一种用于含硫天然气开发综合利用系统及工艺的制作方法

本发明属于天然气处理及应用技术领域，具体涉及一种用于含硫天然气开发综合利用系统及工艺。

背景技术：

天然气是在地下空隙层中天然生成的，是以甲烷、乙烷、丙烷等低分子饱和烃为主的烃类气体与少量硫化氢、二氧化碳、氮气等非烃类气体组成的混合气体。它作为一种清洁、高效和优质的气体能源和化工原料广泛应用于城市燃气、天然气液化、天然气发电和天然气化工等多个领域。随着“川气东送”管道和“西气东输二线”全线投产，我国已基本形成全国天然气骨干管网。在国家政策的要求下，在市场需求量日益旺盛的条件下，中国正迎来一波“天然气浪潮”来自地下的天然气通常含有h2s、co2等组分，h2s和co2等酸性气体的存在将引起管线、设备等的腐蚀，且在有水存在的条件下加速腐蚀，因此需要对co2进行分离，对h2s进行回收，通常co2的含量较少，回收价值不高，因此仅对h2s进行回收，硫化氢的回收工艺主要有硫回收和酸回收，硫回收工艺以克劳斯工艺为主，络合铁湿法脱硫工艺也相继有了应用，但是仍存在诸多问题，克劳斯工艺投资较大，占地面积大，建设周期长，尾气仍存在so2超标问题，而络合铁湿法脱硫工艺问题更为严重，脱硫药剂循环量大，存在硫磺纯度低(仅为70％)，湿法硫工艺硫磺精制段产生大量的含盐废水，较难处理。

随着环保标准的愈来愈严格，需要发展新的单井含硫天然气开采及深加工工艺技术，解决单井井站脱硫、降低基建投资、降低运维成本、减少环境污染的新工艺及装置。

技术实现要素：

本发明的目的在于针对现有含硫天然气单井开发及深加工工艺技术中存在的问题提供含硫天然气开发综合利用系统及工艺，该系统在保证天然气脱硫和天然气深加工的前提下尽可能的减少能源消耗，实现硫的回收与资源化利用，实现余热发电回收回用。

本发明的技术方案是：

一种用于含硫天然气开发综合利用系统，包括胺法脱硫脱碳系统、湿法制酸系统、余热发电系统及lng液化系统。

所述的胺法脱硫脱碳系统包括重力沉降分离器，重力沉降分离器与吸收塔连接，吸收塔塔顶排出来的脱硫后的净化天然气进入净化气分离器，经净化气分离器分离出携液和杂质后的净化气外输；从吸收塔的塔底排出来的富液进入闪蒸罐，经闪蒸罐闪蒸掉溶解的烃类后的气体从闪蒸罐顶部出口排出进入湿法制酸系统；经闪蒸罐闪蒸后的富液经过过滤器过滤掉杂质后进入贫/富液换热器，贫/富液换热器的出口与再生塔连接；再生塔塔底出口与再沸器连接，经再沸器进一步脱除h2s和co2,脱除h2s和co2的贫液从再沸器排出由贫液泵增压后进入贫富液换热器冷却，经贫富液换热器冷却后经过脱硫液循环泵送入吸收塔循环脱硫；再生塔塔顶排出的气体进入酸气冷却器冷却回收贫液，经酸气冷却器冷却后贫液进入回流罐，回流罐底部与再生塔连接，所述的回流罐顶部排出气体进入湿法制酸系统。

所述的湿法制酸系统包括酸气焚烧炉，所述的闪蒸罐顶部出口与酸气焚烧炉连接，所述的酸气焚烧炉气体排出口与so2转化器连接，所述的so2转化器与硫酸冷凝器连接，硫酸冷凝器底部排出口连接换热器，换热器排出口与硫酸储罐连通，所述的硫酸储罐排出的硫酸由硫酸泵和硫酸循环泵外排；所述的硫酸冷凝器顶部排出的气体由气体排出口进入酸雾捕集器内，硫酸循环泵将硫酸储罐内的硫酸喷入酸雾捕集器内顶部，不凝气体从酸雾捕集器顶部的烟囱排入大气中。

所述的余热发电系统包括废热锅炉，所述的酸气焚烧炉的顶部气体排出口与废热锅炉连接，所述的so2转化器的顶部气体排出口与废热锅炉连接，所述的废热锅炉顶部排气口与凝气汽轮机连通，所述的凝气汽轮机处设置发电机；所述的凝气汽轮机底部液体排出口设置回收凝结水的凝液水箱，所述回收的凝结水经凝液水箱排出后由凝结水泵增压后进入换热器，换热器与再沸器连接。

所述的lng液化系统包括脱硫预处理装置、若干级换热器和安装在各级换热器进口处的若干气液分离器，经净化气分离器分离出携液和杂质后的净化气进入脱硫预处理装置，经脱硫预处理装置处理过的净化气体进入一级换热器，混合制冷剂依次经过压缩机一、水冷却器和气液分离器一后进入一级换热器中，经过一级换热器冷却后的气态混合制冷剂进入气液分离器二，经过一级换热器冷却后的气液相分别进入二级换热器，经过二级换热器冷却后的气态混合制冷剂进入气液分离器三，经过二级换热器冷却后的气液相分别进入三级换热器，从最后一级换热器出来的气液相经过终级气液分离器，终级气液分离器内的不凝天然气进入压缩机二后进入一级换热器再次液化或者是进入酸气焚烧炉作为燃料气使用，终级气液分离器内的液化天然气进入lng储罐内存储。

具体的，所述的贫富液换热器与脱硫液循环泵之间设置贫液冷却器。

具体的，所述的回流罐与再生塔之间设置回流泵。

具体的，所述的换热器包括换热器一和换热器二。

具体的，所述的换热器二处设置吹入新鲜空气的鼓风机，所述的换热器二与所述的硫酸冷凝器顶部连接，所述的硫酸冷凝器底部排出液进入酸气焚烧炉。

具体的，所述的so2转化器为立式容器，内设三层催化剂床层，每层催化剂床层下方分别设有层间冷却器。

使用如上所述的用于含硫天然气开发综合利用系统进行天然气处理和应用的工艺，包括如下步骤：步骤一：含硫天然气先经过重力沉降分离器除去其中夹带的液滴和固体杂质再进入吸收塔与塔内的吸收液逆流接触，脱除h2s和co2，吸收塔塔顶排出来的脱硫后的净化天然气经过出口的净化气分离器后分离出携液和杂质后净化气外输；从吸收塔塔底出来的富溶，先经过闪蒸罐闪蒸掉溶解的烃类进入酸气焚烧炉过氧燃烧生成so2；步骤二：经闪蒸罐闪蒸后的富液经过过滤器过滤掉杂质后进入贫/富液换热器升温到105℃后进入再生塔，富液在再生塔内与逆流而上的高温蒸汽接触解吸出h2s和co2；再生塔塔底出来的120℃半贫液进入再沸器进一步脱除h2s和co2,脱除h2s和co2的贫液由贫液泵增压后经贫/富液换热器冷却后，再经贫液冷却器冷再次冷却后经过脱硫液循环泵送入吸收塔循环脱硫；从再生塔解吸出来的酸气进入酸气冷却器冷却回收贫液，冷却后贫液进入回流罐由回流罐底部设置的回流泵输送至再生塔进行回收再利用；步骤三：回流罐顶部排出的提浓酸性气体进入酸气焚烧炉，酸性气体在酸气焚烧炉内进行过氧燃烧生成so2，酸气焚烧炉内的so2气体经过废热锅过炉的换热降温后进入so2转化器，在so2转化器内so2在催化剂作用下转化为so3；步骤四：当温度降至硫酸蒸气露点后，so3气体进入硫酸冷凝器，硫酸冷凝器内so3气体和水蒸汽在管程内向上流动发生水合反应生成h2so4，并随着温度的降低凝结为质量分数98％的液态热硫酸，热硫酸温度为246℃左右，经过换热器一降到150℃后再经过换热器二换热降温至40℃左右后进入硫酸储罐，然后由硫酸泵装车定期外输；步骤五：硫酸冷凝器顶部排出的气体进入酸雾捕集器，在酸雾捕集器内气体与硫酸循环泵从顶部喷入的冷硫酸逆流接触，实现硫酸蒸汽的凝结回收，不凝气体从烟囱排入大气中；步骤六：鼓风机鼓入的新鲜空气首先经过换热器二对来自换热器一的150℃的硫酸进行再次降温，然后进入硫酸冷凝器上部与硫酸冷凝器下部来自so2转化器的so3和水蒸气进行热交换实现so3和水蒸气的水合反应，然后从硫酸冷凝器底部排出后进入酸气焚烧炉与回流罐上部排出的提浓酸气发生过氧燃烧反应，实现h2s转化为so2；步骤七：由废热锅炉顶部排出的中压高温蒸汽进入余热发电系统的凝气汽轮机，由发电机进行发电，实现中压过热蒸汽由热能转化为电能；中压高温蒸汽经过凝气汽轮机后温度降到100℃以下，实现蒸汽的冷凝，蒸汽进入凝液水箱实现凝结水的回收，回收的凝结水由凝结水泵增压后进入换热器一，然后由换热器一进入硫酸冷凝器，对硫酸冷凝器内的热硫酸进行降温；同时换热器一内的凝结水升温后进入胺法脱硫脱碳系统的再沸器用于对再沸器内半贫液的加热，加速半贫液中溶解吸收的酸性气体解吸，再沸器内的凝结水经so2转化器进入废热锅炉循环利用；步骤八：从净化气分离器出来的净化天然气进入脱硫预处理装置，在脱硫预处理装置内进行脱水、脱硫、脱汞，预处理后的净化天然气进入lng液化系统的若干级换热器后降温，然后经过终级气液分离器分离出不凝的天然气后进入lng储罐形成成品lng外输，不凝天然气经压缩机增压后进入酸气焚烧炉作为燃料气使用或进入lng液化系统的一级换热器入口进行再次液化。

具体的，所述的吸收塔内的吸收液是浓度为40～45％mdea的水溶液，吸收塔内压力为3.5～4.0mpa。

具体的，所述的so2反应器内的催化剂为v2o5。

具体的，所述的废热锅炉顶部排出的中压高温蒸汽的温度为420℃，压力为3.9mpa。

本发明提供的系统集成了含硫天然气脱硫脱碳、酸性气(h2s)制酸(h2so4)、净化天然气制lng、余热发电等系统，含硫天然气低成本开发建设、低成本运行、天然气液化储存、响应国家能源综合利用战略布局，同时可实现不同季节对燃气的调峰需求。本发明还具有以下特点：①硫回收率高，硫的回收率可达99.9％以上；②适用含硫天然气流量、含硫量等波动范围广，能处理h2s体积分数在3％～60％范围内的酸性气体；③无环境污染，工艺简单、没有化学药品消耗和污水排放，热效率高、成品为高质量硫酸(浓度92～98％)，不用工艺水，不产生废渣或废水，对环境没有二次污染；④运行成本低，除装置开车时需启动燃料和热载体熔盐熔融时需要外加热源外，一旦运转起来，可高效回收大量的工艺反应热，副产4.0mpa、420℃的过热蒸汽，用于余热发电，回用驱动用电设备；⑤自动化程度高，整套工艺采用dcs自动控制。本发明所提供的含硫天然气开发综合利用工艺及系统大大降低了建设投资成本；缩短了建设周期；运行过程中不产生废水、废渣；提高了净化天然气的销售收入，同时实现余热回收，可广泛应用于含硫天然气开发及深加工。

附图说明

图1是本发明的结构示意图。

其中箭头指的是气体或液体流动方向。

1重力分离器、2吸收塔、3净化器分离器、4闪蒸罐、5过滤器、6贫/富液换热器、7再生塔、8再沸器、9贫液增压泵、10脱硫液冷却器、11脱硫液循环泵、12酸气冷却器、13回流罐、14回流泵、15酸气焚烧炉、16废热锅炉、17so2转化器、18硫酸冷凝器、19换热器一、20换热器二、21硫酸储罐、22硫酸泵、23酸雾捕集器、24烟囱、25硫酸循环泵、26鼓风机、27凝气汽轮机、28凝结水箱、29凝结水泵、30发电机、31lng外输泵、32脱硫预处理装置、33压缩机一、34水冷却器、35气液分离器一、36一级换热器、37气液分离器二、38二级换热器、39气液分离器三、40三级换热器、41气液分离器四、42四级换热器、43压缩机二、44气液分离器五、45lng储罐。

具体实施方式

如图1所示为一种用于含硫天然气开发综合利用系统的结构示意图，该系统包括胺法脱硫脱碳系统、湿法制酸系统、lng液化系统和余热发电系统。

所述的胺法脱硫脱碳系统包括重力沉降分离器1，重力沉降分离器1与吸收塔2连接，吸收塔2塔顶排出来的脱硫后的净化天然气进入净化气分离器3，经净化气分离器3分离出携液和杂质后的净化气外输；从吸收塔2的塔底排出来的富液进入闪蒸罐4，经闪蒸罐4闪蒸掉溶解的烃类后的气体从闪蒸罐4顶部出口排出进入湿法制酸系统；经闪蒸罐4闪蒸后的富液经过过滤器5过滤掉杂质后进入贫/富液换热器6，贫/富液换热器6的出口与再生塔7连接；再生塔7塔底出口与再沸器8连接，经再沸器8进一步脱除h2s和co2,脱除h2s和co2的贫液从再沸器8排出由贫液泵9增压后进入贫富液换热器6冷却，经贫富液换热器6冷却后经过脱硫液循环泵11送入吸收塔2循环脱硫，贫富液换热器6与脱硫液循环泵11之间设置贫液冷却器10；再生塔7塔顶排出的气体进入酸气冷却器12冷却回收贫液，经酸气冷却器12冷却后贫液进入回流罐13，回流罐13底部与再生塔7连接，回流罐13与再生塔7之间设置回流泵14，所述的回流罐13顶部排出气体进入湿法制酸系统。

所述的湿法制酸系统包括酸气焚烧炉15，所述的闪蒸罐4顶部出口与酸气焚烧炉15连接，所述的酸气焚烧炉15气体排出口与so2转化器17连接，所述的so2转化器17与硫酸冷凝器18连接，硫酸冷凝器18底部排出口依次连接换热器一19和换热器二20，换热器二20排出口与硫酸储罐21连通，所述的硫酸储罐21排出的硫酸由硫酸泵22和硫酸循环泵25外排；所述的硫酸冷凝器18顶部排出的气体由气体排出口进入酸雾捕集器23内，硫酸循环泵25将硫酸储罐21内的硫酸喷入酸雾捕集器23内顶部，不凝气体从酸雾捕集器23顶部的烟囱24排入大气中；所述的换热器二20处设置吹入新鲜空气的鼓风机26，所述的换热器二20与所述的硫酸冷凝器18顶部连接，所述的硫酸冷凝器18底部排出液进入酸气焚烧炉15。

所述的余热发电系统包括废热锅炉16，所述的酸气焚烧炉15的顶部气体排出口与废热锅炉16连接，所述的so2转化器17的顶部气体排出口与废热锅炉16连接，所述的废热锅炉16顶部排气口与凝气汽轮机27连通，所述的凝气汽轮机27处设置发电机30；所述的凝气汽轮机27底部液体排出口设置回收凝结水的凝液水箱28，所述回收的凝结水经凝液水箱28排出后由凝结水泵29增压后进入换热器，换热器与再沸器8连接。

所述的lng液化系统包括脱硫预处理装置32、若干级换热器和安装在各级换热器进口处的若干气液分离器，经净化气分离器3分离出携液和杂质后的净化气进入脱硫预处理装置32，经脱硫预处理装置32处理过的净化气体进入一级换热器36，混合制冷剂依次经过压缩机一33、水冷却器34和气液分离器一35后进入一级换热器36中，经过一级换热器36冷却后的气态混合制冷剂进入气液分离器二37，经过一级换热器36冷却后的气液相分别进入二级换热器38，经过二级换热器38冷却后的气态混合制冷剂进入气液分离器三39，经过二级换热器38冷却后的气液相分别进入三级换热器40，从最后一级换热器出来的气液相经过终级气液分离器44，终级气液分离器44内的不凝天然气进入压缩机二43后进入一级换热器36再次液化或者是进入酸气焚烧炉15作为燃料气使用，终级气液分离器44内的液化天然气进入lng储罐45内存储。

使用如上所述的用于含硫天然气开发综合利用系统进行天然气开发和应用的工艺，包括如下步骤：步骤一：含硫天然气先经过重力沉降分离器1除去其中夹带的液滴和固体杂质再进入吸收塔2与塔内的吸收液逆流接触，脱除h2s和co2，吸收塔2塔顶排出来的脱硫后的净化天然气经过出口的净化气分离器3后分离出携液和杂质后净化气进入lng液化系统；从吸收塔2塔底出来的富溶，先经过闪蒸罐4闪蒸掉溶解的烃类进入酸气焚烧炉15过氧燃烧生成so2；步骤二：经闪蒸罐4闪蒸后的富液经过过滤器5过滤掉杂质后进入贫/富液换热器6升温到105℃后进入再生塔7，富液在再生塔7内与逆流而上的高温蒸汽接触解吸出h2s和co2；再生塔7塔底出来的120℃半贫液进入再沸器8进一步脱除h2s和co2,脱除h2s和co2的贫液由贫液泵9增压后经贫/富液换热器6冷却后，再经贫液冷却器冷10再次冷却后经过脱硫液循环泵11送入吸收塔2循环脱硫；从再生塔7解吸出来的酸气进入酸气冷却器12冷却回收贫液，冷却后贫液进入回流罐13由回流罐底部设置的回流泵14输送至再生塔7进行回收再利用；步骤三：回流罐13顶部排出的提浓酸性气体进入酸气焚烧炉15，酸性气体在酸气焚烧炉内进行过氧燃烧生成so2，酸气焚烧炉15内的so2气体经过废热锅过炉16的换热降温后进入so2转化器17，在so2转化器17内so2在催化剂v2o5作用下转化为so3；步骤四：当温度降至硫酸蒸气露点后，so3气体进入硫酸冷凝器18，硫酸冷凝器18内so3气体和水蒸汽在管程内向上流动发生水合反应生成h2so4，并随着温度的降低凝结为质量分数98％的液态热硫酸，热硫酸温度为246℃左右，经过换热器一19降到150℃后再经过换热器二20换热降温至40℃左右后进入硫酸储罐21，然后由硫酸泵22装车定期外输；步骤五：硫酸冷凝器18顶部排出的气体进入酸雾捕集器23，在酸雾捕集器23内气体与硫酸循环泵25从顶部喷入的冷硫酸逆流接触，实现硫酸蒸汽的凝结回收，不凝气体从烟囱24排入大气中；步骤六：鼓风机26鼓入的新鲜空气首先经过换热器二20对来自换热器一19的150℃的硫酸进行再次降温，然后进入硫酸冷凝器18上部与硫酸冷凝器18下部来自so2转化器17的so3和水蒸气进行热交换实现so3和水蒸气的水合反应，然后从硫酸冷凝器18底部排出后进入酸气焚烧炉与回流罐13上部排出的提浓酸气发生过氧燃烧反应，实现h2s转化为so2；步骤七：由废热锅炉16顶部排出的中压高温蒸汽进入余热发电系统的凝气汽轮机27，由发电机29进行发电，实现中压过热蒸汽由热能转化为电能；中压高温蒸汽经过凝气汽轮机27后温度降到100℃以下，实现蒸汽的冷凝，蒸汽进入凝液水箱28实现凝结水的回收，回收的凝结水由凝结水泵29增压后进入换热器一19，然后由换热器一19进入硫酸冷凝器18，对硫酸冷凝器18内的热硫酸进行降温；同时换热器一19内的凝结水升温后进入胺法脱硫脱碳系统的再沸器8用于对再沸器8内半贫液的加热，加速半贫液中溶解吸收的酸性气体解吸，再沸器8内的凝结水经so2转化器17进入废热锅炉16循环利用；步骤八：从净化气分离器3出来的净化天然气进入脱硫预处理装置14，在脱硫预处理装置14内进行脱水、脱硫、脱汞，预处理后的净化天然气进入lng液化系统的若干级换热器后降温，然后经过终级气液分离器44分离出不凝的天然气后进入lng储罐45形成成品lng外输，不凝天然气经压缩机43增压后进入酸气焚烧炉15作为燃料气使用或进入lng液化系统的一级换热器入口进行再次液化。

所述的吸收塔2内的吸收液是浓度为40～45％mdea的水溶液，吸收塔2内压力为3.5～4.0mpa，所述的so2反应器17内的催化剂为v2o5，所述的废热锅炉16顶部排出的中压高温蒸汽的温度为420℃，压力为3.9mpa。

本发明使用胺法脱硫脱碳系统进行醇胺法脱除酸性气体(co2、h2s)工艺采用mdea(40～45％)的水溶液作为酸性气体吸收液，酸性气体在加压及常温条件下，mdea(40～45％)的水溶液在吸收塔2(3.5～4.0mpa)内吸收天然气中的酸性组分，在压力的作用下进入闪蒸罐4，由于瞬间减压的作用，使富液中溶解和夹带的烃类闪蒸出来，闪蒸气可以用作酸气焚烧炉的助燃气，闪蒸后的富液经过滤器5进入贫/富液换热器6，与已完成再生的热醇胺溶液(简称贫液)换热而被预加热，然后进入在低压下操作的再生塔7顶部，在再生塔7(操作压力50～60kpa，操作温度塔顶80～85℃，塔底105～110℃)内，富液首先在塔顶闪蒸出部分酸性组分，然后自上而下流动，与在再沸器8中加热汽化的气体(大部分为水蒸气)接触，将溶液中其余的酸性组分进一步汽提出来，离开再沸器8的热贫液经贫/富液换热器6回收热量后，再经脱硫液冷却器10进一步冷却至适当温度(40～45℃)然后由脱硫液循环泵送至吸收塔2顶部，完成循环利用。

本发明中采用湿法制酸系统进行湿法制酸工艺是将h2s制成液态硫酸，由醇胺法脱除酸性气体装置中的再生塔7顶部分离的酸性气体(co2、h2s)进入酸气焚烧炉15，酸性气(co2、h2s)与燃烧空气鼓风机26提供的燃烧空气在酸气焚烧炉15中进行燃烧，h2s与o2反应生成so2，温度是1175℃左右，反应式h2s+1.5o2＝so2+h2o，在酸气焚烧炉15内生成的工艺气体，出炉后经废热锅炉16(气包压力3.6～4.0mpa，温度390～410℃)换热冷却，气体被冷却到约435～450℃，直接进入so2转化器17。

在so2转化器17内，so2在催化剂催化作用下，转化为so3，反应式so2+0.5o2＝so3。在so2转化器17内气体中所含的so2在三层绝热催化床层上转化，温度降至硫酸蒸汽露点270℃以上后经酸雾控制器进入硫酸冷凝器18。硫酸冷凝器18是一个降膜式冷凝器，由多组并联的玻璃管组成，玻璃管配有螺旋线和除雾器。气体中所含的h2so4在硫酸冷凝器18内管程向上流动，由空气冷凝后的硫酸沿玻璃管壁流到底部的酸雾捕集器23中；在硫酸冷凝器18中so3与h2o水合反应生成气相h2so4，反应式so3+h2o＝h2so4；然后气相h2so4被空气降温冷凝为硫酸，在硫酸冷凝器18内气体走管程，从底部进入，用空气冷却，冷凝生成的约240℃，浓度97％热硫酸，再与冷循环酸相混合，混合后的温度为60℃，然后进入酸雾捕集器23中，冷却到40℃的硫酸液体储存在硫酸储罐21内，定期由罐车外输，酸雾捕集器23的尾气145℃达到排放标准由烟囱24排出。

实施例1

本实施例以某含硫天然气单井开发及综合利用为例，对本发明及装置进行详细的进一步说明。

某含硫天然气单井天然气生产能力15×104nm3/d；含硫天然气气源压力5.0mpa，气源温度：20℃，气质组分如下表1所示。

表1：某含硫天然气井气质组分表

表2：含硫天然气lng气质及产品参数表

对某含硫天然气单井天然气的含硫天然气单井进行脱硫及应用的工艺如下：

将压力为5.0mpa，温度为20℃的含硫天然气(含h2s7.161％、co25.512％)先经过重力沉降分离器1除去其中夹带的液滴和固体杂质；再进入吸收塔2与其内40℃的mdea液逆流接触，脱除h2s和co2。吸收塔2塔顶出来的43.3℃脱硫后的净化天然气经过出口的净化气分离器3后分离出携液和杂质后净化气进入lng液化系统进行液化处理；从吸收塔2塔底出来的37.3℃的富mdea溶液，先经过闪蒸罐4闪蒸掉溶解的烃类进入酸气焚烧炉15进行过氧燃烧生成so2；闪蒸罐4闪蒸后的富液mdea经过过滤器5过滤掉杂质后进入贫富液换热器6升温到105℃后进入再生塔7，与逆流而上的高温蒸汽接触，解吸出h2s和co2。吸收塔2塔底出来的120℃半贫液进入再沸器8进一步脱除h2s和co2，脱除h2s和co2的贫液由贫液泵9增压后经贫富液换热器6冷却到51℃后，再经贫液冷却器冷10却到40℃后经过脱硫液循环泵11送入吸收塔循环脱硫，解吸出来的酸气(h2s、co2)进入酸气冷却器12冷却回收贫液，冷却后贫液进入回流罐13由回流罐底部设置的回流泵14输送至再生塔进行回收再利用。

从回流罐13上部出来的提浓酸气进入湿h2s制酸系统的酸气焚烧炉15，酸性气(h2s)在酸气焚烧炉内进行过氧燃烧生成so2(2h2s+3o2→2so2+2h2o)，高温的so2(1200℃左右)气体经过废热锅炉16的换热盘管后降温至435℃左右后进入so2转化器17，在so2转化器17内，so2在催化剂(v2o5)作用下转化为so3(2so2+o2→2so3)。so2转化器为立式容器，内设3层催化剂床层，每层催化剂床层下方均设有层间冷却器，以便移走催化反应热，提高so2向so3转化的转化率。当温度降至硫酸蒸气露点(280℃左右)以上后，so2转化器17内生成的so3进入硫酸冷凝器18，气体中so3气体和水蒸汽在硫酸冷凝器18管程内向上流动发生水合反应生成h2so4，并随着温度的降低凝结为约246℃、质量分数98％的液态热硫酸，热硫酸经过换热器19降到150℃后再经过换热器20换热降温至40℃左右后进入硫酸储罐21，然后由硫酸泵22装车定期外输。硫酸冷凝器顶部排出的气体(含硫硫酸蒸汽、co2、n2等)进入酸雾捕集器23，在酸雾捕集器内与硫酸循环泵25从顶部喷入的冷硫酸逆流接触，实现硫酸蒸汽的凝结回收，不凝气体(co2、n2等)从烟囱24排入大气中。鼓风机26鼓入的新风首先经过换热器20对来自换热器19的150℃的硫酸进行降温，然后进入硫酸冷凝器18上部与硫酸冷凝器18下部来自so2转化器17的so3和水蒸气进行热交换实现so3和水蒸气的水合反应，然后从硫酸冷凝器18底部排出后进入酸气焚烧炉与来自胺法脱硫脱碳系统的回流罐13上部排出的提浓酸气发生过氧燃烧反应，实现h2s转化为so2(2h2s+3o2→2so2+2h2o)。

来自废热锅炉16顶部排出的中压高温蒸汽3.9mpa、420℃的过热蒸汽进入余热发电系统的凝气汽轮机27，发电机30进行发电，实现中压过热蒸汽由热能转化为电能；过热蒸汽经过凝气汽轮机后温度从420℃降低到100℃以下，实现蒸汽的冷凝，蒸汽进入凝液水箱28实现凝结水的回收，回收的凝结水由凝结水泵29增压后进入换热器一19，然后由换热器一19进入硫酸冷凝器18，对硫酸冷凝器18内的热硫酸进行降温；同时换热器一19内的凝结水升温后进入胺法脱硫脱碳系统的再沸器8用于对再沸器8内半贫液的加热，加速半贫液中溶解吸收的酸性气体解吸，再沸器8内的凝结水经so2转化器17进入废热锅炉16循环利用。

由废热锅炉16顶部进入余热发电系统的凝气汽轮机27，由发电机29进行发电，实现中压过热蒸汽由热能转化为电能；中压高温蒸汽经过凝气汽轮机27后温度降到100℃以下，实现蒸汽的冷凝，蒸汽进入凝液水箱28实现凝结水的回收。

从净化气分离器3出来的净化天然气进入脱硫预处理装置14，在脱硫预处理装置14内进行脱水、脱硫、脱汞，预处理后的净化天然气(压力4.6mpa、h2s含量小于3.5mg/l、cos小于0.1mg/l、co2含量小于100mg/l、水分含量小于0.1mg/l、hg含量小于0.01μg/m3)进入lng液化系统的一级换热器36，混合制冷剂经过压缩机一33压缩，用水冷却器34冷却后，进入气液分离器一35,净化天然气和混合制冷剂分别进入一级换热器36内,液体在一级换热器36中过冷后再经过节流阀节流降温，与后继流程的返流气混合后共同为一级换热器36提供冷量，冷却天然气、气态混合制冷剂和需过冷的液态混合制冷剂。气态混合制冷剂经过一级换热器36冷却后进入气液分离器二37，气液相分别进入二级换热器38，液体经过冷和节流降温后与返流气混合为二级换热器38提供冷量，天然气进一步降温；气态混合制冷剂在三级换热器40中被冷却后，在四级换热器42中进行过冷，然后节流降压降温后返回四级换热器42，以冷却天然气和混合制冷剂；净化天然气依次流过四个换热器后，温度逐渐降低，然后经过终级气液分离器44分离出不凝的天然气后进入lng储罐45形成成品lng(-140℃、3.9mpa)外输，不凝天然气经压缩机43增压后进入酸气焚烧炉15作为燃料气使用或进入lng液化系统的一级换热器36入口进行再次液化。

该含硫天然气单井开发及深加工中的脱硫脱碳系统、湿h2s制酸系统总电耗约为1600kw/h，其余热发电系统每小时可输出1600kw可以满足含硫天然气单井脱硫脱碳动设备全部的用电负荷，每年可以节约电费10013.76万，同时实现520万元的硫酸销售收入。

最后应当说明的是:以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非对其限制；尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细的说明，所属领域的普通技术人员应当理解：依然可以对本发明的具体实施方式进行修改或者对部分技术特征进行等同替换；而不脱离本发明技术方案的精神，其均应涵盖在本发明请求保护的技术方案范围当中。