天然气净化装置总体试车方案.doc

**天然气净化厂装置总体试车方案

天然气净化装置

总体试车方案

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**净化总厂**分厂
二 O O 五 年 三 月

目 录
第一章 概 述 - 2 -
第二章 编制依据 - 5 -
第三章 净化装置简介 - 6 -
第四章 总体试车的组织与指挥系统 - 30 -
第五章 总体试车应具备的条件 - 36 -
第六章 总体试车进度 - 42 -
第七章 物料平衡及能耗 - 43 -
第八章 环境保护 - 46 -
第九章 安全技术与工业卫生 - 49 -
第十章 试车难点及对策 - 51 -
第十一章 试生产安全预案 - 53 -

第一章 概 述
随着天然气用户市场不断开拓，近两年川渝地区天然气需求量呈较大增长趋势，根据中油股份公司的统一部署，２００４年底川渝天然气已经东输两湖地区，天然气供求矛盾日益突出，而净化能力不足是制约天然气上产的瓶颈。为了满足市场需求，经中油股份公司研究，决定在**修建一座处理量为600×104m3/d的天然气净化厂。
考虑到工厂检修时对下游供气的影响，本净化厂的过滤分离装置、脱硫装置、脱水装置、硫磺回收装置等主体工艺装置按并列的两套设置，单套装置正常运行时原料天然气的处理量为300×104m3/d（20℃，101.325kPa），两套装置总的处理量为600×104m3/d，单套装置的操作弹性为50~100%，即最低处理量为150×104 m3/d。辅助生产设施及公用工程为两列工艺装置共用。
由厂外来的原料天然气先进入脱硫装置脱除其所含的几乎所有的H2S和部分CO2，从脱硫装置出来的湿天然气送至脱水装置进行脱水处理，脱水后的干净化天然气即产品天然气经输气管道外输至用户。脱硫酸气送至硫磺回收装置生产液硫，液硫送至硫磺成型装置冷却成型装袋后运至硫磺仓库堆放并外运销售。硫磺回收尾气送至焚烧炉焚烧后经烟囱排入大气。产品为干净化天然气，副产品为硫磺。
根据**天然气净化厂硫磺回收规模，国家环保标准《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）要求本工程总硫磺回收率必须大于99.2%，故引进应用较广泛的、技术成熟可靠的、适合本工程特点的超级克劳斯（SuperClaus）硫磺回收工艺，以达到国家环保标准的要求。由国外SuperClaus硫磺回收工艺专利商作基础设计（初步设计），国内作详细设计（施工图设计），设备采购立足国内，关键设备从国外引进。
本工厂是一座工艺技术成熟、可靠，自控先进，“三废”排放达到有关环保标准要求的现代化工厂。
1、工艺装置
脱硫采用MDEA法，该装置出来的湿净化天然气去脱水装置进行脱水处理，酸性气体至硫磺回收装置回收硫磺，湿净化天然气中H2S含量≤６mg/m3、总S含量≤１00mg/m3、CO2含量≤3%（mol）。
脱水采用三甘醇溶剂（TEG）吸收法，该装置出来的干净化天然气（产品气）的水露点在出厂压力下≤-10℃。
硫磺回收采用超级克劳斯法（SuperClaus），硫磺回收率约为99.2%。硫磺回收装置尾气经焚烧炉焚烧后排放，SO2排放量约为35kg/h，通过100m高烟囱排入大气，完全能够满足国家环保标准《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）和国家环境保护总局环函[1999]48号《关于天然气净化厂脱硫尾气排放执行标准有关问题的复函》的要求。
2、辅助生产设施
硫磺成型装置推荐选用的钢带落膜成型机，生产半球形固体硫磺，设置处理能力为6t/h的钢带2条。
火炬及放空系统采用高低压放空气分别排放的方式，设置高、低压火炬各1座，高低压火炬高70m。
污水处理装置规模为20m3/h，污水经处理后达到《污水综合排放标准》（GB8978-1996）中一级标准回用或外排。
分析化验室配有化学分析、电化学分析、色谱分析、光谱分析等仪器设备。
3、公用工程
空氮站采用分子筛吸附脱水法制净化空气，采用变压吸附法（PSA）制氮。空氮站生产仪表用空气450m3/h，非净化空气300m3/h，氮气450 m3/h。
供配电系统根据用电负荷（净化厂计算负荷为1350kW、年用电负荷为10.8×106kW.h，忠—武管道首站用电负荷为500 kW）及负荷等级（负荷等级为一级），确定供电系统应由双电源供电。
厂内部通信全部自建，对外通信租用地方电信局线路。
锅炉房设置单台蒸发量为1５t/h，压力为1.２５MPa的燃气锅炉2台（1用1备）。
4、自控水平
采用集散型控制系统（DCS）对全厂工艺装置、辅助生产装置及重要的公用设施进行集中监视、控制和管理。
**天然气净化厂工程包括由中国石油集团工程设计有限责任公司西南分公司设计，四川华成油气工程建设监理有限公司监理，四川石油管理局油建公司施工，施工时间为二OO四年三月至二OO五年三月。

第二章 编制依据
一、 中国石油集团工程设计有限责任公司西南分公司提供的《**天然气净化厂工程初步设计》以及施工图设计文件
二、 中国石油集团工程设计有限责任公司西南分公司提供的《**天然气净化厂工程操作手册》
三、 《中国石油天然气总公司石油化工大、中型建设项目试车工作暂行规定》

第三章 净化装置简介
§1 过滤分离装置(1100单元)
一、 装置概况
1、处理量：单套 300×104 m3/d（20℃，101.325kPa）
两套合计 600×104 m3/d（20℃，101.325kPa）
压力：（6.1 ~ 6.4）MPa（a）
温度：（10 ~ 25）℃
2、原料天然气组成：
组分
摩尔含量（%）
H2S
0.633
CO2
1.623
H2O
0.063
CH4
96.016
C2H6
0.620
C3H8
0.082
C4H10
0.004
N2
0.959
有机硫
≤100mg/m3
合计
100
3、公用设施系统：
（1） 电源：来自于35Kv配电房
低压蒸汽、锅炉给水、工业水、工厂风、仪表风、氮气：
- 58 -

§2 脱硫装置（1200单元）
一、装置概况：
1、处理量：单 套 300×104 m3/d（20℃，101.325kPa）
两套合计 600×104 m3/d（20℃，101.325kPa）
压力：（6.1 ~ 6.4）MPa（a）
温度：（10 ~ 25）℃
2、原料天然气组成：
组分
摩尔含量（%）
H2S
0.633
CO2
1.623
H2O
0.063
CH4
96.016
C2H6
0.620
C3H8
0.082
C4H10
0.004
N2
0.959
有机硫
≤100mg/m3
合计
100
3、 湿净化气出装置条件：
H2S含量： ≤ ６ mg/m3
CO2含量： ≤ 3.0%（V）
H2O含量：无游离水
机械杂质含量：0.3μm以上机械杂质少于0.02%。
4、公用设施
为满足生产需要，本装置应有下列公用设施：
低压蒸汽、除氧水、循环水、新鲜水、工厂风、仪表风（仪表风）、氮气、电源。
5、化学药品
本装置使用的化学药品有甲基二乙醇胺，设计一次投入量25.9吨（两套51.8吨），硅酮阻泡剂设计耗量0.4吨/年。
1、溶液组成
甲基二乙醇胺浓度 （％w） 40
水 （％w） 60
2、甲基二乙醇胺的理化性质
名称
蒸气压 (Pa)
沸点（℃ )
分子量
凝固点( ℃ )
MDEA
<1.4
247.2
119.17
-21

二、工艺设备
序号
设备位号
设备名称
设备规格
1
C-1201（Ⅰ）
MDEA吸收塔
P6.78MPa,DN2000×19066×72
2
C-1202（Ⅰ）
MDEA再生塔
P0.3MPa，DN1400/DN2000×26554
3
C-1203（Ⅰ）
MDEA闪蒸塔
P0.78MPa，DN300×6200/ DN1600×7674×14
4
E-1201（Ⅰ）/A
MDEA贫/富液换热器
GX-64P
5
E-1201（Ⅰ）/B
MDEA贫/富液换热器
GX-64P
6
E-1202（Ⅰ）/A
MDEA贫液后冷器
型号：AES900-1.6-215-6/25-2ⅠB=200
7
E-1202（Ⅰ）/B
MDEA贫液后冷器
型号：AES900-1.6-215-6/25-2ⅠB=200
8
E-1203（Ⅰ）
MDEA再生塔重沸器
型号：AJS1000-1.6-280-6/25-2 B=450
9
E-1204（Ⅰ）
酸气空冷器
管束：P9x3-6-193-1.6S-23.4/DR-Ⅱa
构架：GJP9x6B-36/2F
风机：G-TF36B4-Vs22
配电机：YB180L-4W V6,22KW
10
E-1205（Ⅰ）
酸气后冷器
型号：AJS500-1.6-55-6/25-4 B=450
11
D-1201（Ⅰ）
湿净化气分离器
P6.75MPa DN1600×8996
12
D-1202（Ⅰ）
酸气分离器
P0.26MPa DN1800×6200
13
D-1205（Ⅰ）
凝结水分离器
P0.48MPa DN1200×2383(立式)
14
F-1201（Ⅰ）/A
MDEA预过滤器
型号：P48SC-3GD7H19-CC0634,Ø700×2705（立式）
15
F-1201（Ⅰ）/B
MDEA预过滤器
型号：55-5-650-20-232
16
F-1202（Ⅰ）
MDEA活性炭过滤器
P0.78MPa DN1600×5299
17
F-1203（Ⅰ）
MDEA后过滤器
型号：55-5-650-20-232
18
D-1203（Ⅰ）/A
MDEA储罐
Ø 3800×6500
19
D-1203（Ⅰ）/B
MDEA储罐
Ø 3800×6500
20
D-1204（Ⅰ）
MDEA溶液配制罐
DN1400×5474
23
P-1201（Ⅰ）/ＡB
MDEA循环泵
型号：3×6-10
24
P-1202（Ⅰ）/AＢ
酸水回流泵
型号：F41-316H4BM-0204T1B1-B
26
P-1203（Ⅰ）
MDEA补充泵
型号：DB40Y-40,配电机：YB132S1-2,5.5kW

三、工艺流程
1、原料气脱硫吸收部分
含硫天然气在（10～25）℃，（5.85～6.15）MPa（表）条件下自原料气过滤分离装置（1100（Ⅰ）单元）进入本装置，首先进入MDEA吸收塔（C-1201（Ⅰ））下部。在塔内，含硫天然气自下而上与MDEA浓度为40%（wt）的CT8-5贫液逆流接触，气体中几乎全部H2S和部分CO2被胺液吸收脱除。出塔湿净化气经湿净化气分离器（D-1201（Ⅰ））分液后，在约45℃、5.82～6.12MPa（表）条件下送往脱水装置（1300（Ⅰ）单元）。
2、MDEA富液闪蒸部分
从C-1201（Ⅰ）底部出来的MDEA富液经液位控制阀后，进入压力为0.6MPa（表）的MDEA闪蒸塔（C-1203（Ⅰ））下部罐内，在～33℃温度下闪蒸出部分溶解在溶液中的烃类气体，闪蒸气在洗涤段由下而上流动与自上而下的MDEA贫液逆流接触，脱除闪蒸气中的H2S和部分CO2气体（闪蒸气的H2S含量小于100ppm）。闪蒸气经调压至0.4MPa（表）后进入燃料气系统作燃料使用。
3、 MDEA溶液再生部分
从C-1203（Ⅰ）底部出来的MDEA富液经过滤系统除去溶液中的机械杂质和变质产物，后进入MDEA贫富液换热器（E-1201（Ⅰ）/A，B）与MDEA再生塔（C-1202（Ⅰ））底出来的MDEA贫液换热，温度升至104.2℃左右，然后进入MDEA再生塔（C-1202（Ⅰ））上部，与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解吸出H2S和CO2气体。再生热量由塔底重沸器（E-1203（Ⅰ））提供。MDEA热贫液在125.8℃温度下自C-1202（Ⅰ）底部引出，经E-1201（Ⅰ）/A，B与MDEA富液换热至55℃左右后，送入MDEA后冷器（E-1202（Ⅰ）/A、B）进一步冷至40℃，然后由MDEA循环泵（P-1201（Ⅰ）/A、B）将50m3/h和5m3/h的贫液分别送入MDEA吸收塔（C-1201（Ⅰ））和MDEA闪蒸塔（C-1203（Ⅰ）），完成整个溶液系统的循环。
由MDEA再生塔（C-1202（Ⅰ））顶部出来的107℃酸性气体经酸气空冷器（E-1204（Ⅰ））冷至55℃后，进入酸气后冷器（E-1205（Ⅰ））冷至40℃，再进入酸气分离器（D-1202（Ⅰ）），分离出酸性冷凝水后的酸气在0.07MPa（表）下送至硫磺回收装置进行处理。分离出的酸性冷凝水由再生回流泵（P-1202（Ⅰ）/A、B）送至MDEA再生塔C-1202（Ⅰ）顶部作回流。

§3脱水装置（1300单元）
一、装置概况：
1、 设计能力
处理脱硫净化气296.76×103/d (20℃,101.325KPa为基准)
2、 进料气条件
流率：296.76×104m3/d（单套脱水装置）
压力：5.82～6.12MPa(表)
温度：44.9℃

进料气组成：
组分
组成（mol%）
CH4
97.0236
C2H6
0.6265
C3H8
0.0829
i-C4H10
0.0040
N2
0.9693
CO2
1.0885
MDEA
0.0001
H2S
0.0003
合计
100.000
3、 产品气出装置条件
流率：296.05×104m3/d（单套脱水装置）
压力：5.70～6.00MPa(表)
温度：～47.4℃
H2S含量＜6mg/m3
CO2含量≤3.0%（V）
水露点≤-10℃（在出厂压力条件下）
4、 公用设施 :
本装置使用的公用设施有工厂风、仪表风、新鲜水、燃料气及电力。
5、 化学药品
本装置使用的化学药品为三甘醇,作为脱水吸收剂。设计一次投入量40 吨（两套80吨）。

三甘醇的理化性质见下表：

名称
比重
（20/20℃）
沸点
冰点
分解温度
分子量
TEG
1.1254
287.4℃
-7.2℃
206.67℃
150.17
二、工艺设备
序号
设备位号
设备名称
设备规格
1
C-1301(Ⅰ)
TEG吸收塔
P6.74MPa DN2000×16608
2
E-1302(Ⅰ)
三甘醇再生器-富液加热盘管
Ø60.3×8.5 20#无缝钢管盘管, F=7.6m2
3
H-1301(Ⅰ)
三甘醇再生器-再生罐
Ø1600×7800,火管Ø800×7470
4
D-1303(Ⅰ)
三甘醇再生器-TEG缓冲罐
Ø1600×7100（切）
5

三甘醇再生器-TEG富液精馏柱
Ø800×5004内装不锈钢三Y支撑剂填料
6

三甘醇再生器-TEG重沸器烟囱
Ø500×10000
7
E-1301(Ⅰ)
套管换热器
DN50/DN100×6000
8
E-1303(Ⅰ)
TEG贫/富液换热器
型号：GX-64P
9
10
11
12
H-1302(Ⅰ)
D-1301(Ⅰ)
F-1301(Ⅰ)
F-1302(Ⅰ)
TEG再生气焚烧炉
产品气分离器
TEG预过滤器
TEG活性炭过滤器
Ø1400/666×22220（含烟囱高度）
P6.68MPa DN1600×8996
型号：55-1-650-16-232,Ø400×1930
P0.67MPa DN400×2018
13
F-1303(Ⅰ)
TEG后过滤器
型号：55-1-650-16-232,Ø400×1930
14
D-1302(Ⅰ)
TEG闪蒸罐
P0.67MPa DN1400×5770
15
D-1305(Ⅰ)
TEG再生气分液罐
P0.28MPa DN400×1901（切
16
D-1306(Ⅰ)/A
TEG储罐
Ø3800×3500（切）
17
D-1306(Ⅰ)/B
TEG储罐
Ø3800×3500（切）
18
D-1307(Ⅰ)
氮气水封罐
DN400×1870
19
D-1304(Ⅰ)
TEG补充罐
DN1400×5466
21
P-1301(Ⅰ)/A
TEG循环泵
型号：3D3-6.3/6.5-RN-Ⅱ,变频防爆电机:22kW
22
P-1301(Ⅰ)/B
TEG循环泵
型号：3D3-6.3/6.5-RN-Ⅱ,变频防爆电机:22kW
23
P-1302(Ⅰ)
TEG补充泵
DB40Y-40,电机型号:YB132S1-2,5.5kW
24
P-1303(Ⅰ)
TEG回收泵
型号：J1-W50/0.32,电机型号:Ybsb6324,0.18kW

三、工艺流程
从脱硫装置来的压力为5.82～6.12MPa(表)，温度约44.9℃的湿净化天然气，自下部进入TEG吸收塔（C-1301(I)）。在塔内湿净化天然气自下而上与TEG贫液逆流接触，脱除天然气中的饱和水。脱除水分后的天然气出塔后经净化气分离器（D-1301(I)）分液后，在5.70～6.00MPa（表），约47.4℃条件下出装置，水露点≤-10℃（在出厂压力条件下）。
从C-1301(I)下部出来的TEG富液经塔底液位调节阀减压后先经再生塔富液精馏柱顶换热盘管换热，然后进入TEG闪蒸罐（D-1302(I)）闪蒸，闪蒸出来的闪蒸气调压后进入燃料气系统用作工厂燃料气。闪蒸后的TEG富液则先经过TEG预过滤器（F-1301(I)），再经过TEG活性炭过滤器（F-1302(I)）和TEG后过滤器（F-1303（I））除去溶液中的机械杂质和降解产物。过滤后的富液经TEG贫/富液换热器（E-1303(I)）换热后进入再生塔富液精馏柱提浓。TEG富液在TEG再生塔中被加热至200℃左右后，经贫液精馏柱、缓冲罐进入TEG贫/富液换热器（E-1303(I)）中与过滤后的TEG富液换热，换热后的TEG贫液由TEG循环泵（P-1301(I)）送至套管换热器（E-1301(I)）进一步冷却至55℃。冷却后的TEG贫液再至TEG吸收塔（C-1301(I)）顶部完成溶液循环。

§4 硫磺回收装置（1400单元）
一、装置概况：
1、 设计能力
超级克劳斯硫磺回收装置设计处理H2S浓度为51.246%（V）、流量为22～65 kmol/h (20℃，101.325kPa) 的酸气，最大生产液硫26 t/d（单套）。
在正常运行条件下，超级克劳斯硫磺回收装置的回收效率可达到99.2%以上，硫磺质量达到国家标准GB2449-92中优等品级。
2、 进料气条件
超级克劳斯硫磺回收装置原料为来自脱硫装置的酸气，其组成、流量、界区条件如下表所示。
表：酸气组成、流量和界区条件
项目
内容
组成
（摩尔％）
H2S
45～63
CO2
31.5～48.5
H2O
4.338
CH4
0.429
C2+
0.003
流量
（20℃，101.325KPa）
流量
（m3/h）
流量
（kmol/h）
正常流量
1540
64.2
最大流量
1560
65
最小流量
528
22
3、产品:硫磺的规格和条件如下表所示。
表：硫产品规格
规格 质量指标
硫纯度
: ³ 99.90%
水
: £ 0.10%
灰分
: £ 0.03%
砷 (As) 1)
: £ 0.0001%
铁 (Fe)
: £ 0.003%
有机物
: £ 0.03%
酸度 (以 H2SO4计)
: £ 0.003%
脱气后的H2S
: £ 10 ppm (wt)
颜色
:金黄
4、 公用设施 :
本装置使用的公用设施有工厂风、低压蒸汽、凝结水、锅炉给水、仪表风、新鲜水、氮气、燃料气及电力。
二、工艺设备
1、风机设备
序号
名称
位号
电机功率
KW
主轴转数
RPM
出口压力
KPa（g）
风量
m3/h
1
主风机
K-1401AB
75
2960
60
3027
2
尾气灼烧炉
K-1402
42
2960
20
4810

2、泵设备
序号
名称
位号
电机功率
KW
主轴转数
RPM
出口压力
KPa（g）
流量
m3/h
备注
1
液硫泵
P-1401/AB（Ⅰ）
5.5KW
2855
扬程
H=29m
5
插深L=4200mm

3、冷换设备
序
号
设备名称
位号
尺寸(mm)
换热面积
M2
管程过程气
壳程
入口温度℃
出口温度℃
1
废热锅炉
E-1401 （Ⅰ）
Ф1400×7800
142
1037
164
0.4MPa(g)饱和蒸汽，~152℃
2
一级硫磺冷凝冷却器
E-1402 （Ⅰ）
Ф1100×8498
52.3
325
174
0.4MPa(g)饱和蒸汽，~152℃
3
二级硫磺冷凝冷却器
E-1403 （Ⅰ）
Ф1100×8498
54.4
222
162
0.4MPa(g)饱和蒸汽温度155℃
4
三级硫磺冷凝冷却器
E-1404 （Ⅰ）
Φ1000×8136
75.2
256
126
热水：入口温度120℃0.1MPa(g)
饱和蒸汽，~120℃
5
蒸汽冷凝器
E-1405 （Ⅰ）
GP1.4×1.1-4-6.4-0.65S-23.4/RLIVa管束倾斜1°，鼓风式，电机功率：3kW（变频调速）

4、炉类设备
序号
名称
位号
尺寸(mm)
炉内有效
容积m3
操作条件
备注
炉膛
温度℃
压力
kPa(g)
1
主燃烧炉燃烧器
H-1401 （Ⅰ）

10
340
90
引进(荷兰LD DUIKER)
2
主燃烧炉燃烧室
H-1402 （Ⅰ）
Ф1528×3400
2.3
1037
34

3
一级再热炉燃烧器
H-1403 （Ⅰ）

340
90
引进(加拿大AMOTRIC)
4
一级再热炉混合室
H-1404 （Ⅰ）
Ф1024×2600
0.5
220
23

5
二级再热炉燃烧器
H-1405（Ⅰ）

340
90
引进(加拿大AMOTRIC)
6
二级再热炉混合室
H-1406（Ⅰ）
Ф1024×2600
0.5
205
16

7
三级再热炉燃烧器
H-1407 （Ⅰ）

340
90
引进(加拿大AMOTRIC)
8
三级再热炉混合室
H-1408 （Ⅰ）
Ф1024×2600
0.5
195
12

9
四级再热炉燃烧器
H-1409 （Ⅰ）

340
90
引进(加拿大AMOTRIC)
10
四级再热炉混合室
H-1410 （Ⅰ）
Ф1024×2600
0.53
213
11

11
尾气灼烧炉燃烧器
H-1411

引进(荷兰LD DUIKER)
12
尾气灼烧炉
H-1412
Ф2028×6050
8
烟气温度735℃
微正压

5、罐类设备
序号
设备名称
位号
尺寸（mm）
1
酸气分离器
D-1401（Ⅰ）
Φ500×3603
2
一、二、三、四、五级液硫封
D-1402（Ⅰ）/A、B、C、D、E
Φ480×4610
3
液硫捕集器
D-1403（Ⅰ）
Φ800×3316
4
酸水压送罐
D-1404 （Ⅰ）
Φ350×1333

三、工艺流程
1、酸气系统
来自脱硫装置的酸性原料气进入酸气分离器D-1401（I），将夹带的水分离。当分离器中液位较高时，酸水将以手动方式被排至压送罐D-1404（I）。通过向酸水压送罐充氮气增压，酸水被排放至酸水排放系统。
2、热力段
进入主燃烧器H-1401（I）的空气来自主风机K-1401（I）/A（或其备用的K-1401（I）/B），此风机还向其它燃烧器、SUPERCLAUS段以及液硫脱气系统供风。进入燃烧器的空气足够实现酸气中所有碳氢化合物的完全燃烧。同时，经过三级常规克劳斯反应，第三级Claus反应器出口处的H2S浓度达到0.7%（V）。
过程气通过废热锅炉E-1404（I）内的管束，以去除在主燃烧器和燃烧室内产生的热量。过程气由锅炉进水冷却，由此冷凝气态硫并产生饱和的低压（LP）蒸汽。低压蒸汽的一部分将用于设备加热，多余的一部分则输送到系统。
锅炉给水在液位调节阀控制下送入废热锅炉的壳程。
3、Claus催化段
来自废热锅炉的过程气以及旁路酸气通过一级再热炉混合室H-1404（I）达到催化转化的最佳温度。热量由H-1403（I）通过燃料气与空气进行次化学当量燃烧获得的。
一级反应器的出口过程气在第一级硫磺冷凝冷却器E-1402（I）内被冷却。气体在冷凝器内冷却并形成液态硫，同时也会产生低压蒸汽。一级硫磺冷凝冷却器与二级硫磺冷凝冷却器共用一个外壳。
从E-1402（I）出来的过程气随后进入二级再热炉混合室H-1406（I），之后在二级Claus反应器R-1402（I）内转化，并在二级硫磺冷凝冷却器E-1403（I）中冷却。热量由二级再热炉H-1405（I）通过燃料气与空气进行次化学当量燃烧获得。
过程气进入三级再热炉混合室H-1408（I）之后在三级Claus反应器R-1403（I）内转化。热量由三级再热炉H-1407（I）通过燃料气与空气进行次化学当量燃烧获得。
进入三级再热炉的燃料气流量由三级反应器进口处的温度控制器进行调节，其温度低于二级反应器入口温度，这将进一步推动H2S和SO2向生成硫的方向转化。离开第三反应器的气体直接流向SUPERCLAUS段（选择氧化段）的混合室， 而不再通过冷却段。
4、SUPERCLAUS段
为了得到较高的硫磺回收率，过程气将进入第四级反应器也是最后一个催化段，即SUPERCLAUS段。过程气将在四级再热炉的混合室H-1410（I）内被加热，热量由四级再热炉H-1409（I）通过燃料气与空气进行轻微的次化学当量燃烧获得。过程气和空气将在静态混合室X-1401（I）内达到适当混合。H2S将在SUPERCLAUS段装填有特殊的选择性氧化催化剂的反应器R-1404（I）内被选择氧化。空气采用过量控制，以维持反应器中的氧化条件，防止催化剂硫化。 离开SUPERCLAUS反应器的过程气进入三级硫磺冷凝冷却器E-1404（I）。为了尽可能多地冷凝硫蒸汽，三级硫磺冷凝冷却器在工作时保持较低的温度。
过程气从SUPERCLAUS冷凝器流进下游的硫捕集器D-1403（I），它带有一个除雾器。在此捕集器中，微量液态硫将同气体分离。
如发生故障，可绕过SUPERCLAUS段，而不需要将Claus部分停止运行。
来自冷凝器的液硫通过液硫封D-1402（I）/A、B、C、D和E被排放到液硫池PT-1401（I）。除雾丝网安装在所有硫磺冷凝冷却器的过程气出口处，以便回收过程气夹带的雾状液态硫。
5灼烧炉
SUPERCLAUS尾气和液硫池排出气均含有残余的H2S和其它硫的化合物，它们都不能直接被排放到大气中去。两个系统的气体将在普通灼烧炉中被热焚烧，将残余的H2S和硫的化合物在热灼烧炉H-1412中氧化成SO2。
尾气通过与热烟气混合被加热，热的烟气由燃料气在灼烧炉燃烧器H-1411中燃烧获得。
离开灼烧炉的烟气在进入通往烟囱的烟道前，通过与急冷空气混合后被冷却，急冷空气来自大气。混合后的温度由调节急冷空气的供给实现自动控制。
§5辅助生产装置
辅助生产装置包括硫磺成型（2100#）、污水处理装置（2300#）、火炬放空（2400#）。
1、硫磺成型装置：硫磺成型装置是将来自硫磺回收装置的液体硫磺冷却、成型，并称量、装袋（每袋50kg）、封口和暂时储存。本装置处理硫磺回收装置每天生产的液硫，约50.4t。装置设有液硫泵2台（1用1备），硫磺钢带造粒机2列，每列处理能力为6t/h，固体硫磺半自动称量、包装、缝袋1列（其中半自动称量秤为2台，另配便携式缝袋机1台）。
（1）液硫条件：温度在１３０℃∽１４０℃。
　　（２）产品硫磺质量：符合工业硫磺质量标准(GB2449-92)优等品标准。
２、污水处理装置：将含TEG、MDEA以及微量烃类、固体杂质、悬浮物和少量硫化物、N、P等的生产、生活混合污水，经气浮、厌氧、好氧、沉淀处理，再经过滤等水处理工艺使油、悬浮物和COD等指标经处理降解，达到国家的环保要求后，用于厂区绿地、道路和场地的浇洒，或排至厂外附近水体，以节约用水、保护环境。另外，本装置还将污水处理过程中产生的污泥集中收集、经浓缩和脱水后，再定期外运至附近专业垃圾处理场。
经处理后，水质要达到《污水综合排放标准》（GB8978-1996）第二类污染物一级标准的要求。

PH值 6～9
含油量 <5mg/L
化学耗氧量 <100mg/L
悬浮物 <70mg/L
硫化物 <1.0mg/L
氨氮 <15mg/L

３、火炬放空系统：根据中国石油天然气股份有限公司部门文件（油计字[2003]31号）“关于下发**净化厂与忠武输气首站建设协调会会议纪要的通知”要求，忠武输气首站火炬放空由**天然气净化厂一并考虑，净化厂高压放空系统最大放空量为600×104m3/d（20℃，101.325kPa），忠武输气首站最大放空量为821×104m3/d（20℃，101.325kPa）。根据可行性研究报告股份公司专家审查意见，本天然气净化厂高压放空系统放空量按5700m3/min考虑，即放空量按忠武输气首站最大放空量821×104m3/d（20℃，101.325kPa）设计。
低压放空系统最大放空量按本工厂脱硫装置（两套）产生的最大酸气量考虑，最大排放量为3088.4 m3/h（20℃，101.325kPa）。
为了减少占地面积，高压放空火炬和低压放空火炬采用捆绑式，即高、低压火炬共用1座塔架。火炬点火系统采用高空电点火和地面爆燃内传火两种点火方式，二者互为备用，高空电点火采用全自动的点火方式。
4、分析化验室
本净化厂分析化验室配备有色谱分析、化学分析、电化学分析、光电分析等生产所需的分析仪器和设备，承担工厂生产过程中原料气、过程气、产品气、产品硫磺、甘醇、醇胺溶液等的常规分析工作和新鲜水、循环水、污水等水质分析工作，同时还承担本厂环境监测项目的分析化验工作。
5、 维修设施
本天然气净化厂为西南油气田分公司**天然气净化总厂的下属分厂，其机修、仪修、电修设施按小修考虑，工厂的大修任务由总厂委托服务公司承担。

6、辅助工程设备表
序号
设备位号
设备名称
设备规格
1
D-2101
液硫储罐
Φ6800×6000
2
D-2102
液硫中间罐
Φ3000×5750
3
F-2101
液硫过滤器
Φ276×425
4
P-2101
液硫泵
立式泵：LGJ-25-200
5
X-2101
硫磺造粒机
设备型号：CF1.5-21.6-4
6
X-2102
传送带
型号：DT－650
7
X-2103
半自动包装机
设备型号：WBN-50AD
8
P-2301A/B
气浮给水泵
ZW50-20-35,Q=20m3/h
9
P-2302A/B
生化给水泵
ZW40-20-15,Q=20m3/h
10
P-2303A/B
过滤给水泵
DFWH65-50A
11
P-2304A/B
返洗水泵
DFWH65-20A
12
P-2305A/B
污泥回流泵
DFWH80-20
13
K-2301A/B
曝气压缩机

14
X-2301
一元化气浮装置
YF-20
15
X-2302
加药装置
JY-I-B
16
X-2303
污泥处理装置
ROS3.1
17
P-2306A/B
外排水泵
DFWH25-32
18
P-2307
污泥泵
50QW12.5-22A
19
P-2308
生活污水提升泵
50QW12.5-22A
20
P-2309
溶气水泵
11/2GC-5×2，N=3KW
21
P-2310
絮凝剂加药泵
JMX，N=0.37KW
22
P-2311
推车式自吸泵
65WFB-ED5
23
FS-2401
天然气放空火炬
Ф750×75000
24
FS-2402
酸气放空火炬
Ф200×75000
25
D-2401
天然气放空分离器
Ф2800×8400
26
D-2402
天然气放空分离器
Ф2800×8400
27
D-2403
酸气放空分离器
Ф1200×3600
28
D-2404
含硫污水压送罐
Ф800×1800

§6公用工程
1、给水
根据中国石油管道公司忠武输气管道项目经理部文件《关于**增压站水、电等需依托净化厂的函》（忠武工[2003]9号）的内容，净化厂与忠武输气首站用水量一并考虑，最大供水规模为1150.0m3/d。
本净化厂给水依托**自来水公司苏家水厂。在李家垭口处建1座高位水池，自高位水池至净化厂的水无需再增压就能满足生产用水的需要。
2、 循环水系统
根据厂内各装置对循环冷却水水质的不同要求，硫磺成型装置冷却造粒钢带用循环水水质要求较高（造粒钢带为不锈钢，对冷却水中氯离子含量有限制），本设计采用两套循环冷却水系统，其中脱硫、脱水、硫磺回收等装置共用一套循环冷却水系统（规模为400m3/h），硫磺成型装置及空气氮气站使用一套循环冷却水系统（规模为50m3/h）。工艺装置用循环冷却水系统补充水为新鲜水，硫磺成型装置用循环冷却水系统补充水为锅炉给水（纯水）。
3、供电工程
本工程电气部分包括外供电源线路、变电所、厂区及其配套工程的动力、照明、防雷、防静电及接地。
净化厂总用电负荷：设备安装容量为3302.51kW，需用容量1629.07kW（包括忠武线首站的负荷，根据忠武管道工程项目部提供的负荷资料、忠武首站用电负荷约为500kW）。
根据《供配电系统设计规范》（GB50052-95）及《气田天然气净化厂设计规范》（SY/T0011-96）的相关规定，本净化厂的用电负荷等级为一级，需双电源供电。
净化厂厂区的用电由2个外接电源提供，电压为35kV，供电电源分别由**电力公司所属的龙蛇背110kV变电站和驼丘110kV变电站各引出一回35kV线路