、 リフラックスポンプ 3 9でァミン再生塔頂部に戻される。 一方、 硫化 水素はガス中に残って硫化水素リツチなガスとして硫黄回収工程に送られる。 ァミン再生塔下部のァミン水溶液は吸収した酸性ガスをほとんど放出したリ ーンァミンであり、 ァミン供給ポンプ 4 0により、 リーン Zリツチアミン熱交 換器 3 2 aおよび 3 2 bで常温まで冷却された後、 吸収塔下部および上部に送 られる。
脱水/メルカブタン吸着装置 4は、 脱水用およびメルカプ夕ン吸着用のモレ キュラーシーブが塔内上下 2層に充填された充填塔であり、 複数の塔を備えて いれば塔ごとに吸着運転と脱着運転を交互に行なっても連続処理が可能であ る。 各塔において上層を形成する脱水用のモレキュラーシ一ブとしては、 T y p e 4 Aまたは T y p e 3 Aなどを 2 0 0 0〜6 0 0 O mm程度の層厚で充 填すればよい。 また、 下層を形成するメルカブタン吸着用のモレキュラーシー ブとしては、 T y p e 1 3 Xまたは T y p e 5 Aなどを 3 0 0 0〜6 0 0 0 m m程度の層厚で充填すればよい。 着運転では、 酸性ガス除去装置 3で処理さ れた天然ガスを、 温度 2 0〜 3 5 °C、 圧力 2 0〜 1 0 0 b a r、 流速 0 . 0 4 〜0 . 2 O m/ s程度で塔内に流す。 一方、 脱着運転では、 水分およびメルカ プ夕ン等の硫黄化合物を含まないクリーンなガス（一般には精製天然ガス）を、 温度 2 3 0〜3 0 0 °C、 圧力 1 0〜5 0 b a r、 流速 0 . 0 4〜0 . 2 0 m,/ s程度で 1 0 0〜3 0 0分程度流すとよい。 脱着の際には、 吸着力の違いによ り、 メルカブタンが先に脱着し、 続いて水が脱着してくる。 より詳しく述べる と、 再生排ガスの温度は時間とともに上昇するが、 再生排ガス中のメルカプタ ンの濃度は時間に対してピークを持つ。 なお、 脱着運転から吸着運転に移る際 には、 常温の再生ガスを流して塔内を冷却する。
脱水ノ'メルカプ夕ン吸着装置 4の再生により発生する再生排ガスは、 メルカ プ夕ン転化装置 7に送られ、 再生排ガス中に含まれるメルカプ夕ン等の硫黄化 合物が硫化水素に転化される。 この反応は、 触媒の存在下、 温度 250〜40 0 C、 圧力 1〜1 OMP aの条件の下に、 スチームまたは水を再生排ガス中の 硫黄に対して H20/S = 1〜 5の割合で注入することにより行われる。 この 反応は通常の水素化還元反応とは異なり、 一酸化炭素や水素などの還元剤を必 要としない点に特色がある。 すなわち、 この反応は、 天然ガス中の炭酸ガスと 新たに添加される H20の作用により、 メルカブタンを触媒の存在下に最終的 にはアルカンと硫化水素に転化するものである。 この反応は複雑な並列反応で あり、 個々の素反応についてはよくわからない点が多いが、.例えばメチルメル カブタンを硫化水素に転化する場合を想定すると、 メチルメルカブ夕ン分子が 高温で熱分解してメチルラジカルとメルカプトラジカルを生じ、 これらが水分 子と反応したり相互に反応したりして硫化水素や各種中間生成物を生成し、 そ うした各種中間生成物が触媒の作用によりさらに加水分解して硫化水素、 炭化 水素、 一酸化炭素、 炭酸ガスなどを生成するのではないかと考えられている。 なお、 メチルメルカブタンの転化反応の場合、 反応前後の物質収支から見て、 全体としては次のような反応が生じているものと思われる。 '
5 CH3SH+4H20
> 5H2S + 2 CH4+ 5H2+ 2 CO + C02 なお、 本発明におけるメルカプ夕ン転化反応では、 硫化水素 ·メルカブタン 以外の硫黄化合物、 たとえば力ルポニルスルフイ ド （COS) や二硫化炭素、 あるいはチォフェン類なども硫化水素に還元される。
上記メルカブタン転化反応は公知の触媒を用いて行わせることができる。 そ のような触媒としては、 例えば、 多孔性無機酸化物担体 （アルミナ、 シリカ、 チタニア、 ポリア、 ジルコニァ、 シリカ—アルミナ、 シリカ—マグネシア、 ァ ルミナーマグネシア、 アルミナーチタニア、 シリカーチタニア、 アルミナーボ リア、 アルミナージルコニァ等） に、 周期律表の第 V族、 第 VI族または第 VII 族に属する金属 （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、 ニッケル等） から選ばれる活性金属を担持させたものを使用するこ とができる。 特に、 アルミナ担体上にコバルトおよ,びモリブデンを担持させた 触媒 （C o M o x反応触媒） は、 触媒活性や寿命の点ですぐれているため好ま しい。 触媒は塔内に粒状のものを充填し、 塔底部より天然ガス流を上向流で流 して流動床を形成するのが発熱反応による局部的な加熱を防止する上で好ま しいが、 処理すべき天然ガスの性状により、 固定床や膨張床、 あるいは触媒成 形体を充填した反応器としてもよい。
上記メルカプ夕ン転化反応は、 温度 2 5 0〜 4 0 0 °C、 圧力 1〜 1 0 M P a の条件の下に、 スチームまたは水を再生排ガス中の硫黄に対して H 2〇/ S = 1〜5の割合で注入することにより行わせる。 反応温度が 2 5 0 °Cより低いと メルカブタンの転化率や硫化水素への選択率が低下し、 反応温度が 4 0 0 °Cよ り高いと反応が過度に進行して触媒の劣化が早まる。 また、 圧力が I M P aよ り低いと実用的な反応速度が得られず、 一方、 圧力を 1 O M P aより上げても 反応速度や転化率を向上させる効果は少ない。 反応に必要な水またはスチーム は、 再生排ガス中の硫黄 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加 熱に必要なエネルギーが多くなるだけで反応の進行にはほとんど寄与しない。 なお、 触媒単位充填量当たりの再生排ガス流量は 2 0 0 0〜 2 0 0 0 0 m3 m3程度 すればよい。
脱水ノメルカブタン吸着装置 4を再生するために用いる再生ガスとしては、 当該天然ガス精製プラントから抽出されるクリーンなドライガスを用いるこ とができる。 再生ガスは加熱炉を通したり、 あるいはメルカブタン転化装置 7 からの高温の反応ガスと熱交換させることにより加熱した後、 モレキュラーシ ーブ充填層に導入する。 加熱した再生ガスを通すことでモレキユラーシ一ブ充 填層が加熱され、 吸着していたメルカブタン等の硫黄化合物と水分とが脱着し て追い出される。 こうしてモレキュラーシーブ充填層が再生される。 再生ガス はモレキュラーシーブ充填層と熱交換して自身は熱を奪われるため、 再生排ガ スの温度は再生工程の初めは常温であるが、 時間が経過するに従いモレキユラ 一シーブ充填層が加熱され充填層の出口温度が上昇することから、 再生工程の 終わりには 2 8 0 °C程度にまで上昇する。
この再生排ガスのストリームに水 （スチーム） を混合し、 メルカプタン転化 装置 （反応器） 7に導入する。 メルカブタン転化反応は 2 5 0〜4 0 0 °Cで行 なわれるので、 再生工程の終わり頃に排出されるものを除き、 再生排ガスの温 度は反応を行なうのに十分高いとはいえない。 したがって、 反応器に入る前に 再生排ガスをさらに加熱する必要がある。 また、 再生ガスも当初常温のものを 加熱して脱水/メルカブタン吸着装置に送り込む必要がある。 一方、 反応器を 出た再生排ガスは常温で酸性ガス吸収装置に入れる必要があるのであるから、 反応器に送り込まれる再生排ガスあるいは脱水 Zメルカブタン吸着装置に送 り込まれる再生ガスと反応器を出る再生排ガスとの間で熱交換を行なうこと が有利である。
'図 2は、 そのような熱交換を組み込んだ本発明の反応工程のプロセスフロー を示す。 モレキュラーシーブを充填した脱水/'メルカブタン吸着装置 4からの 再生排ガスのストリームにスチームを所定量混合し、 反応器 7からの反応ガス のストリームとガスノガス熱交換器 8で熱交換させ、 1 0 0〜2 8 0 °C程度に 加熱する。 次いで、 これを加熱炉 9に通し、 反応に必要な温度、 好ましくは 3 3 0〜3 8 0 °C程度にまで加熱して反応器 7に入れる。 反応器内で進行するメ ルカブタン転化反応は発熱反応であるため、 ガスの温度はさらに 3〜1 0 °C上 昇する。 反応器 7を出た反応ガスは上記ガス ガス熱交換器 で熱回収され、 3 0 0 °C程度まで冷却される。 この反応ガスストリームは、 さらに上記に述べ たように、 脱水 Zメルカプ夕ン吸着装置 4に入る再生ガスとガス/ガス熱交換 器 1 0で熱交換することで熱回収される。 こうして冷却された反応ガスストリ ームは、 ク一ラー 1 1でさらに常温まで冷却される。 常温にまで冷却されたス トリームは分離ドラム 1 2に入り、 冷却過程で凝縮した水が分離された後、 酸 性ガス除去設備 1 3に導かれる。 この酸性ガス除去設備 1 3は、 図 1に示した 天然ガス中の硫化水素および炭酸ガスを吸収除去する酸性ガス吸収装置 3と 兼用してもよい。 その場合は、 常温に冷却された反応ガスストリームを酸性ガ ス吸収装置 3に入る天然ガスのストリームにコンプレッサーで加圧して送り 込むことになる。 再生ガスとして精製天然ガスの一部を抽出して用いる場合に は、 このようにして再生排ガスを天然ガスの処理フローに戻すことが好ましい。 あるいは、 酸性ガス除去設備 1 3を、 常温に冷却された反応ガスから硫化水素 を吸収除去するための専用装置としてもよい。 その場合は、 酸性ガス除去設備 1 3を出た反応ガスストリームは、 精製天然ガスのストリームに入れてもよい し、 再生ガスとして循環使用してもよい'。 本システムを採用することにより、 従来、 脱水 Zメルカブタン吸着装置の手前に設けられていた加熱炉を省略する ことが可能である。
本発明の回収工程においては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。 クラウス法は、 そのオリジナルの形態においては、 硫化水素の一部を反応炉で燃焼させて生じた亜硫酸ガスと残りの硫化水素と を反応させることにより硫黄を生成するものであるが、 原料ガス中の硫化水素 の濃度が低い場合には反応炉で安定した燃焼が維持できないので、 そのような 場合にも安定した処理を行うために各種改良法が考案されている。 本発明の回 収工程では、 それらの改良法を含めて各種クラウス法を適宜選択して採用する ことができる。 もっとも、 本発明では前段で化学吸収とメルカブタン吸着を行 つているため、 回収工程に供されるガスはほぼ硫化水素と少量の炭酸ガスのみ からなる単純な組成であり、 .クラウス法を実施するに際して問題となる要素は 少ないので、 敢えて複雑な改良法を採用する必要性は小さい。 特に前段の吸収 工程で硫化水素と炭酸ガスの順次吸収を行い、 吸収した炭酸ガスは別途放散さ せて硫化水素が濃縮されたガスを回収工程の原料ガスとして用いるようにし た場合には、 最も単純な全量供給方式を採用することができるため、 コスト的 にきわめて有利である。
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放出される。 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、 硫黄回収率を確実に 99 。以上としたい場合 には、 S COTプロセスなどに代表されるテールガス処理 （TGT) を行うこ とが好ましい。 ただし、 本発明の方法では TGTを採用しなくても 98%以上 の硫黄回収率が得られ、 TGTの採用は必須ではないため、 シンプルで低コス 卜なプロセスにすることが可能である。 SCOTプロセスは、 硫黄回収装置か らのテールガス中の硫化水素以外の硫黄分 （主として亜硫酸ガスと担体硫黄で あるが、 COSや二硫化炭素なども含まれる） をすベて硫化水素に還元し、 冷 却して凝縮した水分を除去した後、 ガス中の硫化水素を化学吸収法で除去する ものである。 ここで用いられる化学吸収装置は、 本発明の吸収工程で用いるも のを共通に利用すればよい。 もちろん、 TGTとして用いるプロセスは必ずし も S COTプロセスに限られず、 例えば B e a v o nプロセスなど他のブロセ スを採用することもできる。
[実施例]
表 1は、 図 1に示す天然ガス精製プロセスにおける、 典型的な天然ガスの物 質収支およびプロセス条件を示すものである。 ストリーム No. は図 1に対応 する。 硫黄化合物として H2Sおよび CH3SHが含まれている。 なお、 物質収 支は時間に対して平均値で示している。
表 2は、 図 2に示すメルカブタン転化装置について、 物質収支およびプロセ ス条件を示すものである。 ストリーム No. は図 2に対応する。 なお、 物質収 支はメルカプ夕ン脱着ピーク時のものである。
表 1
Figure imgf000017_0001
表 2
Figure imgf000018_0001

Claims

請求の範囲
1 . 少なくとも硫化水素とメルカプ夕ンを不純物として含む天然ガスからこ れらの不純物を除去して天然ガスを精製する方法において、 天然ガスをァミン を含む溶液を用いた化学吸収法で処理して主として硫化水素及び炭酸ガスを 除去する吸収工程、 該吸収工程からの天然ガスをモレキユラ一シーブの充填層 に流通させて主としてメルカプ夕ンを除去する吸着工程、 該吸収工程で除去し た硫化水素からクラウス法により硫黄を回収する回収工程、 該吸着工程でモレ キュラーシーブに吸着したメルカブタンを加熱ガスで脱離させる再生工程、 及 び該再生工程から排出される再生排ガス中のメルカブタンを硫化水素に転化 する反応工程を含み、 該反応工程が、 触媒の存在下、 温度2 5 0〜4 0 0で、 圧力 1〜1 O M P aの条件の下に、 スチームまたは水を再生排ガス中の硫黄に 対して H 2 0/ S = 1〜 5 (モル比） の割合で ί¾入することにより行われるこ とを特徴とする方法。
2 . 該触媒が、 C o M o x触媒である請求項 1記載の方法。
3 . さらに、 該反応工程から排出される再生排ガスをアミン水溶液を用いた 化学吸収法で処理して主として硫化水素を除去する第 2吸収工程を含む請求 項 1または 2記載の方法。
4 . 該第 2吸収工程を、 該吸収工程と同一の装置で実施する請求項 3記載の 方法。
5 . 該吸収工程が、 主として硫化水素を吸収する工程と主として炭酸ガスを 吸収する工程とに分かれており、 該回収工程は、 主として硫化水素を吸収する 工程から得られる硫化水素リツチなァミン溶液を再生して得られる硫化水素 力 ^ら硫黄を回収する請求項 1〜4のいずれか記載の方法。
6 . 該反応工程に供する再生排ガス流と該反応工程から排出される再生排ガ ス流との間で熱交換を行わせる請求項 1〜 5のいずれか記載の方法。
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Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2011037774A (ja) * 2009-08-12 2011-02-24 Toei Corp メチレンビスベンゾトリアゾリル（ヒドロキシアルキル）フェノール化合物の製造方法
JP2017513796A (ja) * 2014-04-16 2017-06-01 サウジ アラビアン オイル カンパニー Ｂｔｅｘを含む低〜中モルパーセント硫化水素ガス供給をクラウスユニットで処理するための改良型硫黄回収工程
WO2020255302A1 (ja) * 2019-06-19 2020-12-24 日揮グローバル株式会社 天然ガス前処理システム及び天然ガスの前処理方法
RU2790141C1 (ru) * 2019-06-19 2023-02-14 ДжГК Корпорейшн Система предварительной обработки природного газа и способ предварительной обработки природного газа

Families Citing this family (24)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE102008050088A1 (de) * 2008-10-06 2010-04-22 Uhde Gmbh Verfahren zur Entschwefelung
JP2010174191A (ja) * 2009-01-30 2010-08-12 Chiyoda Kako Kensetsu Kk 天然ガス処理における酸素消費量の低減方法
US20110142738A1 (en) * 2009-12-16 2011-06-16 Uop Llc Method for treating spent regeneration gas
US8454727B2 (en) 2010-05-28 2013-06-04 Uop Llc Treatment of natural gas feeds
US8282707B2 (en) 2010-06-30 2012-10-09 Uop Llc Natural gas purification system
CN102180444A (zh) * 2011-02-08 2011-09-14 何巨堂 一种煤气制硫、制氢、制低硫解吸气组合方法
CA2855504A1 (en) * 2011-11-15 2013-05-23 Stanley Nemec Milam Method of producing sulfur dioxide
FR2983209B1 (fr) * 2011-11-24 2013-11-29 Ifp Energies Now Nouveau procede de production de gaz naturel desulfure et sans co2 a partir d'un gaz acide et sulfure faisant appel a une unite de methanation
CN102585952A (zh) * 2012-02-23 2012-07-18 清华大学 一种利用胺类固体吸收剂脱除合成气中co2及h2s的方法
EP2869909A1 (en) * 2012-07-03 2015-05-13 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for deep contaminent removal of gas streams
RU2509597C1 (ru) * 2012-09-10 2014-03-20 Андрей Владиславович Курочкин Способ комплексной подготовки углеводородного газа
CN103242923B (zh) * 2013-04-15 2014-07-09 利丰工程技术(天津)有限公司 一种适用于采油平台的天然气脱硫装置及其脱硫工艺
US9528062B2 (en) 2013-07-31 2016-12-27 Uop Llc Removal of sulfur compounds in an acid gas stream generated from solvent-based gas treating process
US9453174B2 (en) 2014-06-26 2016-09-27 Uop Llc Apparatuses and methods for removing impurities from a hydrocarbon stream
US9518239B2 (en) * 2014-07-29 2016-12-13 Uop Llc Process for removing sulfur compounds from natural gas streams
CN104248907B (zh) * 2014-09-27 2016-07-06 宁夏宝塔石化科技实业发展有限公司 一种含硫尾气h2s净化工艺
CN106281520A (zh) * 2015-05-15 2017-01-04 肇庆新奥燃气有限公司 一种双塔分子筛天然气脱水***
JP2017014437A (ja) * 2015-07-03 2017-01-19 三菱重工業株式会社 原料ガスの精製装置、及び精製方法
CN106315583A (zh) * 2016-11-15 2017-01-11 广西新天德能源有限公司 一种高效回收醋酸尾气中一氧化碳装置
CN106902614B (zh) * 2017-03-27 2019-10-18 山东钢铁集团日照有限公司 一种脱除焦炉煤气中有机硫的方法
US10765995B2 (en) * 2017-06-08 2020-09-08 Saudi Arabian Oil Company Helium recovery from gaseous streams
CN107983102B (zh) * 2017-11-30 2021-08-10 惠生（南通）重工有限公司 Flng脱水装置分子筛装填方法
CN108717106A (zh) * 2018-06-05 2018-10-30 武汉米字能源科技有限公司 一种检测天然气中总硫含量的装置及其检测方法
CN111282395A (zh) * 2020-03-26 2020-06-16 河南中白环境科学技术研究院有限公司 一种低浓度硫化氢气体处理工艺及处理装置

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH01500094A (ja) * 1986-06-30 1989-01-19 ソシエテ・ナシオナル・エルフ・アキテーヌ　（プロデユクシオン） Ｈ↓２ｓ及び／又はｃｏ↓２並びにメルカプタンを含むガスの脱酸性化を行うための方法及び装置
DE19538614A1 (de) 1995-10-17 1996-11-14 Dillinger Stahlbau Verfahren und Anlage zum Aufbereiten von stickstoffhaltigem Erdgas
JPH09255974A (ja) * 1996-03-23 1997-09-30 Chiyoda Corp イオウ回収方法及びイオウ回収プラント
JP2000503293A (ja) * 1996-01-19 2000-03-21 ストーク エンジニアーズ アンド コントラクターズ ベー．ファウ． 含硫汚染物質、芳香族化合物類および炭化水素類をガスから除去する方法
JP2002265964A (ja) 2001-03-07 2002-09-18 Chiyoda Corp 天然ガスからの硫黄化合物の除去方法
WO2003092862A1 (de) * 2002-05-03 2003-11-13 Lurgi Ag Verfahren zur reinigung von kohlenwasserstoffhaltigem gas
JP2005518271A (ja) * 2002-02-26 2005-06-23 ルルギ・アクチエンゲゼルシャフト クラッドガスからメルカプタンを除去する方法

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3894941A (en) * 1973-12-14 1975-07-15 Gulf Research Development Co Process for converting mercaptans to alkyl sulfides
US4175928A (en) * 1975-12-05 1979-11-27 Conoco Methanation Company Hydrodesulfurization purification process for coal gasification
DE3545899C1 (de) * 1985-12-23 1987-04-23 Gurit Essex Ag Verfahren und Vorrichtung zum Auftragen einer mindestens zwei Komponenten umfassenden Klebe-,Dichtungs-,Versiegelungs- oder Beschichtungsmasse auf einen Gegenstand
US6506349B1 (en) * 1994-11-03 2003-01-14 Tofik K. Khanmamedov Process for removal of contaminants from a gas stream
US6168768B1 (en) * 1998-01-23 2001-01-02 Exxon Research And Engineering Company Production of low sulfer syngas from natural gas with C4+/C5+ hydrocarbon recovery
EP1565248A1 (en) * 2002-11-28 2005-08-24 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Process for removing sulphur compounds including hydrogen sulphide and mercaptans from gas streams

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH01500094A (ja) * 1986-06-30 1989-01-19 ソシエテ・ナシオナル・エルフ・アキテーヌ　（プロデユクシオン） Ｈ↓２ｓ及び／又はｃｏ↓２並びにメルカプタンを含むガスの脱酸性化を行うための方法及び装置
DE19538614A1 (de) 1995-10-17 1996-11-14 Dillinger Stahlbau Verfahren und Anlage zum Aufbereiten von stickstoffhaltigem Erdgas
JP2000503293A (ja) * 1996-01-19 2000-03-21 ストーク エンジニアーズ アンド コントラクターズ ベー．ファウ． 含硫汚染物質、芳香族化合物類および炭化水素類をガスから除去する方法
JPH09255974A (ja) * 1996-03-23 1997-09-30 Chiyoda Corp イオウ回収方法及びイオウ回収プラント
JP2002265964A (ja) 2001-03-07 2002-09-18 Chiyoda Corp 天然ガスからの硫黄化合物の除去方法
JP2005518271A (ja) * 2002-02-26 2005-06-23 ルルギ・アクチエンゲゼルシャフト クラッドガスからメルカプタンを除去する方法
WO2003092862A1 (de) * 2002-05-03 2003-11-13 Lurgi Ag Verfahren zur reinigung von kohlenwasserstoffhaltigem gas

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
See also references of EP1914294A4

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2011037774A (ja) * 2009-08-12 2011-02-24 Toei Corp メチレンビスベンゾトリアゾリル（ヒドロキシアルキル）フェノール化合物の製造方法
JP2017513796A (ja) * 2014-04-16 2017-06-01 サウジ アラビアン オイル カンパニー Ｂｔｅｘを含む低〜中モルパーセント硫化水素ガス供給をクラウスユニットで処理するための改良型硫黄回収工程
WO2020255302A1 (ja) * 2019-06-19 2020-12-24 日揮グローバル株式会社 天然ガス前処理システム及び天然ガスの前処理方法
JPWO2020255302A1 (ja) * 2019-06-19 2020-12-24
JP7199537B2 (ja) 2019-06-19 2023-01-05 日揮グローバル株式会社 天然ガス前処理システム及び天然ガスの前処理方法
RU2790141C1 (ru) * 2019-06-19 2023-02-14 ДжГК Корпорейшн Система предварительной обработки природного газа и способ предварительной обработки природного газа

Also Published As

Publication number Publication date
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