CN105013296A - 一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统及方法，该系统包括依次连接的天然气过滤分离系统、溶液吸收系统、闪蒸提浓系统和溶液再生系统、溶液稳定系统和溶液过滤系统。本发明适用于大型天然气脱硫脱碳装置和含硫原料天然气直接LNG液化的脱硫脱碳预处理装置，既解决了天然气脱硫脱碳装置大型化引起的操作不稳定、溶剂损耗量大的问题，也解决了天然气脱硫脱碳后硫磺回收装置设备尺寸过大的问题。与aMDEA工艺、MDEAmax工艺相比，本发明达到相同产品气指标时酸气量降低20～45％，相应下游硫磺回收装置设备和管线可减小20～45％，具有明显的优势及广泛的应用前景。

Description

一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统及方法

技术领域

本发明属于天然气处理技术领域，具体涉及一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统及方法。

背景技术

由于我国能源需求与日俱增，同时环保要求更加严格，天然气作为一种优质、高效、清洁的能源，在一次能源消费中的比例日益提高。随着我国天然气开发不断增多，无论是以管输气为目的的天然气处理厂还是以LNG液化为目的的含硫天然气预处理装置，天然气处理装置规模越来越大。目前我国设计建设的天然气处理装置单列处理量均低于国外水平，处理规模的增大主要通过增加成套装置列数来实现。国外天然气处理整体朝着大型化方向发展，采用单套大型化装置技术实现天然气高效处理，提高经济效益，但大型化天然气处理技术仍掌握在国外公司手中。

脱硫脱碳装置是含硫天然气处理中主体装置，用以脱除原料天然气绝大部分H₂S、CO₂、有机硫等杂质气体。大型脱硫脱碳技术面临装置操作波动大、溶剂损耗多和下游装置处理负荷大等问题。因此，突破大型化脱硫脱碳技术是解决大型化天然气处理技术的关键。

目前全世界广泛使用的大型天然气脱硫脱碳工艺都是以常规胺法脱硫脱碳工艺为基础进行的改进。国外公司的改进思路主要分为两种：一种是通过采用高效脱硫脱碳溶剂实现相同处理规模情况下减小设备尺寸，如aMDEA工艺；另一种是采用改进工艺流程，使脱硫脱碳装置满足大型化后的装置稳定性要求，如MDEAmax工艺。下面将分别介绍上面两种典型的工艺：

(1)aMDEA工艺采用利用aMDEA专利溶剂对H₂S具有高的选择性，特别是原料气中H₂S含量很低而CO₂分压极高的场合，在大型脱硫脱碳装置中使用较低的溶液循环量实现在保证产品气CO₂含量合格的情况下高效脱除绝大部分H₂S。由于aMDEA溶剂的化学和热稳定性比较好，选择性脱硫效率比普通MDEA溶剂高，溶剂用量较少，可以一定程度减小装置设备规模。该工艺虽然利用aMDEA对H₂S具有高的选择性，已经减少了溶液对CO₂的吸收，但要保证原料气中较高的CO₂能够脱除到相对较低的水平，仍有可观数量的CO₂溶解在aMDEA溶液中，随着溶液再生过程脱除的H₂S和CO₂进入酸气中，并送至下游硫磺回收装置或其他酸气处理装置，这些下游装置的作用是处理酸气中有毒的H₂S，实现硫高效回收和尾气达标排放，在酸气处理过程中CO₂仅作为惰性气体不参与任何反应。aMDEA工艺并没有考虑到硫磺回收装置的设备尺寸与酸气总量成正比关系，而酸气中CO₂的存在使得硫磺回收装置的设备尺寸有很大程度的浪费，这种浪费现象在大型化天然气处理过程中将更加突出，有可能当酸气中CO₂浓度高到一定程度，使硫磺回收装置设备尺寸超大，并且成为大型天然气处理装置全流程中新的设计、制造或运输瓶颈。

(2)MDEAmax工艺特点主要是通过选择高浓度的MDEA溶液(浓度为50wt％)强化脱硫脱碳效果，单位体积的高浓度胺液能够吸收更多H₂S和CO₂，从而降低溶液循环量，减小相同处理规模条件下的设备尺寸。但是高浓度MDEA溶液存在着粘度偏高，溶液发泡倾向增大，操作不稳定，湿净化天然气夹带溶液量增大，溶液损耗高等问题。该工艺在大型脱硫脱碳装置中操作不稳定、溶剂损耗高等问题将被进一步放大，为了解决这些问题，MDEAmax工艺在常规胺法脱硫脱碳流程基础上，在溶液循环回流的贫液段增加一个贫液缓冲罐，利用贫液缓冲罐巨大的溶液储量平衡各设备内液面的剧烈波动；同时，在吸收塔顶湿净化天然气出装置前设置水洗塔，将湿净化天然气用常温除氧水进行水洗回收湿净化气夹带的胺液，并将胺液送至脱硫脱碳装置闪蒸罐中，从而降低溶液损耗。虽然MDEAmax工艺很好地解决了大型脱硫脱碳装置操作稳定性和溶剂损耗问题，但仍然没有注意到MDEA对H₂S和CO₂的共吸作用在大型化过程中对下游硫磺回收装置设备尺寸过大的影响。MDEA对H₂S和CO₂的共吸作用造成再生酸气进入下游硫磺回收装置时H₂S浓度偏低，受反应平衡影响，硫收率偏低，如果原料气中C/S较高时，可能造成脱硫酸气中H₂S浓度更低，迫使硫磺回收工艺采用分流法，并采用燃料气助燃，进一步影响硫收率。为了避免硫磺回收工艺采用分流法，工程中常在脱硫脱碳装置与硫磺回收装置之间设置酸气提浓装置(工艺原理和设备种类与脱硫脱碳装置类似)，利用该装置对脱硫脱碳装置产生的酸气进行提浓，脱除大部分CO₂，提高进入硫磺回收装置酸气的H₂S浓度，既能避免采用分流法，又能降低进入硫磺回收装置的酸气量，进而减小硫磺回收装置设备和管线尺寸。但这种方案需要增加一整套酸气提浓装置，工程投资高，且占地面积大。

发明内容

为了克服现有技术的缺点，本发明提供了一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统及方法，该系统及方法既能够完成常规天然气脱硫脱碳功能，同时又能够利用H₂S和CO₂的闪蒸特性和以MDEA为基质的胺液对H₂S的选择性吸收特性对富液中H₂S含量提浓，并分别匹配高压天然气脱硫脱碳和低压酸气提浓工艺条件，完成酸气提浓过程。本发明适用于大型天然气脱硫脱碳装置和含硫原料天然气直接LNG液化的脱硫脱碳预处理装置，能解决天然气脱硫脱碳装置大型化存在的问题，同时显著减小下游硫磺回收装置设备尺寸和能耗。

本发明所采用的技术方案是：一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，包括依次连接的天然气过滤分离系统、溶液吸收系统、闪蒸提浓系统和溶液再生系统，其中：

所述天然气过滤分离系统包括依次连接的重力分离器和过滤分离器；

所述溶液吸收系统包括依次连接的吸收塔和湿净化气水洗塔；

所述闪蒸提浓系统包括依次连接的一级闪蒸装置、贫富液换热器、富液加热器和二级闪蒸装置；所述一级闪蒸装置包括一级闪蒸罐和一级闪蒸塔，所述二级闪蒸装置包括依次国依次连接的二级闪蒸罐、二级闪蒸气冷却器和二级闪蒸塔；

所述溶液再生系统包括再生塔、再生塔顶回流罐和再生塔重沸器，所述再生塔顶部气体出口通过再生塔顶冷凝冷却器与再生塔顶回流罐连接，再生塔顶回流罐的液体出口经再生塔回流泵与再生塔上部液体入口相连。

进一步地，在所述脱硫脱碳吸收塔和再生塔之间设置有溶液稳定系统，所述溶液稳定系统包括依次连接的热贫液泵、贫液空冷器、贫液后冷器、贫液缓冲罐、贫液升压泵和贫液冷却器；所述热贫液泵与贫富液换热器连接，所述贫液冷却器的液体出口分别与一级闪蒸塔和二级闪蒸塔的上部液体入口连接。

进一步地，所述溶液稳定系统中设置有溶液过滤系统，所述溶液过滤系统包括依次连接的贫液过滤泵、贫液预过滤器、活性炭过滤器和贫液后过滤器，所述贫液后过滤器的液体出口与贫液缓冲罐的上部入口相连；所述贫液缓冲罐的下部出口与贫液过滤泵的入口相连。

本发明还提供了一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳方法，包括如下步骤：

步骤一、含硫原料天然气首先经重力分离器和原料气过滤分离器分离除去机械杂质、游离水和污油；

步骤二、分离后的天然气在操作压力为6～10MPa(g)的吸收塔内脱除原料气中大部分的H₂S、CO₂等杂质气体，吸收塔塔顶排出的湿净化气进入湿净化气水洗塔完成水洗后进入下游装置；

步骤三、吸收塔塔底排出的60～75℃的富液与湿净化气水洗塔排出的液体一同进入一级闪蒸罐：闪蒸后的闪蒸气进入操作压力为0.5～0.7MPa(g)的一级闪蒸塔与贫液逆流接触净化后至燃料气系统；闪蒸后的富液经贫富液换热器换热后温度为80～110℃，然后经过富液加热器换热至90～120℃后进入二级闪蒸罐：闪蒸后的闪蒸气经二级闪蒸气冷却器冷却后进入操作压力为0.3～0.5MPa(g)的二级闪蒸塔与贫液逆流接触净化后至燃料气系统或低压放空火炬；

步骤四、二级闪蒸塔底富液和二级闪蒸罐底富液分别泵送至操作压力为0.08～0.12MPa(g)的再生塔，富液在塔内蒸汽的汽提作用下解吸出酸气，酸气由塔顶排出经再生塔顶冷凝冷却器冷凝冷却后进入再生塔顶回流罐；分离出的液体经再生塔回流泵返回再生塔上部；分离出的酸气进入下游酸气处理装置；再生塔底部溶液经过再生塔重沸器加热实现再生。

与现有技术相比，本发明的积极效果是：既解决了天然气脱硫脱碳装置大型化引起的操作不稳定、溶剂损耗量大的问题，也解决了天然气脱硫脱碳后硫磺回收装置设备尺寸过大的问题。具体表现如下：

(1)相同工况下，与aMDEA工艺、MDEAmax工艺相比，本发明达到相同产品气指标时酸气量降低20～45％，相应下游硫磺回收装置设备和管线可减小20～45％，能够有效地缩小主要设备及管道尺寸、节省设备投资，具有明显的优势及广泛的应用前景。

(2)相同工况下，与常规脱硫脱碳装置串联酸气提浓装置相比，本发明兼顾脱硫脱碳和酸气提浓功能，同时减少单独设置的酸气提浓装置的大部分设备，整体能耗降低10～20％，并显著节省投资和设备占地。

附图说明

本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中：

图1为本发明的系统原理图。

具体实施方式

一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，如图1所示，包括：重力分离器1、过滤分离器2、吸收塔3、一级闪蒸罐4、一级闪蒸塔5、贫富液换热器6、富液加热器7、二级闪蒸罐8、二级闪蒸气冷却器9、二级闪蒸塔10、二级闪蒸塔底泵11、二级闪蒸罐底泵12、再生塔13、再生塔顶冷凝冷却器14、回流罐15、再生塔回流泵16、再生塔重沸器17、热贫液泵18、贫液空冷器19、贫液缓冲罐20、贫液升压泵21、贫液后冷器22、贫液循环泵23、湿净化气水洗塔24、水洗泵25、贫液冷却器26、贫液过滤泵27、贫液预过滤器28、活性炭过滤器29和贫液后过滤器30等设备。

本发明在常规胺法脱硫脱碳装置中设置了溶液稳定系统、闪蒸提浓系统(两级闪蒸提浓)和湿净化气水洗系统，形成了适应大型化天然气脱硫脱碳的装置，同时利用H₂S和CO₂的闪蒸特性和以MDEA为基质的胺液对H₂S的选择性吸收特性对富液中H₂S含量提浓，并分别匹配高压天然气脱硫脱碳和低压酸气提浓工艺条件，有效提高大型脱硫脱碳装置操作稳定性，显著减小下游酸气处理装置(如硫磺回收装置)设备尺寸。本发明形成了五个主要功能系统，依次是天然气过滤分离系统(包括重力分离器1和过滤分离器2)、溶液吸收系统(包括吸收塔3、贫液循环泵23、贫液升压泵21、湿净化气水洗塔24、水洗泵25)、闪蒸提浓系统(包括一级闪蒸罐4、一级闪蒸塔5、贫富液换热器6、富液加热器7、二级闪蒸罐8、二级闪蒸气冷却器9、二级闪蒸塔10)、溶液再生系统(包括再生塔13、再生塔顶冷凝冷却器14、再生塔顶回流罐15、再生塔回流泵16、再生塔重沸器17)、溶液稳定及过滤系统(热贫液泵18、贫液空冷器19、贫液后冷器22、贫液缓冲罐20、贫液过滤泵27、贫液预过滤器28、活性炭过滤器29和贫液后过滤器30)，本系统的具体连接方式如下：

重力分离器1顶部出口与过滤分离器2入口相接，过滤分离器2出口与吸收塔3下部气体入口相接，吸收塔3顶部气体出口与湿净化气水洗塔24相接，水洗泵25的进出口分别连接至湿净化气水洗塔24塔下部和塔上部，湿净化气水洗塔24顶部气体出口与下游装置相连；吸收塔3底部液体出口与一级闪蒸罐4顶部入口相接，一级闪蒸罐4与一级闪蒸塔5直接相连，一级闪蒸罐4底部液体出口依次连接贫富液换热器6、富液加热器7、二级闪蒸罐8，二级闪蒸罐8顶部气体出口依次连接二级闪蒸气冷却器9、二级闪蒸塔10，二级闪蒸塔10底部液体出口和二级闪蒸罐8底部液体出口分别经二级闪蒸塔底泵11、二级闪蒸罐底泵12连接至再生塔13上部液体入口，再生塔13顶部气体出口依次连接再生塔顶冷凝冷却器14、回流罐15后再连接下游酸气处理装置，回流罐15的液体出口经再生塔回流泵16与再生塔13上部液体入口相连，再生塔13下部与再生塔重沸器17相连，再生塔13底部液体出口依次与贫富液换热器6、热贫液泵18、贫液空冷器19、贫液后冷器22、贫液缓冲罐20相连，贫液缓冲罐20底部液体出口依次与贫液过滤泵27、贫液预过滤器28、活性炭过滤器29和贫液后过滤器30相连，最终贫液后过滤器30液体出口与贫液缓冲罐20相连，贫液缓冲罐20下部液体出口经贫液升压泵21后分别与贫液循环泵23、贫液冷却器26相连，贫液循环泵23与吸收塔3上部液体入口相连，贫液冷却器26液体出口分别与一级闪蒸塔5和二级闪蒸塔10的上部液体入口相连。

一级闪蒸塔采用填料塔，二级闪蒸塔采用板式塔，水洗塔为板式塔。

本发明还提供了一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳方法，包括如下步骤：

步骤一、含硫原料天然气(T＝25℃，P＝6MPa(g)，H₂S含量1～10mol％,CO₂含量1～10mol％)首先经重力分离器1、原料气过滤分离器2分离除去机械杂质、游离水和污油；

步骤二、进入吸收塔3(操作压力6～10MPa(g))，在吸收塔3内脱除原料气中大部分的H₂S、CO₂等杂质气体。由塔顶排出的湿净化气(T＝55℃)进入湿净化气水洗塔24下部与水洗泵25提供的由上到下循环除氧水(T＝50℃)逆流接触完成水洗过程后进入下游装置(如脱水装置)，水洗塔的除氧水是由系统补充水来，水洗塔通过液位控制实现对装置的补水功能，保持装置水平衡；

步骤三、由塔底排出的富液(T＝75℃)与经湿净化气水洗塔分离后排出的液体一同进入一级闪蒸罐4，闪蒸后的闪蒸气经一级闪蒸塔5(操作压力0.5～0.7MPa(g))与贫液逆流接触净化后至燃料气系统(要求处理后的一级闪蒸气中H₂S浓度≤100ppm)；闪蒸后的富液经贫富液换热器6换热后(T＝110℃)再经过富液加热器7换热至120℃后进入二级闪蒸罐8进行闪蒸，二级闪蒸气进入二级闪蒸气冷却器9进行冷却后进入二级闪蒸塔10(贫液温度比富液温度低10～30℃，操作压力0.3～0.5MPa(g))的下部，闪蒸气与塔上部流下的贫液逆流接触后由二级闪蒸塔10塔顶至燃料气系统(要求处理后的二级闪蒸气中H₂S浓度≤50ppm)，

步骤四、二级闪蒸塔底富液和二级闪蒸罐底富液分别用泵11和12送至再生塔13(塔顶操作压力0.08～0.12MPa(g))上部，自上而下流动，富液在塔内蒸汽的汽提作用下解吸出酸气，酸气由塔顶排出经再生塔顶冷凝冷却器14冷凝冷却后进入再生塔顶回流罐15，再生塔顶回流罐15分离出的液体经再生塔回流泵16返回再生塔13上部；由再生塔顶回流罐15分离出的酸气进入下游酸气处理装置(如硫磺回收装置或酸气焚烧装置等)。再生塔底部溶液经过再生塔重沸器17的低压蒸汽(144～152℃)或导热油(160～220℃)等热介质的不断加热实现再生。再生塔13塔底流出的贫液(T＝130℃)经贫富液换热器6与一级闪蒸罐4来的富液换热后降温至(T＝90℃)后依次经热贫液泵18输送进入贫液空冷器19冷却至(T＝60℃)后，再经贫液后冷器22冷却至(T＝50℃)后进入贫液缓冲罐20，贫液缓冲罐20中的贫液通过贫液升压泵21抽出之后80％流量的贫液经贫液循环泵23进入吸收塔3上部，其余贫液经贫液冷却器26冷却至(T＝30℃)后分成两股：1％流量的贫液进入一级闪蒸塔5上部，19％流量的贫液进入二级闪蒸塔10的上部。贫液需要保持很高的洁净度，贫液缓冲罐20中10％的贫液依次经贫液过滤泵27、贫液预过滤器28、活性炭过滤器29和贫液后过滤器30完成过滤过程后返回贫液缓冲罐上部。

本发明的工作原理是：

(1)在常规胺法脱硫脱碳装置闪蒸罐和闪蒸塔流程下游设置二级闪蒸设施，形成富液两级闪蒸提浓系统，一级闪蒸罐和闪蒸塔作为轻烃闪蒸设施，闪蒸出富液中大部分轻烃和少量CO₂和H₂S，要求处理后的一级闪蒸气中H₂S浓度≤100ppm，闪蒸气可作为全厂燃料气使用；二级闪蒸罐和闪蒸塔作为酸气闪蒸设施，闪蒸出大量CO₂和少量H₂S，近而达到提浓富液中H₂S浓度、降低酸气量的目的，要求处理后的二级闪蒸气中H₂S浓度≤50ppm，闪蒸气可作为全厂燃料气使用。贫富液换热器6富液出口设置一台富液加热器7，可以采用低压蒸汽(144～152℃)或导热油(160～220℃)作为热介质，富液加热器7的富液出口连接二级闪蒸罐8入口，二级闪蒸罐气相出口连接二级闪蒸气冷却器9入口，二级闪蒸气冷却器9出口与二级闪蒸塔10底部闪蒸气入口相连，经过贫液冷却器26冷却后的贫液(贫液温度比冷却后的富液闪蒸气低10～30℃)从二级闪蒸塔10上部进入塔内，与由二级闪蒸塔下部进入的富液闪蒸气逆流接触；二级闪蒸塔10底部液体出口和二级闪蒸罐8底部液体出口分别经二级闪蒸塔底泵11、二级闪蒸罐底泵12连接至再生塔13上部富液入口。

(2)设置热贫液泵18、贫液空冷器19、贫液缓冲罐20、贫液升压泵21、贫液后冷器22、闪蒸用贫液冷却器26，形成溶液稳定系统。贫富液换热器6贫液出口与热贫液泵18、贫液空冷器19入口相连，贫液空冷器19、贫液后冷器22和贫液缓冲罐20依次相连，贫液缓冲罐的贫液出口与贫液升压泵21相连，贫液升压泵21出口分为两个支路，其中一支连接至贫液循环泵23入口，贫液循环泵23出口与吸收塔3上部贫液入口相连，另外一支连接至闪蒸用贫液冷却器26贫液侧入口，贫液冷却器贫液侧出口分别连接至一级闪蒸塔5上部贫液入口和二级闪蒸塔10上部贫液入口。贫液缓冲罐20依次连接贫液过滤泵27、贫液预过滤器28、活性炭过滤器29和贫液后过滤器30，贫液后过滤器30贫液出口连接至贫液缓冲罐20。

(3)设置湿净化气水洗塔24、水洗泵25。吸收塔3顶部的湿净化气出口与湿净化气水洗塔24下部的湿净化气入口相连，水洗泵25入口和出口分别连接湿净化气水洗塔24下部水出口和上部水入口，另外，湿净化气水洗塔24底部排液口与一级闪蒸罐相连。

经本发明的脱硫脱碳装置的溶剂损耗降低40％，再生酸气量减少42％，下游硫磺回收装置设备和管线尺寸减小约42％。

Claims (10)

1.一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：包括依次连接的天然气过滤分离系统、溶液吸收系统、闪蒸提浓系统和溶液再生系统，其中：

所述天然气过滤分离系统包括依次连接的重力分离器和过滤分离器；

所述溶液吸收系统包括依次连接的吸收塔和湿净化气水洗塔；

所述闪蒸提浓系统包括依次连接的一级闪蒸装置、贫富液换热器、富液加热器和二级闪蒸装置；所述一级闪蒸装置包括一级闪蒸罐和一级闪蒸塔，所述二级闪蒸装置包括依次国依次连接的二级闪蒸罐、二级闪蒸气冷却器和二级闪蒸塔；

所述溶液再生系统包括再生塔、再生塔顶回流罐和再生塔重沸器，所述再生塔顶部气体出口通过再生塔顶冷凝冷却器与再生塔顶回流罐连接，再生塔顶回流罐的液体出口经再生塔回流泵与再生塔上部液体入口相连。

2.根据权利要求1所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：在所述脱硫脱碳吸收塔和再生塔之间设置有溶液稳定系统，所述溶液稳定系统包括依次连接的热贫液泵、贫液空冷器、贫液后冷器、贫液缓冲罐、贫液升压泵和贫液冷却器；所述热贫液泵与贫富液换热器连接，所述贫液冷却器的液体出口分别与一级闪蒸塔和二级闪蒸塔的上部液体入口连接。

3.根据权利要求2所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：所述溶液稳定系统中设置有溶液过滤系统，所述溶液过滤系统包括依次连接的贫液过滤泵、贫液预过滤器、活性炭过滤器和贫液后过滤器，所述贫液后过滤器的液体出口与贫液缓冲罐的上部入口相连；所述贫液缓冲罐的下部出口与贫液过滤泵的入口相连。

4.根据权利要求2所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：所述贫液升压泵通过贫液循环泵与吸收塔上部液体入口相连。

5.根据权利要求1所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：所述湿净化气水洗塔的下部水出口和上部水入口分别连接水洗泵的进口和出口。

6.根据权利要求1所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：所述二级闪蒸塔底部液体出口和二级闪蒸罐底部液体出口分别经二级闪蒸塔底泵、二级闪蒸罐底泵连接至再生塔上部富液入口。

7.根据权利要求1所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳系统，其特征在于：所述一级闪蒸塔采用填料塔，二级闪蒸塔采用板式塔，湿净化气水洗塔为板式塔。

8.一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳方法，其特征在于：包括如下步骤：

步骤一、含硫原料天然气首先经重力分离器和原料气过滤分离器分离除去机械杂质、游离水和污油；

步骤二、分离后的天然气在操作压力为6～10MPa(g)的吸收塔内脱除原料气中大部分的H₂S、CO₂等杂质气体，吸收塔塔顶排出的湿净化气进入湿净化气水洗塔完成水洗后进入下游装置；

步骤三、吸收塔塔底排出的60～75℃的富液与湿净化气水洗塔排出的液体一同进入一级闪蒸罐：闪蒸后的闪蒸气进入操作压力为0.5～0.7MPa(g)的一级闪蒸塔与贫液逆流接触净化后至燃料气系统；闪蒸后的富液经贫富液换热器换热后温度为80～110℃，然后经过富液加热器换热至90～120℃后进入二级闪蒸罐：闪蒸后的闪蒸气经二级闪蒸气冷却器冷却后进入操作压力为0.3～0.5MPa(g)的二级闪蒸塔与贫液逆流接触净化后至燃料气系统或低压放空火炬；

步骤四、二级闪蒸塔底富液和二级闪蒸罐底富液分别泵送至操作压力为0.08～0.12MPa(g)的再生塔，富液在塔内蒸汽的汽提作用下解吸出酸气，酸气由塔顶排出经再生塔顶冷凝冷却器冷凝冷却后进入再生塔顶回流罐；分离出的液体经再生塔回流泵返回再生塔上部；分离出的酸气进入下游酸气处理装置；再生塔底部溶液经过再生塔重沸器加热实现再生。

9.根据权利要求8所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳方法，其特征在于：再生塔塔底流出的120～130℃的贫液经贫富液换热器与一级闪蒸罐来的富液换热降温至80～90℃后依次经热贫液泵输送进入贫液空冷器冷却至50～60℃后，再经贫液后冷器冷却至40～50℃后进入贫液缓冲罐，贫液缓冲罐中的贫液通过贫液升压泵抽出，其中的80～90％流量的贫液经贫液循环泵进入吸收塔上部，其余贫液经贫液冷却器冷却至30℃后分成两股，其中的20％进入一级闪蒸塔上部，其余进入二级闪蒸塔的上部。

10.根据权利要求9所述的一种耦合酸气提浓的天然气脱硫脱碳方法，其特征在于：贫液缓冲罐中1～10％的贫液依次经贫液过滤泵、贫液预过滤器、活性炭过滤器和贫液后过滤器完成过滤过程后返回贫液缓冲罐上部。