从烃气流中去除酸性气体以及去除硫化氢的低温系统的制作方法

专利名称：从烃气流中去除酸性气体以及去除硫化氢的低温系统的制作方法
从烃气流中去除酸性气体以及去除硫化氢的低温系统相关申请的交叉引用本申请要求2009年11月2日提交的名称为从烃气流中去除酸性气体以及去除硫化氢的低温系统(CRYOGENIC SYSTEM FOR REMOVING ACID GASES FROM A HYDROCARBON GAS STREAM, WITH REMOVAL OF HYDROGEN SULFIDE)的美国临时专利申请 61/257，277 的权益， 该申请的全部内容在此通过弓丨用并入。背景此章节意欲介绍本领域的各个方面，其可能与本公开的示例性实施方式有关。相信本讨论有助于为促进本公开的具体方面的更好理解提供框架。因此，应当理解应该以这个角度阅读本章节，并且不必承认是现有技术。领域本发明涉及流体分离领域。更具体地，本发明涉及从烃流体流中分离硫化氢和其它酸性气体。技术讨论从储层中采收烃时常与它一起携带有非烃气体的附带产物。这种气体包括如硫化氢(H2S)和二氧化碳(CO2)的污染物。当H2S和CO2作为烃气流(如甲烷或乙烷)的部分产生时，该气流有时被称作为“酸气”。酸气通常被处理以去除C02、H2S和其它污染物，然后将它送往下游以进一步加工或出售。酸性气体的去除产生“脱硫”烃气流。脱硫流可用作环境可接收燃料或用作化学品或气-液转化设备的原料。脱硫气流可被冷却以形成液化天然气或LNG。气体分离过程产生了关于处置分离的污染物的问题。在某些情况下，浓的酸性气体(主要由H2S和CO2组成)被送到硫回收单元(“SRU”)。SRU转化H2S为良性的元素硫。 但是，在一些地区(如里海区域)，因为有限的市场，额外的元素硫生产是不合需要的。因此，成百万吨的硫已经存放在世界一些地区的大的地上区域中，最为显著的是加拿大和哈萨克斯坦。虽然硫被贮存在陆地上，但与酸性气体有关的二氧化碳常常地被排至大气中。 但是，实行排放(X)2有时是不期望的。减小(X)2排放的一项建议是被称为酸性气体注入 (“AGI”)的方法。AGI意指不需要的酸气在压力下被重新注入至地下地层(subterranean formation)并且被隔绝以备可能以后的应用。可选地，二氧化碳用于形成人工储层压力，用于提高采收率法采油操作。为了促进AGI，期望具有这样的气体处理设备，其从烃气中有效分离出酸性气体成分。但是，对于“高酸性”流，即含有大于大约15%或20% CO2和/或H2S的生产流，设计、 构造和操作能够经济地从所需烃中分离污染物的设备可能是极具挑战的。许多天然气储层含有相对低的烃百分含量(例如少于40% )和高的酸性气体百分含量，主要是二氧化碳，但也有硫化氢、硫化羰、二硫化碳和各种硫醇。在这些情况下，可有利地采用低温气体处理。低温气体处理是有时用于气体分离的蒸馏方法。低温气体分离在中度压力(例如 350-550磅每平方英寸表压(psig))下产生冷却塔顶气流。另外，液化酸性气体作为“塔底”产物产生。因为液化酸性气体具有相对高的密度，静水压头有利地用于AGI井，以协助注入过程。这意味着泵送液化酸性气体至地层所需的能量比压缩低压酸性气体至储层压力所需的能量低。需要较少级的压缩机和泵。关于酸气低温蒸馏也存在挑战。当在待处理气体中总压少于大约700psig下CO2 存在的浓度大于大约5mol. %时，它将在标准的低温蒸馏设备中冻结为固体。作为固体的 CO2的形成中断了低温蒸馏过程。为了克服这个问题，本受让人先前已经设计了各种“控制冻结区 ”(CFZ )方法。CFZ 方法利用二氧化碳形成固体颗粒的倾向，通过使冷冻的CO2颗粒在蒸馏塔的开口部分内形成，并且然后在融化塔盘中捕获该颗粒。结果，在塔顶端产生洁净的甲烷流(连同在原料气体中存在的任意氮气或氦气)，同时在塔底产生冷却液体CO2/ H2S流。在高于大约700psig的压力下，可进行“整体分馏(bulk fractionation)”蒸馏，而不必担心(X)2冻结；但是，塔顶产生的甲烷将在其中具有至少几个百分比的C02。在美国专禾Ij 4，533，372、美国专利4，923，493、美国专利5，062，270、美国专利 5，120，338和美国专利6，053，007中描述了 CFZ 方法和相关设备的某些方面。如在以上美国专利中一般性描述的，用于低温气体处理的蒸馏塔或柱包括下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。优选地，也包括上部的蒸馏区。通过提供在那个压力下温度范围在二氧化碳凝固点以下、但在甲烷沸腾温度以上的一部分柱，柱运转以形成固体CO2颗粒。更优选地，在使甲烷和其它轻质烃气蒸发，同时引起CO2形成冻结(固体)颗粒的温度和压力下操作该控制冻结区。当气体原料流沿柱上升时，冻结(X)2颗粒摆脱原料流并依靠重力从控制冻结区降落至融化塔盘。在那里，颗粒液化。然后富二氧化碳的液流从融化塔盘流下至柱底部的下部蒸馏区。维持下部蒸馏区在基本无二氧化碳固体形成但溶解的甲烷可沸腾的温度和压力下。在一方面，在30下至40下形成塔底酸气流。在一个实施方式中，可在冻结区域底部的塔盘上收集一些或全部冻结(X)2颗粒。然后将颗粒从蒸馏塔输出以进一步处理。控制冻结区域包括冷却的液体喷淋。这是称为“回流”的富甲烷液流。随着轻质烃气和夹带酸气的蒸气流向上移动通过柱，蒸气流遇到液体喷淋。冷却的液体喷淋帮助分出固体ω2颗粒同时使甲烷气体蒸发并在柱内向上流动。在上部蒸馏区，捕获甲烷(或塔顶气体)并管送离开以销售或可用作燃料。在一方面，在大约-130 °F释放塔顶甲烷流。塔顶气体可通过另外的冷却被部分液化，并且液体作为回流返回至柱。液体回流作为冷却喷淋注入至控制冻结区的喷淋段，通常在流动通过柱的精馏段的塔盘或填料之后。在上部蒸馏区产生的甲烷满足管道运送的大部分标准。例如，如果产生充足的回流和/或如果与上部蒸馏区内的填料或塔盘有足够的分离段，甲烷能满足少于2mol. %的管道(X)2标准及4ppm的H2S标准。但是，如果原始原料气流含有硫化氢(或其它含硫化合物)，这些将在二氧化碳和硫化氢的液体塔底流中到达终点。硫化氢是比空气重的有毒气体。它腐蚀井和地面设备。当在水存在下硫化氢接触金属管道和阀时，可发生硫化铁腐蚀。因此，期望从原料气流中去除硫化氢和其它含硫组分，然后使它进入冷却蒸馏柱。这使得“更低硫的”气流进料至柱。因此，由低温方法产生的(X)2基本上没有H2S,并且例如可被用于提高采收率法采油。
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需要从原料天然气流中降低H2S和硫醇的含量，然后使它进行低温蒸馏以去除酸气的系统。可选地，需要在CFZ塔下游从酸性气体塔底流中提取硫化氢的低温气体分离系统和伴随工艺。概述提供了从酸气流中去除酸性气体的系统。在一个实施方式中，该系统包括酸性气体去除系统。酸性气体去除系统利用将酸气流分离为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的液化塔底酸性气体流的低温蒸馏塔。该系统也包括含硫组分去除系统。含硫组分去除系统放置在酸性气体去除系统上游。含硫组分去除系统接收原料气流并大体上将原料气流分离为具有硫化氢的流体流和酸气流。酸气流优选包括大约4ppm和IOOppm之间的含硫组分。这种组分可以是硫化氢、 硫化羰和各种硫醇。优选地，低温酸性气体去除系统包括进入蒸馏塔前冷却酸气流的制冷系统。优选地，低温酸性气体去除系统是“CFZ”系统，其中蒸馏塔具有下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。中间的控制冻结区或“喷淋段”接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋。冷却喷淋是从蒸馏塔下游的塔顶馏出物循环产生的液体回流。在低温蒸馏塔下游提供制冷设备以冷却塔顶甲烷流并返回一部分塔顶甲烷流至低温蒸馏塔作为冷却液体回流。应当理解，可采用除低温蒸馏系统之外的其它酸性气体去除系统。例如，酸性气体去除系统可以是物理溶剂系统，其同样倾向于除去H2S连同C02。酸性气体去除系统也可采用整体分馏。可采用各种类型的含硫组分去除系统。这些包括采用物理溶剂从酸气流中分离含硫组分的系统。这些也可包括氧化还原方法以及使用所谓的清除剂。这些也可包括所谓的 “CrystaSul ” 方法。在一方面，含硫组分去除系统包括至少一个固体吸附床。至少一个固体吸附床吸附至少一些硫化氢，同时使甲烷气体和二氧化碳作为酸气流通过。固体吸附床可以，例如， (i)由沸石材料制造，或(ii)包括至少一种分子筛。固体吸附床可附带吸附至少一些水。至少一个固体吸附床可以是吸附动力学分离床。可选地，至少一个固体吸附床可包括至少三个固体吸附床，其中(i)至少三个固体吸附床中的第一个用于吸附含硫组分， ( )至少三个固体吸附床中的第二个进行再生，以及(iii)至少三个固体吸附床的第三个保持备用以替换至少三个吸附床中的第一个。再生可以是变温吸附过程的部分、变压吸附过程的部分或其组合。在另一实施方式中，含硫组分去除系统采用化学溶剂如选择性胺。在这种情况下， 含硫组分去除系统优选利用多个并流接触装置。代替物理溶剂或化学溶剂系统或除了物理溶剂或化学溶剂系统之外可利用其它类型含硫组分去除系统。这种系统可包括氧化还原系统，至少一个固体吸附床的使用或至少一个吸附动力分离床的使用。本文也提供了用于从酸气流中去除酸性气体的分离系统。在该系统中，在酸性气体去除系统下游基本上去除硫化氢和其它含硫化合物。设计该系统以处理酸性气体流。从最初含有大约4ppm和IOOppm之间含硫组分的原料气流中获得酸性气体流。在一个实施方式中，系统包括酸性气体去除系统。酸性气体去除系统接收原料气流并将原料气流分离为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的液体塔底酸性气体流。硫化氢也将存在于塔底酸性气体流中。该系统也包括含硫组分去除系统。含硫组分去除系统放置在酸性气体去除系统下游。含硫组分去除系统接收塔底酸性气体流并大体上将塔底酸性气体流分离为二氧化碳流和主要具有含硫化合物的分离流。优选地，酸性气体去除系统是低温酸性气体去除系统。低温酸性气体去除系统包括接收原料气流的蒸馏塔和在进入蒸馏塔之前冷却原料气流的制冷系统。优选地，低温酸性气体去除系统是“CFZ”系统，其中蒸馏塔具有下部的蒸馏区和中间的控制冻结区。中间的控制冻结区或“喷淋段”接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋。冷却喷淋是从蒸馏塔下游的塔顶馏出物循环产生的液体回流。在低温蒸馏塔下游提供制冷设备以冷却塔顶甲烷流并且返回一部分塔顶甲烷流至低温蒸馏塔作为回流，其是液体。可利用各种类型的含硫组分去除系统。在一方面，含硫组分去除系统包括至少一个固体吸附床。该至少一个固体吸附床从塔底酸性气体流中吸附至少一些含硫组分并且基本上使二氧化碳气体通过。固体吸附床可以，例如，使用吸附动力分离(AKS)。AKS床可附带吸附至少一些二氧化碳。在这一情况下，优选地，AKS含硫组分去除系统也包括分离器如重力沉降分离器。例如，重力沉降分离器从气态ω2中分离液态重质烃组分和硫化氢。可选地，固体吸附床可以是海绵铁(iron sponge)以直接与H2S反应并通过形成硫化铁去除它。在另一方面，含硫组分去除系统包括萃取蒸馏方法。萃取蒸馏方法采用至少两个溶剂回收柱。第一个柱接收塔底酸性气体流并将塔底酸性气体流分离为主要含有二氧化碳的第一流体流和主要含有溶剂和含硫化合物的第二流体流。附图简述为了更好理解本发明的方式，某些图、表、和/或流程图被附于此。但是，应当注意图仅阐述了本发明选择的实施方式并且因此不能被认为是范围的限制，因为本发明可允许其它等价的有效实施方式和应用。

图1是在一个实施方式中例证性CFZ蒸馏塔的侧视图。冷却原料气流被注入至塔的中间控制冻结区。图2A是在一个实施方式中融化塔盘的俯视图。融化塔盘存在在塔内控制冻结区下方。图2B是图2A融化塔盘沿线2B-2B截取的剖视图。图2C是图2A融化塔盘沿线2C-2C截取的剖视图。图3是在一个实施方式中蒸馏塔的下部蒸馏区中的汽提塔盘的放大侧视图。图4A是在一个实施方式中可用于蒸馏塔下部蒸馏段或上部蒸馏段的喷射塔盘的透视图。图4B是图4A喷射塔盘中开孔之一的侧视图。图5是图1蒸馏塔的中间控制冻结区的侧视图。在这个视图中，两个例证性的开孔挡板已加入至中间控制冻结区。图6是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。该气体处理设备在酸性气体去除系统上游采用溶剂方法。图7A提供了在一个实施方式中图6的溶剂系统的详细示意图。此处，溶剂系统是操作以接触脱水气流从而去除硫化氢的物理溶剂系统。图7B提供了在可选实施方式中图6的溶剂系统的详细示意图。此处，溶剂系统是操作以接触脱水气流从而去除硫化氢的化学溶剂系统。图8是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过氧化还原过程在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图9是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过清除剂在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图10是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过CrystaSulf方法在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图11是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过变温吸附系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图12是显示在一个实施方式中根据本发明从气流中去除酸性气体的气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过变压吸附系统在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图13是显示在另一实施方式中本发明气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过利用吸附动力分离的吸附床在酸性气体去除系统上游从气流中去除硫化氢。图14是显示在另一实施方式中本发明气体处理设备的示意图。在这个布置中，通过利用吸附动力分离的吸附床在酸性气体去除系统下游从气流中去除硫化氢。图15A是显示在另一实施方式中本发明气体处理设备的示意图。在这个布置中， 通过萃取蒸馏方法在酸性气体去除系统下游从气流中去除硫化氢。图15B是图15A用于萃取蒸馏方法的气体处理设备的详细示意图。某些实施方式的详述定义如本文使用，术语“烃”指主要包括——如果不是排它地——元素氢和碳的有机化合物。烃通常分为两类脂肪族或直链烃和环状的或闭环烃，包括环萜。含烃物质的实例包括天然气、油、煤和可用作燃料或提高品质为燃料的浙青的任意形式。如本文使用，术语“烃流体”指气体或液体的烃或烃的混合物。例如，烃流体可包括在形成条件下、在处理条件下或在环境条件下(15°C和1个大气压)气体或液体的烃或烃的混合物。烃流体可包括例如油、天然气、煤床甲烷、页岩油、热解油、裂解气、煤的热解产物和气态或液态的其它烃。术语“传质装置”指接收待接触的流体并且如通过重力流动传递这些流体至其它物体上的任何物体。一个非限制性实例是汽提出某些组分的塔盘。栅格填料是另一实例。如本文使用，术语“流体”指气体、液体、液体和气体的组合，也指气体和固体的组合以及液体和固体的组合。如本文使用，术语“冷凝烃”指在大约15°C和一个绝对大气压下冷凝的那些烃。冷凝烃可包括例如具有大于4的碳原子数的烃的混合物。
如本文使用，术语“重质烃”指具有多于一个碳原子的烃。主要的实例包括乙烷、 丙烷和丁烷。其它实例包括戊烷、芳族化合物和金刚烃(diamondoids)。如本文使用，术语“闭环制冷系统”指其中外部工作流体如丙烷或乙烯用作冷却剂以冷却塔顶甲烷流的任意制冷系统。这与其中一部分塔顶甲烷流自身用作为工作流体的 “开环制冷系统”形成对比。 如本文使用，术语“并流接触装置，，或“并流接触器”指以使气流和溶剂流彼此接触同时在接触装置内以大体上相同的方向流动的方式接收(i)气体流和(ii)溶剂分离流的容器。非限制性实例包括喷射器和聚结器或静态混合器附加消液器(deliquidizer)。“非吸收气体”指在气体脱硫过程中不被溶剂显著吸收的气体。如本文使用，术语“天然气”指从原油井(相关气体)或从地下气层(非相关气体)获得的多组分气体。天然气的组成和压力可显著变化。典型的天然气流含有甲烷(C1) 作为重要组分。天然气流也可含有乙烷(C2)、较高分子量的烃和一种或多种酸性气体。天然气也可含有少量污染物如水、氮气、蜡和原油。如本文使用，“酸性气体”指溶解在水中产生酸性溶液的任意气体。酸性气体的非限制性实例包括硫化氢( 和二氧化碳(CO2)。含硫化合物包括二硫化碳(CS2)、硫化羰 (COS)、硫醇或它们的混合物。术语“液体溶剂”指优先吸收酸性气体从而由气流中去除或“洗掉”至少部分酸性气体组分的基本上为液相的流体。气流可以是烃气流或其它气流，如具有氮气的气流。“脱硫气流”指已经使至少部分酸性气体组分去除的基本上为气相的流体流。如本文使用，关于吸收液体从气流中去除所选择气体组分，术语“贫”和“富”是相对的，分别仅暗指较小或较大程度的所选择气体组分的含量。每个术语“贫”和“富”不必分别指出或要求吸收液体完全没有所选择气体组分或不能吸收更多所选择气体组分。事实上，如将在下文中明显可见的，优选地，在一系列两个或多个接触器的第一个接触器中产生的所谓的“富”吸收液体保留显著或大量的残留吸收能力。相反地，“贫”吸收液体将被理解为能够充分吸收，但可保留较小浓度的被去除气体组分。术语“原料气流”指烃流体流，其中流体主要是气相，并且其未经历去除二氧化碳、 硫化氢或其它酸性组分的步骤。术语“酸气流”指烃流体流，其中流体主要是气相，并且含有至少3摩尔百分比的二氧化碳和/或多于4ppm的硫化氢。如本文使用，术语“地下”指地球表面以下存在的地质层。
具体实施方式
描述图1呈现了在一个实施方式中可与本发明有关使用的低温蒸馏塔100的示意性视图。低温蒸馏塔100在本文中可互换地称为“低温蒸馏塔”、“柱”、“CFZ柱”或只是“塔”。图1的低温蒸馏塔100接收最初的流体流10。流体流10主要由采出气体 (production gas)组成。一般地，流体流表示来自井口或井口集(未显示)的干燥气流，并含有大约65%至大约95%的甲烷。但是，流体流10可包含更低百分比的甲烷，如大约30% 至65%，或甚至低至20%至40%。甲烷可与其它烃气的痕量成分如乙烷一起出现。另外，可出现痕量氦气和氮气。在本申请中，流体流10也将包括某些污染物。这些包括如(X)2和的酸性气体。
最初的流体流10可处于大约600磅每平方英寸(psi)的采出后压力下。在一些情况下，最初流体流10的压力可达到大约750psi或甚至1，OOOpsi。一般地，流体流10进入蒸馏塔100之前被冷却。为最初流体流10提供了如管壳式交换器的热交换器150。制冷装置(未显示)提供冷却流体(如液体丙烷)至热交换器 150以使最初流体流10的温度降至大约-30下至-40 T。然后可使冷却的流体流移动通过膨胀装置152。膨胀装置152可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置152起骤冷器的作用以获得流体流10的附加冷却。优选地，实现流体流 10的部分液化。焦耳-汤普森(或”J-T”)阀优选地用于易于形成固体的气体原料流。优选地，膨胀装置152临近低温蒸馏塔100安装以最小化在进料管内的热量损失并且如果一些组分(如CO2或苯)降至它们的凝固点以下，最小化固体堵塞的机会。作为J-T阀的一种替换，膨胀装置152可以是透平式骤冷器。透平式骤冷器提供更大的冷却并为过程形成轴功的来源，如上述制冷装置。热交换器150是制冷装置的一部分。以此方式，操作者可最小化蒸馏过程的总体能量需求。但是，透平式骤冷器处理冻结颗粒可能不如J-τ阀好。在任一情况中，热交换器150和骤冷装置152将最初流体流10中的原料气体转变为冷却流体流12。优选地，冷却流体流12的温度大约为-40 -70 0F。在一方面，在大约550psi的压力下操作低温蒸馏塔100，并且冷却流体流12是在大约-62 T。在这些条件下，冷却流体流12基本上是液相的，虽然不可避免地可能夹带一些蒸气相在冷却流体流12 中。最有可能，CO2的存在没有引起固体形成。CFZ低温蒸馏塔100分为三个主要部分。这些是下部的蒸馏区或“汽提段” 106、中间的控制冻结区或“喷淋段” 108和上部的蒸馏区或“精馏段” 110。在图1的塔布置中，引入冷却流体流12至蒸馏塔100的控制冻结区108内。但是，可选地，可引入冷却流体流12 至下部蒸馏区106的顶端附近。应当注意在图1的布置中下部蒸馏区106、中间喷淋段108、上部蒸馏区110和相关组件安置在单个容器100内。但是，对于其中需要考虑塔100的高度和运动考虑因素的近海应用，或对于其中运输限制是个问题的遥远位置，任选地可将塔110分成两个独立的压力容器(未显示)。例如，下部蒸馏区106和控制冻结区108可放置在一个容器内，而上部蒸馏区108在另一个容器内。然后使用外部的管将两个容器互相连接。在任一实施方式中，下部蒸馏区106的温度比冷却流体流12的进料温度高。设计下部蒸馏区106的温度，使其在柱100的操作压力下适当在冷却流体流12中甲烷的沸点以上。以此方式，优先地从较重烃和液体酸性气体成分中提取甲烷。当然，本领域的普通技术人员将理解蒸馏塔100内的液体是混合物，意指液体将在纯甲烷和纯CO2之间的一些中间温度“沸腾”。进一步地，如果在混合物中存在更重的烃(如乙烷或丙烷)，这将增加混合物的沸腾温度。这些因素成为蒸馏塔100内操作温度的设计考虑事项。在下部蒸馏区106中，CO2和任何其它液相流体依靠重力降落至低温蒸馏塔100的底部。同时，甲烷和其它蒸气相流体逸出并向塔100的顶端上升。该分离主要通过气相和液相之间的密度差异完成。但是，该分离过程任选地通过蒸馏塔100内的内部组件协助。如下描述，这些包括融化塔盘130、多个有利配置的传质装置1 和任选的加热线25。侧面再沸器(参见173)可同样加入至下部蒸馏区106以便于去除甲烷。
再参看图1，可引入冷却流体流12至柱100的下部蒸馏区106的顶部附近。可选地，可能期望引入原料流12至融化塔盘130上方的控制冻结区108。冷却流体流12的注入点是一个主要由最初流体流10的组成决定的设计问题。在冷却流体流12的温度足够高(如大于-70 T )以致不预期有固体的情况，可优选地通过柱100内两相闪蒸箱型装置(或蒸气分配器)124直接将冷却流体流12注入至下部蒸馏区106。闪蒸箱124的使用用来至少部分地分离冷却流体流12内两相的蒸气-液体混合物。可将闪蒸箱1 开槽以使两相流体冲击闪蒸箱124内的挡板。如果由于低的入口温度预期会有固体，冷却流体流12在供给如上述的柱100之前可需要在容器173内部分分离。在这种情况下，可在两相分离器173内分离冷却流体流12 以最小化固体堵塞入口管线和柱100的内部组件的可能。气体蒸气通过容器入口管线11 离开相分离器173，在入口管线11通过入口分配器121进入柱100。然后气体向上行进通过柱100。液/固浆料13从相分离器173放出。通过蒸气分配器IM将液/固浆料引至柱 100并至融化塔盘130。可通过重力或通过泵175将液/固浆料供给至柱100。在任一布置中，也就是说有或没有两相分离器173，冷却流体流12(或11)进入柱 100。液体组分离开闪蒸箱IM并向下行进至下部蒸馏区106内的汽提塔盘1 集合。汽提塔盘1 包括一系列堰板1 和降液管129。连同图3在下面更充分地描述这些。汽提塔盘1 与下部蒸馏区106内较热的温度结合引起甲烷从溶液中逸出。所得蒸气携带着甲烷和已煮出的任何夹带的二氧化碳分子。蒸气通过融化塔盘130的气升管或升气管(chimneys) 131 (参见图2B)进一步向上继续运行并且到达冷冻区108。升气管131起蒸气分配器的作用以在整个冷冻区108均勻分布。然后蒸气将接触来自喷淋集管120的冷却液以“冻结出”C02。换句话说，CO2将冻结并且然后沉淀或“下雪”返回至融化塔盘130。然后固体(X)2融化并依靠重力以液体形式从融化塔盘130流下并通过其下方的下部蒸馏区106。如下面将更全面地讨论，喷淋段108是低温蒸馏塔100的中间冻结区。以可替换的构造——其中冷却流体流12在进入塔100之前在容器173内分离，引入分离的液/固浆料13的一部分至塔100，正好在融化塔盘130上方。因此，酸性气体和较重烃组分的液-固混合物将从分配器121流动，固体和液体下落到融化塔盘130上。配置融化塔盘130以依靠重力接收来自中间控制冻结区108的液体和固体物质， 主要为C0jPH2S。融化塔盘130起温热液体和固体物质的作用并引导它们向下以液体形式通过下部蒸馏区106以进一步纯化。融化塔盘130以一滩液体聚集和温热来自控制冻结区 108的固-液混合物。设计融化塔盘130以释放蒸气流返回至控制冻结区108，提供适合的传热以融化固体CO2，和促进液体/浆料排至融化塔盘130下方的柱100下部蒸馏或下部蒸馏区106。图2A提供了在一种实施方式中融化塔盘130的俯视图。图2B提供了融化塔盘130 沿图2A中线B-B截取的剖视图。图2C显示了融化塔盘130沿线C-C截取的剖视图。将共同参看这三个图描述融化塔盘130。首先，融化塔盘130包括基底134。基底134可大体上是平面体。但是，在图2A、 2B和2C显示的优选实施方式中，基底134采用大体上为非-平面的外形。非平面的构造为接触从控制冻结区108着陆在融化塔盘130上的液体和固体提供了增加的表面积。这用于增加从柱100下部蒸馏区106向上传输的蒸气至液体和融化固体的传热。在一方面，基底134是波纹状的。在另一方面，基底134大体上是正弦曲线状的。塔盘设计的这个方面在图2B中显示。应当理解，可选地可采用其它非平面的几何形状以增加融化塔盘130的传热面积。优选地，融化塔盘基底134是倾斜的。在图2C的侧视图中显示了这种倾斜。尽管大多数固体应该融化，但该倾斜用于确保液体混合物中任何未融化固体从融化塔盘130排除并至其下方的蒸馏区106。在图2C的视图中，可见池或管道138在融化塔盘130的中央。融化塔盘基底134 朝向管道138向内倾斜以运送固-液混合物。基底134可以以任何方式倾斜以促进依靠重力的液体排除。如美国专利4，533，372中所述，融化塔盘被称为“升气管塔盘(chimney tray) ”。 这是由于存在单个排气升气管。升气管提供了开口，蒸气通过该开口可向上移动通过升气管塔盘。但是，单个升气管的存在意味着，通过升气管塔盘向上移动的所有气体不得不通过单一开口排出。另一方面，在图2A、2B和2C的融化塔盘130中，提供了多个升气管131。多个升气管131的使用提供了改善的蒸气分布。这有利于在中间控制冻结区108中更好的传热/传质。升气管131可以是任何外形。例如，升气管131可以是圆形、矩形或使蒸气通过融化塔盘130的任何其它形状。升气管131也可以是狭窄的并向上延伸至控制冻结区108中。 这使得当蒸气上升至CFZ控制冻结区108时能够实现有益的压降以均勻地分布蒸气。优选地，升气管131位于波纹状基底134的最高点上以提供额外的传热面积。优选地，升气管131的顶端开口以帽或盖132封住。这最小化了从控制冻结区108 落下的固体能够避免落入融化塔盘130的机会。在图2A、2B和2C中，在每一个升气管131 上可见盖132。也可设计融化塔盘130具有泡罩。泡罩形成了从融化塔盘130下方升起的在基底 134上的突出压痕。泡罩进一步增加了融化塔盘130上的表面积以对富(X)2液体提供额外的传热。以这个设计，应该提供合适的液体排出，如增加的倾斜角度，以确保引导液体至下方的汽提塔盘126。再次参看图1，也可设计融化塔盘130具有外部液体传输系统。该传输系统用来确保所有液体基本上无固体并且提供充足的传热。传输系统首先包括排除喷嘴136。在一个实施方式中，排除喷嘴136位于排除池或管道138内(图2C中显示)。将在管道138内聚集的液体送至输送管线135。可通过控制阀137和液面控制器“LC”(参见图1)控制通过输送管线135的流动。通过输送管线135返回流体至下部蒸馏区106。如果液面太高，控制阀137打开；如果液面太低，控制阀137关闭。如果操作者在下部蒸馏区106选择不采用传输系统，那么关闭控制阀137并立即引导流体至传质装置或融化塔盘130下方的“汽提塔盘” 126以通过溢出降液管139汽提。无论是否利用外部传输系统，在融化塔盘130上温热固体CO2并转变为富CO2的液体。通过来自下部蒸馏区106的蒸气从下方加热融化塔盘130。补充热可通过各种方式如加热线25任选地加入至融化塔盘130上或仅仅在融化塔盘基底134上。加热线25利用已从底部再沸器160获得的热能促进固体融化。
富(X)2的液体在液面控制下从融化塔盘130排出并依靠重力引入至下部蒸馏区 106。如所述，在融化塔盘130下方的下部蒸馏区106中提供多个汽提塔盘126。优选地，汽提塔盘1 基本上是平行关系，一个在另一个上边。可选地，可以以与堰板非常微小的倾斜放置每一个汽提塔盘126以在塔盘上维持液面。流体依靠重力沿着每一个塔盘流动、流过堰板并且然后通过降液管流下至下一个塔盘。汽提塔盘1 可以成各种布置。汽提塔盘1 可以以大体上水平关系布置以形成往复的、瀑布式液体流动。但是，优选地布置汽提塔盘126以形成由基本沿同样水平面的单独汽提塔盘分开的瀑布式液体流动。这在图3的布置中显示，其中液体流动至少被分开一次以使液体流动穿过单独塔盘并落入两个相对的降液管129中。图3提供了在一个实施方式中汽提塔盘1 布置的侧视图。每一个汽提塔盘1 接收和聚集来自上方的流体。优选地，每个汽提塔盘1 具有堰板128，其起到坝的作用以使每个汽提塔盘126上的小滩流体聚集。该积累可以是1/2至1英寸，虽然可采用任何高度。当流体从一个塔盘126落至下一个较低的塔盘126时通过堰板1 形成了瀑布效应。 在一方面，不提供汽提塔盘126的倾斜，但是通过较高堰板1 的构造引起了瀑布效应。流体与轻质烃中富集的上升蒸气接触，以在塔盘126的该“接触区”从交叉流动的液体中提取出甲烷。堰板1 用来动力学地密封降液管129以帮助防止蒸气绕过降液管129，并进一步促进烃气的逸出。随着液体向下移动通过下部蒸馏区106，液体中甲烷的百分比逐渐变小。蒸馏的程度取决于下部蒸馏区106中塔盘126的数量。在下部蒸馏区106的上部，液体中甲烷含量可高至25mol. %，而在底部汽提塔盘，甲烷含量低至0. 04mol. %。甲烷量沿着汽提塔盘 126(或其它传质装置)快速闪蒸出。用于下部蒸馏区106的传质装置的数量是基于原料气流10的组成的设计选择问题。但是，例如，一般仅需要利用一些水平的汽提塔盘1 去除在液化酸性气体中的甲烷至或更小的所需水平。可采用促进甲烷逸出的各种单独的汽提塔盘1 构造。汽提塔盘1 可简单地表示具有筛孔或泡罩的面板。但是，为了进一步对流体提供传热和防止由于固体引起的不期望阻塞，可在融化塔盘下方采用所谓的“喷射塔盘”。代替塔盘，也可采用无规则填料或规整填料。图4A提供了在一个实施方式中的例证性喷射塔盘426的俯视图。图4B提供了喷射塔盘426的喷射舌片422的剖视图。如显示的，每一个喷射塔盘似6具有主体424，在主体424内形成多个喷射舌片422。每一个喷射舌片422包括遮盖开孔425的倾斜的舌片构件428。这样，喷射塔盘似6具有多个小开孔425。在操作中，可将一个或多个喷射塔盘似6置于塔100的下部蒸馏区106和/或上部蒸馏区110中。可以如图3中汽提塔盘126的样式，多个通道布置塔盘426。但是，可利用促进甲烷气体逸出的任何塔盘或填料布置。流体阶式流下在每一个喷射塔盘似6上。然后流体沿着主体似4流动。最佳地，使舌片422取向为快速且有效地移动流体穿过塔盘426。 任选地，可提供相邻的降液管(未显示)以移动液体至后一个塔盘426。开孔425也允许在下部蒸馏区106的流体移动过程中释放的气体蒸气更有效地向上行进至融化塔盘130并通过升气管131。在一方面，可由耐污染材料制造塔盘(如塔盘1 或426)，即阻止固体累积的材料。在一些处理设备中利用耐污染材料防止腐蚀性金属颗粒、聚合物、盐、水合物、催化剂粉末或其它化学固体化合物的累积。在低温蒸馏塔100的情况下，在塔盘1 或426中可使用耐污染材料以限制CO2颗粒的粘附。例如，可将Teflon 涂料应用到塔盘1 或426的表面上。可选地，可提供结构设计以确保CO2不以固体形式沿着柱100的内径开始累积。在这方面，喷射舌片422可取向为沿着柱100的壁推动液体，因此阻止沿着柱100的壁的固体积聚并确保良好的蒸气-液体接触。在任意的塔盘布置中，当流下的液体碰撞到汽提塔盘1 时，发生物料分离。甲烷气从溶液中逸出并以蒸气形式向上移动。但是，CO2通常是足够冷的并在足够高的浓度下以致它大部分以它的液体形式存在并向下行进至下部蒸馏区106的底部，虽然在该过程中将必然蒸发一些C02。然后液体从低温蒸馏塔100移出，在排出管线中作为塔底流体流22。排出蒸馏塔100后，塔底流体流22进入再沸器160。在图1中，再沸器160是釜式容器，其提供再沸的蒸气至汽提塔盘底部。再沸蒸气管线参见27。另外，可通过加热线 25输送再沸蒸气以为融化塔盘130提供补充热。通过阀165和温度控制器TC控制补充热。 可选地，可将热交换器如热虹吸式热交换器(未显示)用于冷却最初流体流10以节约能量。在这方面，进入再沸器160的液体保持在相对低的温度下，例如大约30下至40下。通过与最初流体流10结合的热量，操作者可温热并部分煮沸来自蒸馏塔100的冷却塔底流体流22，同时预冷却采出流体流10。对于这种情况，通过线25提供补充热的流体是从再沸器 160返回的蒸气相。考虑在一些条件下，融化塔盘130可在无加热线25时操作。在这些情况中，可设计融化塔盘130具有内部的加热部件如电热器。但是，优选地，提供利用在塔底流体流22 中获得的热能的加热系统。加热线25中的温热流体在一方面以30下至40下存在，因此它们含有相当的热能。因此，在图1中，显示在加热线25中的温热蒸气流通过在融化塔盘130 上的加热旋管(未显示)被引导至融化塔盘130。可选地，温热蒸气流可连接至传输管线 135。在操作中，通过管线27在柱的底部引入大部分再沸蒸气流至底部液面上并在最后汽提塔盘126上或其下方。随着再沸蒸气向上经过每一个塔盘沈，从液体汽提出残留的甲烷。该蒸气随着它沿塔向上移动而冷却。当来自管线27的蒸气流到达波纹状融化塔盘 130时，温度可降至大约-20 0 °F。但是，这与可能为大约-50 -70 °F的融化塔盘 130上的融化固体相比仍然相当热。当它与融化塔盘130接触时，该蒸气仍然具有足够的热焓以融化固体CO2。回头参看再沸器160，可选地，以液体形式排出再沸器160的塔底流M内的流体可经过膨胀阀162。膨胀阀162降低了塔底液体产物的压力，有效地提供了制冷作用。因此， 提供了冷却塔底流26。排出再沸器160的富(X)2液体可向井下泵送通过一个或多个AGI井 (示意性地参见图1中250)。在一些情况下，可作为提高采收率法采油过程的部分，泵送液体CO2至部分采收的储油层中。因此，CO2可以是易混合的注入物。作为一种可选方案，(X)2 可用作提高采收率法采油的易混合的溢流剂(flood agent) 0再次参看塔100的下部蒸馏区106，气体向上移动通过下部蒸馏区106、通过融化塔盘130的升气管131，并到达控制冻结区108。控制冻结区108限定了具有多个喷淋喷嘴122的敞开的室。当蒸气向上移动通过控制冻结区108时，蒸气的温度变得更加低。蒸气与来自喷淋喷嘴122的液体甲烷(“回流”)接触。该液体甲烷已通过包括热交换器170的外部制冷装置冷却，比向上移动的蒸气更加冷。在一种布置中，液体甲烷以大约为-120 T 至-130下的温度从喷淋喷嘴122出来。但是，随着液体甲烷蒸发，它从它的环境中吸收热， 因此降低了向上移动蒸气的温度。由于它的低密度(相对于液体甲烷)和在蒸馏塔100内的压力梯度，汽化的甲烷也向上流动。随着甲烷蒸气沿低温蒸馏塔100进一步向上移动，它们离开中间控制冻结区108 并进入上部蒸馏区110。蒸气与从最初冷却流体流12逸出的其他轻质气体一起继续向上移动。结合的烃蒸气从低温蒸馏塔100的塔顶移动出来，成为塔顶甲烷流14。在塔顶甲烷流14中的烃气移动至外部制冷装置170中。在一方面，制冷装置170 使用乙烯制冷剂或能够使塔顶甲烷流14冷却至大约-135下至-145 其它制冷剂。这用来至少部分液化塔顶甲烷流14。然后冷却的甲烷流14移动至回流冷凝器或分离室172。分离室172用于从液体——有时称为“液体回流” 18——分离气体16。气体16代表来自原始原料气流10的轻质烃气，主要是甲烷。也可能存在氮气和氦气。当然，甲烷气体16与任何痕量乙烷是最终寻求捕获和商业售出的“产品”。塔顶甲烷流14的该非液化部分也可用作装置内(on-site)燃料。离开制冷装置170的一部分塔顶甲烷流14是冷凝的。这部分是在分离室172中被分离并被返回至塔100的液体回流18。可使用泵19以移动液体回流18返回至塔100。 可选地，在塔100上方安装分离室172以提供液体回流18的重力进料。液体回流18将包括从上部蒸馏区110逸出的任何二氧化碳。但是，大部分液体回流18是甲烷，一般为95% 或更多，以及氮气(如果在最初流体流10中存在)和痕量硫化氢(同样如果在最初流体流 10中存在)。在一种冷却布置中，塔顶甲烷流14通过开环制冷系统获取，如连同图6所显示和所述的制冷系统。在这种布置中，塔顶甲烷流14通过交叉-换热器获取以冷却用作液体回流18的返回部分塔顶甲烷流。其后，将塔顶甲烷流14加压至大约1，OOOpsi至1，400psi，并且然后利用环境空气和可能外部丙烷制冷剂冷却。然后引导加压并冷却的气流通过骤冷器以进一步冷却。可使用透平式骤冷器回收甚至更多的液体以及一些轴功。名称为“分离含有至少一种可冷冻组分的多组分气流的方法(Process For Separating a Multi-Component Gas Steam Containing at Least One Freezable Component)，，的美国专利 6，053，007 描述了塔顶甲烷流的冷却，在此通过引用全文并入。此处应当理解本发明不受塔顶甲烷流14的冷却方法限制。也应当理解在制冷装置170和最初制冷装置150之间的冷却程度是可改变的。在一些情况下，可能期望在较高温度下操作制冷装置150，不过在制冷装置170中冷却塔顶甲烷流14是更有力的。此外，本发明不限于这些设计选择类型。再次回到图1，液体回流18返回至上部蒸馏区110。然后依靠重力携带液体回流 18通过上部蒸馏区110的一个或多个传质装置116。在一个实施方式中，传质装置116是提供阶式串联的堰板118和降液管119的精馏塔盘，与上述塔盘1 类似。当来自液体回流流18的流体向下移动通过精馏塔盘116时，额外的甲烷从上部蒸馏区110蒸发出来。甲烷气再加入至塔顶甲烷流14成为气体产物流16的部分。但是，液体回流18的残留液相落入收集塔盘140上。这样，液体回流流18不可避免地获得小百分比的烃和从控制冻结区108向上移动的酸性气体。在收集塔盘140收集甲烷和二氧化碳的液体混合物。优选地，收集塔盘140限定大体上为平面的主体，以收集液体。但是，与融化塔盘 130 一样，收集塔盘140也有一个、和优选地多个升气管以排出从控制冻结区108上来的气体。可采用如图2B和2C中由组件131和132所呈现的升气管和盖布置。在图5的放大视图中显示了收集塔盘140的升气管141和盖142，在下文中进一步讨论。此处应当注意在上部蒸馏区110中，任何存在的在处理温度下相对于在气体中优先倾向溶解在液体中。在这方面，具有比较低的相对挥发度。通过以更多液体接触残留蒸气，低温蒸馏塔100使得吐5浓度下降至期望的百万分之几(ppm)的极限内，如10或甚至4ppm的规格。当流体移动通过上部蒸馏区110的传质装置116时，H2S接触液体甲烷并离开蒸气相且成为液流20的一部分。从那里，H2S以液体形式向下移动通过下部蒸馏区 106并最终作为液化酸性气体塔底流22的部分离开低温蒸馏塔100。对于很少H2S至没有 H2S存在于原料流中或如果通过上游过程选择性地去除H2S的那些情况，实质上没有H2S将存在于塔顶气体中。在低温蒸馏塔100中，在收集塔盘140捕获的液体作为液流20从上部蒸馏区110 排出。液流20主要包含甲烷。在一方面，液流20由大约93mol. %的甲烷、3%的C02、0. 5% 的H2S和3. 5%的N2组成。此时，液流20是大约-125 °卩至-130 0F。这仅比液体回流流18 稍热。引导液流20至回流液储器174。回流液储器174的用途是为泵176提供涌浪能力。 从回流液储器174排出后，形成喷淋流21。在泵176中加压喷淋流21以再次引入至低温蒸馏塔100。在这一情况下，泵送喷淋流21至中间控制冻结区108并通过喷嘴122排出。喷淋流21的一些部分，尤其是甲烷，在排出喷嘴122后汽化和蒸发。从那里，甲烷上升通过控制冻结区108、通过收集塔盘140中的升气管和通过上部蒸馏区110的传质装置 116。甲烷作为塔顶甲烷流14离开蒸馏塔100并最终成为气流16中的一部分商业产品。来自喷嘴122的喷淋流21也引起二氧化碳从气相凝华。在这方面，最初溶解在液体甲烷中的CO2可即刻进入气相并与甲烷一起向上移动。但是，由于控制冻结区108内的低温，任何气态的二氧化碳迅速成核和集结成为固相并开始“下雪”。这个现象称为凝华作用。这样，一些CO2决不会再进入液相直至它接触融化塔盘130。该二氧化碳“下雪”至融化塔盘130上并融化成液相。从那里，富(X)2液体与来自如上所述的冷却原料气体流12的液体(X)2 —起瀑布式沿下部蒸馏区106的传质装置或塔盘流下。在那时，来自喷嘴122的喷淋流21的任何残留甲烷应该迅速逸出成为蒸气。这些蒸气在低温蒸馏塔100中向上移动并再进入上部蒸馏区110。期望使冷却液体与尽可能多的沿塔100向上移动的气体接触。如果蒸气绕开源于喷嘴122的喷淋流21，较高水平的CO2可到达塔100的上部蒸馏区110。为了改善控制冻结区108中气/液接触效率，可采用具有设计构造的多个喷嘴122。因此，不采用以回流流体流21的一个或多个液面的单一喷淋源，可选地可采用设计有多个喷淋喷嘴122的喷淋集管 120。因此，喷淋喷嘴122的构造对在控制冻结区108内发生的传热和传质有影响。同样， 可设计喷嘴本身以产生最佳的液滴尺寸和那些液滴的区域分布。本文的受让人在具有国际申请日2007年11月20日的共同未决WO专利公开出版物2008/091316中已先提出了各种喷嘴布置。该申请及其图6A和6B在此通过弓丨用并入以教导喷嘴构造。喷嘴寻求确保在控制冻结区108内360°覆盖并提供良好的蒸气/液体接触和传热/传质。这又更有效地冷却向上移动通过低温蒸馏塔100的任何气态二氧化碳。用于完全覆盖的多个集管120和相应的搭接喷嘴122装置的使用也最小化了逆向混合。在这方面，完全覆盖防止细的、低质量的(X)2颗粒沿着蒸馏塔100反向移动并再进入上部蒸馏区110。然后这些颗粒将与甲烷再混合并再进入塔顶甲烷流14，仅是再次循环。连同图1描述的以上酸性气体去除系统对于产生基本无酸性气体的商业甲烷产品16是有益的。优选地液化产品16并送至管道以出售。优选地，液化气体产品满足1至 4mol. %的管道CO2标准，在该情况中产生充足的回流。二氧化碳和硫化氢通过塔底流22去除。在一些情况中，少量H2S与相对大量的CO2存在于原始最初流体流10中。在这种情况下，可期望在低温蒸馏塔之前选择性地去除以便可在塔底流22产生“洁净的”液体 CO2流。这样，CO2可被直接注入至储层以进行提高采收率法采油(“E0R”)操作。因此，本文提出了用于在低温蒸馏塔如塔100中进行酸性气体去除之前去除用最初流体流10产生的含硫组分的一部分的系统和方法。本文提出了用于从气流中去除含硫组分的许多选择性方法。描述了水成和非水成方法。优选地，该方法去除任何硫氢基化合物如硫化氢( 和具有硫氢基(-SH)的有机硫化合物，其称为硫醇(mercaptan)，也称为硫醇(thiol) (R-SH)，其中R是烃基。用于在酸性气体去除系统上游去除含硫组分的第一种方法采用溶剂的使用。某些溶剂对硫化氢具有亲和性并可用于将吐3与甲烷分离。溶剂可以是物理溶剂或化学溶剂。图6是显示在一个实施方式中从气流中去除酸性气体的气体处理设备600的示意图。该气体处理设备600在酸性气体去除系统上游采用溶剂方法。酸性气体去除系统总体以650表示，同时溶剂方法以框605表示。酸性气体去除系统650包括在框100的分离容器。框100 —般指图1的控制冻结区塔100。但是，框100也可代表任何低温蒸馏塔如整体分馏塔。在图6中，以612显示采出气流。采出气流612源于发生在储层开发区或“油田” 610中的烃采收活动。应当理解，油田610可以代表生产气态烃的任何位置。油田610可以是陆上的、近海的或海上的。油田610可由最初储层压力操作或可经历提高采收率法采收过程。本文要求保护的系统和方法不限制开发中的油田类型，只要它正在产生被硫化氢和二氧化碳污染的烃。该烃将主要包含甲烷，但也可包括2mol. %至 IOmol. %的乙烷和其它重质烃如丙烷或甚至痕量的丁烷和芳香烃。气流612是“原始的”，指它未经历酸性气体去除过程。可将原料气流612例如从油田610通过管道传输至气体处理设备600。在到达气体处理设备600后，可引导气流612 通过脱水过程如乙二醇脱水容器。在620示意性地显示了脱水容器。由于原料气流612通过脱水容器620，产生了水流622。在一些情况中，原料气流612可与乙二醇(monoethylene glycol,MEG)混合以防止水跑出和水合物的形成。例如，可喷淋MEG至冷却器，并收集液体， 以分离为水、更浓的MEG及可能的一些重质烃，这取决于冷却器的温度和入口气体组成。水流622可送至水处理设备。可选地，水流622可再注入至地下地层。地下地层以框630表示。仍然可选地，可处理除去的水流622以满足环境标准并且然后作为已处理的水释放至当地流域(未显示)。同样，由于使采出气流612通过脱水容器620，产生了基本脱水的甲烷气流624。 脱水的甲烷气流6M可含有痕量氮气、氦气和其它惰性气体。关于本系统和方法，脱水气流 624也包含二氧化碳和少量硫化氢。气流6 可包含其它含硫组分如硫化羰、二硫化碳、二氧化硫和各种硫醇。任选地，脱水气流6M通过初步制冷装置625。制冷装置625冷却脱水气流6M至大约20下至50 温度。制冷装置625可以是例如空气冷却器或乙烯或丙烷制冷器。期望从脱水气流拟4中去除含硫组分以防止硫化铁腐蚀。根据气体处理设备600， 提供了溶剂系统605。脱水气流拟4进入溶剂系统605。溶剂系统605用溶剂接触气流624 以通过吸收过程去除硫化氢。这在酸性气体组分溶解度大于甲烷溶解度的相对低的温度和相对高的压力下发生。注意，溶剂系统605可以是物理溶剂系统或化学溶剂系统。图7A提供了在一个实施方式中物理溶剂系统705A的示意图。操作物理溶剂系统705A接触脱水气流624以去除含硫组分。适合的物理溶剂的实例包括N-甲基吡咯烷酮、碳酸亚丙酯、氰基乙酸甲酯和冷却的甲醇。物理溶剂的优选实例是环丁砜，其化学名称为四氢噻吩砜。环丁砜是含有磺酰官能团的有机硫化合物。磺酰基团是硫原子双键键合至两个氧原子。硫-氧双键是高度极性的，允许其在水中的高溶解度。同时，四-碳环提供对烃的亲和性。这些性质使环丁砜在水和烃中都是易混合的，使其广泛用作纯化烃混合物的溶剂。优选的物理溶剂是Selexol 。Selexol 是Dow Chemical公司的子公司Union Carbide的气体处理产品的商品名称。Selexol 是聚乙二醇的二甲醚的混合物。一个这种成分的实例是二甲氧基四甘醇(dimethoxy tetraethylene glycol)。Selexol 也将获取最初流体流10中的任何重质烃以及一些水。在最初的流体流10开始时相当干燥的情况， Selexol 的使用可除去对其它脱水过程的需要。此处注意，如果klexol 溶剂被冷却，然后以(X)2预饱和，则Selexol 溶剂将对具有选择性。参看图7A，可见脱水气流拟4进入入口分离器660。应当理解，期望保持气流624 洁净以便防止酸性气体去除过程中液体溶剂的起泡。因此，入口分离器660被用于过滤出液体杂质如油基钻井液和泥浆。也可进行一些颗粒过滤。优选地，使用上游脱水容器620， 分离盐水。但是，入口分离器660可去除任何冷凝烃。液体如钻井液和冷凝烃由入口分离器660的底部离开。液体杂质流参见662。一般地，将水基杂质送至水处理设备(未显示)，或可重新注入至地层630以维持储层压力或进行处置。烃液体通常被送至冷凝处理设备。气体从入口分离器660的顶部排出。清洁气流参见664。任选地，引导清洁气流664至气-气交换器665。气-气交换器665预冷却清洁气流664中的气体。然后引导清洁气体至吸收器670。优选地，吸收器670是接收吸收剂的逆流接触塔。在图7A的布置中，清洁气流664在塔670底部进入。同时，物理溶剂696在塔 670顶部进入。塔670可以是铺盘塔、填料塔或其它类型塔。应当理解，可选地，可利用设计用于气-液接触的许多非-塔装置。这些可包括静止混合器和并流接触装置。图7A的逆流塔670仅仅是用于例证性的目的。注意，用于气-液接触容器(一个或多个)的小型、并流接触器的使用是优选的，因为可减小物理溶剂系统705A的总占地面积(footprint)和重量。吸收剂可以是例如与清洁气流664混合以“分离出’M2S和附带的一些CO2的溶剂。 吸收剂可具体是如上讨论的klexol 。作为用吸收剂的接触过程的结果，产生了轻质气体流678。轻质气体流678从塔670顶部出来。轻质气体流678含有甲烷和二氧化碳。轻质气体流678经历制冷过程，然后被引导至低温蒸馏塔，以图6中的框100示意性地显示。即刻返回参照图6，轻质气体流678从物理溶剂系统705A排出并通过冷却器626。 冷却器6 冷却轻质气体流678至大约-30 -40 0F的温度。冷却器6 可以是例如乙烯或丙烷制冷器。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置拟8起骤冷器的作用以获得对轻质气体流678的进一步冷却。膨胀装置6 进一步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70下至-80 T。 优选地，也完成了气流678的至少部分液化。冷却酸气流在管线611产生。再参照图7A，接触塔670将获取含硫组分。这些作为“富”溶剂从塔670底部释放。可见富溶剂流672排出塔670。富溶剂流672也可包括一些二氧化碳。在图7A的布置中，输送富溶剂流672通过能量回收透平674。这允许为物理溶剂系统705A产生电能。从那里，输送富溶剂流672通过一系列闪蒸分离器680。在图7A的例证性布置中，以682、684和686显示三个分离器。根据物理溶剂方法，分离器682、684、686 在逐渐降低的温度和压力下运行。例如，第一分离器682可在500psi的压力和90 °F的温度下运行。第一分离器682 释放夹带在富溶剂流672中的轻质气体。以681显示的这些轻质气体主要包含甲烷和二氧化碳，但可具有痕量&S。可引导轻质气体681至低温蒸馏塔100(在图7A中未显示)。这些气体可与轻质气体流678结合。优选地，轻质气体681行进通过压缩机690以增加作为流611至低温蒸馏塔100过程中的压力。如果在比溶剂方法705A的第一闪蒸阶段即第一分离器682更低的压力下操作蒸馏塔100，可不需要压缩。在那种情况中，对于塔顶流678 将需要压降以便结合流681和678。可通过低温蒸馏塔100附近的J-T阀引起压降。当然， 流681将必须在J-T阀下游引入。理想地，来自清洁气流664的所有硫化氢和任何重质烃已经以富溶剂流672捕获。 逐渐富集的溶剂流被从每个分离器682、684、686释放。这些逐渐富集的流以管线683、685 和687指示。因此，一般通过压降使物理溶剂再生，引起任何溶解的甲烷和二氧化碳从溶剂闪蒸出来。管线687是“半贫”溶剂流，因为一些(X)2已被去除，但是溶剂流687还没有完全再生。输送这种溶剂流687的一部分通过增压泵692并作为半贫溶剂在接触塔的中间高度再引入至接触塔670。引导以693显示的残留部分至再生容器652。关于三个分离器的第二个684和第三个686，应当注意，这些分离器684、686的每一个也释放非常少量的轻质气体。这些轻质气体将主要包括二氧化碳，附带少量甲烷。以两个单独的管线在689显示这些轻质气体。轻质气体689可被压缩并与管线611结合，然后被引导至低温蒸馏塔100。可选地，可直接输送来自管线689的轻质气体至以图6中642 显示的塔底液化酸性气体流。
使用物理溶剂用于上游H2S去除的一个优势是溶剂通常是吸湿的。这可消除对于气体脱水容器620的需要，特别在最初流体流10已经基本干燥的情况中。为此目的，优选地，选择的溶剂本身是无水的。这样，溶剂可用于进一步使原始天然气脱水。在这种情况下， 水可从再生器652以蒸气流655出来。该过程的缺点是一些轻质烃和(X)2将在某种程度上被共吸附在物理溶剂中。多个分离器682、684、686的使用确实从富溶剂流672中去除了大多数甲烷，但一般不是它的全部。再参照再生容器652，容器652起汽提器的作用。驱动硫化氢组分以使它们作为浓H2S流通过蒸气流655离开再生容器652。显示蒸气流655中的浓H2S离开物理溶剂系统705A。它也显示在图6中的管线655。优选地，蒸气流655中的浓被送至酸性气体注入(AGI)设备。任选地，可预先使用第二物理溶剂过程以去除任何CO2和水蒸气。在658显示了分离器。分离器658是回收冷凝水和溶剂同时使气体到达塔顶的回流容器。冷凝水和溶剂可通过塔底管线659返回至再生容器652。同时，塔顶气体可通过管线691被送至酸性气体注入(在图6的框649示意性地显示，并在下文中讨论)。蒸气流655也将包括二氧化碳。二氧化碳和任何水蒸气将连同通过塔顶管线 691离开分离器658。优选地，H2S向下游送至AGI设备649，或任选地，可被送至硫回收单元(SRU)(未显示)。图7A中描述的再生容器652可利用汽提气从溶剂中分离含硫组分。再生容器652 可以用许多汽提气进料。实例是具有高CO2含量的燃料气流。优选高CO2含量的燃料气用于汽提气651，因为它可帮助以(X)2 “预饱和”溶剂，从而导致从洁净气流664中获得较少的 C02。可见汽提气通过管线651'被进料至再生容器652。汽提气651'可以是例如来自最低压力闪蒸阶段即分离器686的一部分轻质气体流689。这使得可能回收一些烃。从再生容器652底部导出再生溶剂。再生溶剂作为653排出。输送再生溶剂653 通过增压泵654。任选地，利用第二增压泵694进一步提高输送再生溶剂653的管线中的压力。其后，优选地，通过可能具有制冷装置的热交换器695冷却再生溶剂653。然后将冷却和再生的溶剂696再循环至接触器670。一部分再生溶剂由再生容器652底部获得并被送至再沸器697。再沸器温热了溶剂。温热的溶剂作为部分蒸发流通过管线651”返回至再生容器697。图7A表明了物理溶剂系统705A的实施方式。但是，注意，可选地，溶剂系统605 可以是化学溶剂系统。化学溶剂系统使用化学溶剂，特别是吐3选择性胺。这种选择性胺的实例包括甲基二乙醇胺(MDEA)和Flexsorb 族胺。Flexsorb 是用于从酸气混合物中去除含硫气体的化学吸收剂的商品名称。Flexsorb 吸收剂或其它胺在低温蒸馏塔上游与烃气流6 或清洁气流664接触。胺型溶剂依靠与烃气流中的酸性气体组分的化学反应。反应过程有时称为“气体脱硫”。这种化学反应通常比物理型溶剂更有效，特别是在原料气压低于大约 300psia(2. 07MPa)时。Flexsorb 胺是用于从含CO2气流中选择性地去除H2S的优选化学溶剂。 Flexsorb 胺利用吸收与(X)2吸收相比相对快的速率的优势。快的吸收速率帮助防止氨基甲酸酯的形成。由基于胺的过程产生的硫化氢通常在低压下。输出的将进行硫回收或进行需要显著压缩的处置。使用选择性胺去除硫化氢可通过脱水并冷却的流体流6M与化学溶剂接触完成。 这可通过将气流6 注入至“吸收器”完成。吸收器是使得来自气流6 的气体被Flexsorb 或其它液体胺接触的容器。当这两种流体物质互相作用时，胺从酸气吸收以产生脱硫气流。脱硫气流主要含有甲烷和二氧化碳。这种“脱硫”气体从吸收器的顶部流出。在一方面，吸收器是大型、逆流接触塔。在这个布置中，原料气流拟4被注入至接触塔的底部，同时化学溶剂或“贫溶剂流”被注入至接触塔的顶部。在逆流接触塔的内部后，来自气流拟4的气体向上移动通过吸收器。通常地，一个或多个塔盘或其它内件(未显示)被提供在吸收器内以形成天然气的多个流动路径并在气相和液相之间形成界面区域。 同时，来自贫溶剂流的液体向下移动并穿过吸收器内的逐级塔盘。塔盘帮助天然气与溶剂流的相互作用。该过程就名称为“由气流中去除酸性气体(Removal of Acid Gases From a Gas Stream) ”的专利申请的图1进行了说明。那篇申请在2008年10月14日被临时提交，并被指定为美国序列号61/105，343。图1和说明书的相应部分在此通过引用并入。“富”胺溶液由逆流接触塔的底部离开。这包括液体胺连同吸收的&S。富胺溶液通过再生过程获得，该再生过程可看起来非常像与物理溶剂系统705A有关的以上图7A中描述的再生组件，尽管它通常仅具有在100-200psig下操作的单个闪蒸容器。用作洗掉的吸收器的逆流接触塔往往非常大且重。这在海上石油和气体采出应用中造成了特别的困难。因此，本文提出了附带于石油和气体回收的从烃气流中去除H2S 的可选实施方式。其涉及较小的并流接触装置的使用。这些装置可通过减少接触时间，从而降低(X)2被吸收的机会，提高胺的选择性。这些较小的吸收装置也可降低过程605的总占地面积的大小。图7B显示了可被用于图6溶剂过程605的化学溶剂系统705B的例证性实施方式。 化学溶剂系统705B采用一系列并流接触装置⑶1、⑶2、…、⑶(n-1)、⑶η。这些装置被用于将选择性胺与气流接触。并流概念利用串联的两个或多个接触器，其中酸气流和液体溶剂在接触器内一起移动。在一个实施方式中，酸气流和液体溶剂大体上沿着各自接触器的纵轴一起移动。并流接触器可在非常高的流体速度下操作。结果，并流接触器趋向于比利用填料塔或铺盘塔的逆流接触器更小。如同图7Α，可见脱水气流拟4进入入口分离器660。入口分离器660用于过滤出液体杂质如油基钻井液和泥浆。使用图6中显示的上游脱水容器620优先分离盐水。也可在入口分离器660内进行一些颗粒过滤。应当理解，期望保持气流拟4洁净以便防止酸性气体处理过程中液体溶剂的起泡。液体如冷凝烃和钻井液由入口分离器660的底部离开。液体杂质流见662。水性杂质一般送至水处理设备(未显示)，或可以用管线622重新注入至地层630以维持储层压力或进行处置。烃液体一般去冷凝处理器。气体从入口分离器660的顶部排出。清洁的酸气流参见664。清洁的酸气引导至一系列吸收器。此处，吸收器是并流接触装置⑶1、⑶2、…、 ⑶(η-1)、⑶η。每个接触器⑶1、⑶2、…、⑶(η_1)、⑶η从气流664中去除部分H2S含量，
24从而释放逐渐脱硫的气流。最终接触器CDn提供基本上包括甲烷和二氧化碳的最终脱硫气流730(n)。气流730 (η)为图6的管线678。在操作中，气流664进入第一并流吸收器，或接触装置⑶1。在那儿，气体与液体溶剂720混合。优选地，溶剂720由胺溶液如甲基二乙醇胺(MDEA)或Flexsorb 胺组成。 液体溶剂也可包括受阻胺、叔胺或其结合。Flexsorb@是受阻胺的实例，而MDEA是叔胺的实例。另外，溶剂流720是通过再生器750产生的部分再生或“半贫”溶剂。通过泵7 帮助 “半贫”溶剂720移动进入第一接触器CDl。在适合压力下泵7M移动半贫溶剂720进入第一接触器CDl。适合压力的实例是大约15psia至l，500psig。在第一接触器⑶1内部后，气流664和化学溶剂流720沿着第一接触器⑶1的纵轴移动。当它们行进时，液体胺(或其它溶剂)与气流664中的H2S相互作用，引起H2S化学连接至胺分子或被胺分子吸附。第一“富”溶剂溶液740(1)离开第一接触器CDl的底部。 同时，第一部分脱硫气流730(1)由第一接触器CDl移出并被释放至第二接触器CD2。第二接触器⑶2也表示并流分离装置。任选地，在第二接触器⑶2之后提供第三并流分离装置⑶3。第二和第三接触器⑶2、⑶3中的每一个产生各自的部分脱硫气流730 (2)、 730C3)。另外，第二和第三接触器⑶2、⑶3中的每一个产生各自的部分负载的气体处理溶液740 (2)、740 (3)。在胺用作溶剂的情况中，部分负载的气体处理溶液740 (2)、740 (3)将包括富胺溶液。在例证性系统705B中，第二负载气体处理溶液740( 与第一负载气体处理溶液740(1)结合并通过再生过程，包括通过再生器750。应当注意，当气体664移动通过在下游方向上逐渐脱硫的气流730 (1)、730 O)、… 730 (n-1)时，系统中的压力通常将降低。当这发生时，在上游方向上逐渐变富的胺(或其它液体溶剂)流740 (η)、740 (n-1)、-740(2),740(1)中的压力需要大体上增加以匹配气压。因此，在系统705B中优选将一个或多个小型增压泵(未显示)置于每一个接触器⑶1、 ⑶2、…之间。这将用来增加系统内的液体压力。在系统705B中，流740 (1)、740 (2)包括首先移动通过闪蒸槽742的“富”溶剂溶液。闪蒸槽742在大约100至150psig的压力下操作。闪蒸槽742 —般具有引起沉降作用的内部零件或用于其中溶剂流740的弯曲流动路径。通过管线744从溶剂流740闪蒸残余气体如甲烷和C02。例如，如果与少量来自管线720的新鲜胺接触，管线744中捕获的残余气体可被减少为大约IOOppm的酸性气体含量。该浓度是足够小的，使得残余气体可被用作系统705B中的燃料气。可通过管线744从溶剂流740闪蒸残余天然气。所得富溶剂流746被引导至再生器 750。在移动进入再生器750之前，优选地，富溶剂流746移动通过热交换器(未显示)。 相对冷的(接近周围温度)溶剂流746可通过与离开再生器750底部的温热贫溶剂流760 热接触被加热。这又用来有益地冷却贫溶剂流760，然后输送至贫溶剂冷却器764，并且然后至最终接触器⑶η。再生器750限定了在再沸器756上方包括塔盘或其它内件(未显示)的汽提器部分752。提供热源至再沸器756以产生热。再生器750产生被再循环以在最终接触器⑶η 中再次使用的再生或“贫”溶剂流760。来自含有浓的再生器750的汽提塔顶气体作为杂质流770离开再生器750。
富杂质流770移动进入冷凝器772。冷凝器772用来冷却杂质流770。冷却的杂质流770移动通过回流罐774，其从杂质流770中分离任何残留液体(主要为冷凝水)。 然后形成主要包含4S的酸性气体流776。酸性气体流776与图6的管线655 —祥。ー些液体可从回流罐774中落下。这形成残余液流775。优选地，通过泵778输送残余液流775以提高压力，在那儿然后它被重新引入至再生器750。ー些残余液体将在底部离开再生器750，作为贫溶剂流760的一部分。任选地，ー些水量可加入至贫溶剂流760以平衡至脱硫气流730(n-l)、730(n)的水蒸气损失。可在回流泵778的入口或吸入处添加这种水。贫的或再生溶剂760处于低压下。因此，通过增压泵762输送代表再生溶剂760 的液流。泵762被称作贫溶剂增压器762。从那儿，贫溶剂760通过冷却器764。通过冷却器764冷却溶剂确保贫溶剂760将有效地吸收酸性气体。冷却的贫溶剂760被用作最后分离接触器CDn的溶剂流。任选地，接近接触装置CDU CD2、…、CD(n-l)、CDn提供溶剂罐722。贫溶剂760 可通过溶剂罐722。更优选地，溶剂罐722是离线的并提供溶剂的储池，因为它可能被气体设备705B需要。再次參照多个并流接触装置⑶1、⑶2、…、⑶(n-1)、⑶n，每个接触装置接收包括烃气和硫化氢的气流。操作每个接触装置⑶1、⑶2、…、⑶(η-l)、⑶η来順序地去除H2S并且产生逐渐脱硫的气流。并流接触装置⑶1、⑶2、…、⑶(η-1)、⑶η可以是各种短接触时间混合装置的任ー种。实例包括静态混合器和离心混合器。ー些混合设备通过喷射器将液体分开。喷射器输送气体通过依次推动液体溶剂进入管的文丘里状管。由于文丘里效应， 液体溶剂被拉进并被分裂为小滴，允许与气体较大表面积接触。一种优选的接触装置是ftOsCon 接触器。这种接触器利用后面有离心聚结器的喷射器。离心聚结器引起大的离心力以再结合小体积的液体溶剂。在无论哪种实施方式中， 优选采用小型容器技木，使得与大的接触塔相比硬件減少。第一接触器OTl接收原料气流664。在第一接触器OTl中处理气流664以去除硫化氢。然后释放第一、部分脱硫气流730(1)。第一、部分脱硫气流730(1)输送至第二接触器CD2。在那儿，第一脱硫气流730(1)被进ー步处理以去除硫化氢，以释放第二、更充分脱硫的气流730( 。继续该模式以使第三接触器CD3产生更充分脱硫的气流730 C3)；第四接触器CD4仍产生甚至更加脱硫的气流730 (4)；并且倒数第二个接触器仍产生更加脱硫的气流⑶(n-1)。这些中的每ー个可被称为“连续(subsequent)”脱硫气流。通过最终接触器⑶η释放最终脱硫气流730 (η)。主要由满足期望标准所需的H2S 去除水平决定最终接触器CDn之前的接触装置的数量(至少为两个)。在图7的系统705Β 中，最终脱硫气流730 (η)仍然含有ニ氧化碳。因此，脱硫气流730(η)必须被取走通过图6 的CFZ塔100。脱硫气流730 (η)与图6的管线678相同。在一方面，在每个接触器中采用混合装置和相应聚结装置的结合。因此，例如，第一⑶1和第二⑶2接触器可使用静态混合器作为它们的混合装置，第三⑶3和其它⑶4接触器可使用喷射器，而CDn-I和CDn接触器可使用离心混合器。每个接触器具有相关的聚结装置。在任ー实施方式中，气流664、730(1)、730(2)、…730(η_1)和并流流动的液体溶剂流以相同方向流动通过接触器⑶1、⑶2、…⑶η。这使得处理反应发生的时间期间短，或许甚至短至100毫秒或更少。这对于选择性的H2S去除(相对于CO2)可能是有利的，因为某些胺与H2S比与CO2更快速地反应。除了接收气流之外，每个并流接触器⑶1、⑶2、…、⑶(n-1)、⑶η也接收液体溶剂流。在系统705Β中，第一接触器CDl接收部分再生的溶剂流720。其后，随后的接触器 ⑶2、⑶3、⑶(η-1)、⑶η接收释放自接连的各自接触器中的负载的溶剂溶液。因此，第二接触器CD2接收释放自第三接触器CD3的部分负载的溶剂溶液740 (3)；第三接触器CD3接收释放自第四接触器CD4的部分负载的溶剂溶液740 (4)；而倒数第二个接触器CD (η-1)接收来自最终接触器CDn的部分负载的溶剂溶液740 (η)。换句话说，第二接触器CD2接收的液体溶剂包括释放自第三接触器CD3的部分负载的溶剂溶液740 (3)；第三接触器CD3接收的液体溶剂包括释放自第四接触器CD4的部分负载的溶剂溶液740 (4)；而倒数第二个接触器 CD (η-1)接收的液体溶剂包括来自最终接触器CDn的部分负载的溶剂溶液740 (η)。因此， 以与逐渐脱硫的气流730 (1)、730 (2)、730 (3)、... 730 (η-1)相反的处理方向，将部分负载的溶剂溶液引入至接触器CD1、CD2、CD3、-CDn0最后的分离接触器⑶η也接收液体溶剤。该液体溶剂是再生的溶剂流760。再生的溶剂流760是非常贫的。图7Β的化学溶剂系统705Β意欲是例证性的。可使用采用多个并流接触装置作为吸收器的这种系统的其它布置。这种其它系统的实例在以上引用的美国序列号61/105，343 中的CO2去除的上下文中描述。图2Β和说明书的相应部分也在此通过引用并入。在图7Β的系统705Β中，溶剂溶液740(1)和740( 进行再生。部分再生的溶剂 780从再生容器750中出来。通过增压泵782将溶剂780放置在压カ下。从那儿，在热交换器784内冷却溶剂780以成为溶剂流720。在被引入至第一并流接触器OTl作为溶剂流 720之前溶剂780通过增压泵7 被进ー步增压。再次參照图6，轻质气体流678(其也是图7A中的管线678和图7B中的管线 730 (η))离开溶剂系统605，通过脱水器，并通过冷却器626。冷却器拟6冷却轻质气体流 678至大约-30下至-40 °F的温度。冷却器6 可以是例如乙烯或丙烷制冷器。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置拟8用作骤冷器以获得对轻质气体流678的进ー步冷却。膨胀装置拟8进ー步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70T至-80下。优选地，也实现气流678的至少部分液化。在管线611指示冷却酸气流。管线611内的冷却酸气进入低温蒸馏塔100。低温蒸馏塔100可以是操作以通过有意地冻结CO2颗粒的过程从酸性气体中蒸馏甲烷的任何塔。低温蒸馏塔可以是例如图1 的CFZ 塔100。管线611的冷却酸气进入在大约500至600psig下的塔。如就图1解释的，酸性气体作为液化酸性气体塔底流642从蒸馏塔100去除。在这种情况中，酸性气体塔底流642主要包括ニ氧化碳。酸性气体塔底流642包含非常少的硫化氢或其它含硫组分，因为其通过含硫组分去除系统(其是溶剂系统605)捕获并且作为浓H2S流655输送以进ー步处理。可使用硫回收単元(未显示)将吐3转变为元素硫。硫回收单元可以是所谓的克劳斯法。这对于大量硫能够实现更有效的硫回收。至少部分塔底流642通过再沸器643发送。从那儿，含有甲烷的流体被再次引导返回塔100作为气流644。主要包含ニ氧化碳的残留流体通过CO2管线646释放。管线646中的(X)2是液体形式。优选地，管线646中的ニ氧化碳通过增压器648并且然后通过如框 649表示的ー个或多个酸性气体注入(AGI)井注入至地下地层。甲烷作为塔顶甲烷流112从蒸馏塔100释放。优选地，塔顶甲烷流112将含有不大于大约2mol. %的ニ氧化碳。在这个百分比下，塔顶甲烷流112可用作燃料气体或可作为天然气销售至某些市场。但是，依照本文的某些方法，期望的是，塔顶甲烷流112经历进一步的处理。更具体地，塔顶甲烷流112通过开环制冷系统。首先，塔顶甲烷流112通过交叉换热器113。交叉换热器113用于预冷却通过膨胀装置19膨胀后再引入至低温蒸馏塔100的液体回流流18。接下来将塔顶甲烷流112送至压缩机114以增加它的压力。接下来，使加压甲烷流112冷却。这可通过例如将甲烷流112通过气体冷却器115 完成。冷却并加压的甲烷流16得以产生。优选地，液化甲烷流16以产生商业产品。将离开冷却器115的一部分冷却并加压的甲烷流116分流成回流流18。回流流18 在加热换热器113中进ー步冷却，然后通过膨胀装置19膨胀以最终产生图1的冷却喷淋流 21。冷却喷淋流21进入蒸馏塔100，其中它被用作冷却液体喷淋。该液体喷淋或回流降低控制冻结区(以图1的108显示)的温度并帮助从如上所述的脱水气流6M冻结出(X)2和其它酸性气体颗粒。将理解，图6表示了意欲仅清楚表明气体处理系统600的选择方面的简化示意图。 气体处理系统将通常包括许多其它组件如加热器、冷却器、冷凝器、液泵、气体压缩机、鼓风机、其它类型分离和/或分馏设备、阀、开关、控制器，连同压力、温度、液面、流量測量装置。本文提供了从原料气流去除含硫组分的其它方法。一种这种方法属于“氧化还原” 方法。术语“氧化还原”代表还原-氧化反应。还原-氧化描述了其中原子使它们的氧化值或氧化态改变的化学反应。在本氧化还原过程中，氧化的金属如螯合铁与H2S直接反应以形成元素硫。氧化的金属是螯合金属催化剂水溶液。在操作中，含有硫化氢的气流与螯合金属催化剂接触，实现吸收。随后发生硫化氢氧化为元素硫并且同时金属还原为较低氧化态。然后通过将催化剂溶液与含氧气体接触使金属氧化返回至较高氧化态来再生催化剂溶液，以再次使用。图8是显示用于从原料气流去除酸性气体的气体处理设备800的示意图。在这个布置中，通过氧化还原过程在酸性气体去除系统650上游从原料气流中去除硫化氢。氧化还原过程是基于水的，这意味着原料气流的脱水不必在H2S去除步骤开始之前进行。图8显示了接收采出气流812的气体处理设备800。采出气流812源于发生在储层开发区或“油田”810中的烃采收活动。应当理解，油田810可以代表生产气态烃的任何位置。烃将包括甲烷以及硫化氢。烃也可包括乙烷以及ニ氧化碳。在气体处理设备800中，气流812进料至含硫组分去除系统850。含硫组分去除系统850利用氧化还原过程。含硫组分去除系统850首先包括接触器820。接触器820限定接收来自油田810的原始烃气的室825。在进入室825内部后，进行从原料气流812分离出硫化氢和其它含硫组分的化学反应。为了产生该化学反应，室820也接收螯合的氧化金属。这种氧化金属的实例是螯合铁。螯合铁是金属螯合剂溶液的形式。金属螯合剂通过管线842输送至室825。
在进入室825内部后，螯合金属溶液与原料气流812中的硫化氢反应。还原-氧化反应发生。結果，螯合还原金属混合物连同元素硫通过塔底管线822放出。同时，气体通过塔顶管线拟4逸出。基本反应是S_-+2iV++ - S0+2Fe++o管线824中的气体主要包括甲烷和ニ氧化碳。痕量乙烷、氮气或其它组分也可存在于管线824中。共同地，管线824中的气体表示酸气。例证性的含硫组分去除系统850也包括氧化器830。氧化器830限定用于氧化还原金属混合物的室835。氧化器830通过管线822接收还原的金属混合物。管线822中的金属混合物的压カ通过阀828控制。氧化器830也接收空气。通过管线834将空气引入至氧化器830。通过鼓风机838 増加管线834内的压カ以使空气运行通过氧化器830内的室835。在进入室835内部后，空气接触螯合金属混合物，引起还原的金属混合物被氧化。通过排出管线836将空气从氧化器830排出。氧化反应产生氧化螯合金属混合物。螯合混合物也含有胶态形式的硫。具有硫的螯合混合物通过管线832从氧化器830离开。例证性的含硫组分去除系统850也包括分离器840。图8的分离器840显示为离心机。但是，可采用其它类型分离器。离心机840将具有硫的水性螯合剂混合物分离为两种组分。ー种组分是元素硫。从该过程中连续地去除元素硫，作为具有高纯度的固体产物。 优选地，由于具有胶态硫的设备的堵塞，接触过程限于比较低的压カ(300psig或更小)。可存储元素硫，或更优选地作为商业产品出售。在管线844排出元素硫。优选地，硫被引导至硫处理单元(未显示)。这留下了基本上没有元素硫的金属螯合剂水溶液。去除系统850中的金属催化剂水溶液是再生的螯合铁。螯合铁通过管线842被再次引导返回至接触器820。可提供泵844以增加管线842内的压カ并运送螯合剂混合物至接触容器825。这样，可再生并再次使用螯合铁(或其它氧化金属)。再次參看气体管线824，气体管线拟4中的酸气被带至脱水容器860。因为氧化还原过程使用基于水的物质以从原料气流812中分离H2S,随后在低温酸性气体去除之前需要对管线824中气体脱水。由于来自气体管线824的酸气通过脱水容器860，产生了水流 862。水流862可送至水处理设备。可选地，水流862可再注入至地下地层，如图6的地下地层630。仍然可选地，可处理除去的水流862以满足环境标准并且然后作为已处理的水释放至当地流域(未显示)。同样，由于管线824的酸气通过脱水容器860，产生充分脱水气流864。脱水气流 864包含甲烷，并且也可包含痕量氮气、氦气和其它惰性气体。就本系统和方法而言，脱水气流864也包含ニ氧化碳。脱水气流864离开脱水容器860并且通过冷却器626。冷却器6 冷却脱水气流 864至大约-30下至-40下的温度。冷却器626可以是例如乙烯或丙烷制冷器。从而产生冷却轻质气体流678。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置拟8起骤冷器的作用以获得对轻质气体流678的进一歩冷却。膨胀装置6 进ー步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70下至-80 T。优选地，也实现气体流678的至少部分液化。冷却酸气流以管线611指示。管线611中的冷却酸气被引导至蒸馏塔。例如，蒸馏塔可以是图1和6的CFZ塔 100。然后通过酸性气体去除系统处理管线611中的酸气。酸性气体去除系统可以例如依照图6的酸性气体去除系统650。从原料气流中去除含硫组分的另一方法是通过使用清除剂床中的清除剂。在气体处理工业中已知清除剂的使用作为从气流中去除H2S和硫醇的方法。清除剂可以是固体， 它们可以是液体形式，或者它们可以是催化剂溶液。清除剂将硫氢基化合物和其它含硫化合物转化为无害化合物如金属硫化物。可安全地并且以环保的方式(environmentally sound manner)处理化合物。当原料气流中的 H2S组分低以致常规胺处理经济上不可行吋，清除剂具有特別的效用。ー个实例是组分少于大约300ppm。已知的液体型清除剂的实例是三嗪。更具体的实例是1，3，5三-(2-羟乙基)-六氢-S-三嗪的水成制剂。液体型清除剂的另ー实例是亚硝酸盐溶液。固体清除剂的实例是氧化铁(Fe0、Fe203或!^e3O4)和氧化锌(SiO)。固体清除剂通常是不可再生的。在不可再生的清除剂床失去效能后，必须替换。氧化铁通常需要ー些水分来生效，而氧化锌不需要。因此，如果酸气流已经脱水，ZnO的使用将是有利的，因为在CO2 去除エ艺上游不一定需要其它脱水作用。但是，水可从氧化过程产生。因此，取决于H2S的最初水平，可能需要随后脱水。最普通地，通过三种方法中的一种应用硫化氢清除剂。首先，液体清除剂的间歇应用可用于喷射塔接触器。其次，固体清除剂的间歇应用可应用于固定床接触器。第三，可采用液体清除剂连续直接注入至容器。这是最普通的应用。常规的直接注入清除使用管道作为接触器。在这种应用中，液体清除剂如三嗪被注入至气流。将H2S吸收至清除溶液中。使H2S反应以形成随后从原料气流中去除并丢弃的副产物。清除的直接注入的一个可选方法涉及在高压下迫使清除剂的液体喷射通过小孔。一般地，使用雾化喷嘴以使液体清除剂雾化为非常小的液滴。对于许多应用， 直接注入方法具有最低总成本的潜能，因为相对于间歇应用它的资本成本低。图9是显示在一个实施方式中根据本发明的从气流中去除酸性气体的气体处理设备900的示意图。在这个布置中，通过清除剂在酸性气体去除系统950上游从原料气流 912中去除硫化氢。图9显示了接收采出气流912的气体处理设备900。采出气流912源于发生在储层开发区或“油田”910中的烃采收活动。应当理解，油田910可以代表生产气态烃的任何位置。烃将包括甲烷以及硫化氢。烃也可包括乙烷以及ニ氧化碳。在气体处理设备900中，采出气流912进料至含硫组分去除系统950。含硫组分去除系统950使用H2S清除剂。可采用上述清除方法的任ー种。例证性的含硫组分去除系统 950使用上述第三种方法，即液体清除剂连续注入至分离容器920。为了从原料气流912去除含硫组分，原料气流912被引导至管道922。同吋，液体清除剂如三嗪通过清除剂管线944引入至管道922。三嗪通过雾化喷嘴923注入，并且然后与静态混合器925中的原料气流912混合。从那儿，接触的原料气流912进入分离容器 920。
分离容器920限定室926。液体进入室拟6的底部，同时气态组分在室拟6的顶部离开。液体通过液体管线927排出。液体包括失去效能的清除剂物质。来自管线927的部分液体作为流出液废物被去除。废物管线942将流出液废物引导至保存槽(未显示)或其它废物保存区域。废物可通过卡车或通过处理管线运输离开。如果清除剂没有完全失去效能，来自管线927的液体的残留部分可被再次引导返回至清除剂管线944以接触原料气流 912。含硫组分去除系统950也包括清除剂容器930。清除剂容器930保存液体清除剂。 如需要，操作者将清除剂容器930的液体清除剂通入清除剂管线944。提供泵946以增加用于将液体清除剂注入至管道922的压力。再次參看分离容器920，分离容器920可包括除雾器(mist eliminator)924。除雾器拟4帮助防止液体颗粒随着气态组分由分离容器920的顶部逸出。这种现象称为夹帯。 除雾器拟4类似于网状物或膜，其在蒸气在分离容器920中向上运行时形成蒸气的弯曲路径。除雾器是已知的。除雾器的一个来源是德克萨斯州阿尔文的kparation Products公司。S^aration Products公司制造商品名称为Amistco 的除雾器。气态组分通过塔顶气体管线945离开分离容器920。气态组分主要为甲烷和ニ氧化碳。也可存在痕量成分的乙烷、氮气、氦气和芳香族化合物。管线945中的气体可称为酸气。将气体管线945中的酸气带至脱水容器960。因为清除剂方法使用基于水的物质以从原料气流912中分离！！ぶ，在低温ニ氧化碳去除之前需要对管线945中的气体脱水。由于将气体管线945中的酸气通过脱水容器960， 产生水流962。水流962可被送至水处理设备。可选地，水流962可被再次注入至地下地层，如图6的地下地层630。仍然可选地，可处理除去的水流962以满足环境标准并且然后作为已处理的水释放至当地流域(未显示)。同样，由于管线945中的酸气通过脱水容器960，产生基本脱水的气流964。脱水气流964通过冷却器626。冷却器6 冷却脱水气流964至大约-30 °F至-40 0F的温度。 冷却器6 可以是例如乙烯或丙烷制冷器。从而产生冷却的轻质气体流678。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。膨胀装置拟8起骤冷器的作用以获得对轻质气体流678的进一歩冷却。膨胀装置6 进ー步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70下至-80 T。 优选地，也实现气流678的至少部分液化。冷却酸气流以管线611指示。管线611中的冷却酸气引导至蒸馏塔。例如，蒸馏塔可以是图1和6的CFZ塔100。 然后通过酸性气体去除系统，处理冷却气流。酸性气体去除系统可以例如依照图6的酸性气体去除系统650。本文提出的用于去除具有硫氢基(一SH)的有机硫化合物的另一方法是通过称为 CrystaSulf法的方法。CrystaSulf法是由德克萨斯州奥斯汀的CrystaTech公司开发的。 CrystaSulf法利用改进的液相克劳斯反应方法从原料气流中去除H2S。“克劳斯法”是有时被天然气和精炼エ业使用的从含硫化氢气流中回收元素硫的方法。简言之，产生元素硫的克劳斯法包括两个主要段。第一段是热段，其中在大约 1，800下至2，200 °F下燃烧部分H2S为S02，并且形成的与残留的H2S反应产生元素硫。 在热段不存在催化剂。第二段是催化段，其中在适合的催化剂上(如氧化铝)在400下至650 °F之间的温度下产生元素硫。产生元素硫的反应是平衡反应；因此，在进行分离以提高 H2S至元素硫的总转化率的克劳斯法中有几个段。每个段涉及加热、反应、冷却和分离。术语“CrystaSulf”不仅指方法，而且指用于该过程中的溶剤。CrystaSulf 是溶解硫化氢和ニ氧化硫的非水物理溶剂，以使它们可直接反应为元素硫。CrystaSulf 溶剂有时称为液体(liquor)或洗除液(scrubbing liquor)。在CrystaSulf法中，使用非水洗除液从气流中去除硫化氢。洗除液可以是元素硫的有机溶剂如苯基ニ甲苯基乙烷。通常地， 非水溶剂可选自烷基取代的萘；二芳基烷烃；包括苯基ニ甲苯基乙烷，如苯基-邻ニ甲苯基乙烷、苯基甲苯基乙烷、苯基萘基乙烷、苯基芳基链烷、ニ苄醚、ニ苯醚；部分氢化的三联苯、 部分氢化的ニ苯乙烷、部分氢化的萘；以及它们的混合物。一般地，CrystaSulf 溶剂采用SO2作为氧化剂。这使得克劳斯反应 (2H2S+S02->3S+2H20)在溶剂相中发生。换句话说，将ニ氧化硫添加至溶剂溶液以获得更好的H2S去除。在美国专利6，416，729中描述了 CrystaSulf法。该‘7 专利名称为“从包括或补充有ニ氧化硫的气流中去除硫化氢的方法(Process for Removing Hydrogen Sulfide from Gas Streams Which Include or are Supplemented with Sulfur Dioxide)”。该 ‘7 专利在此通过引用全文并入。在美国专利6，818，194中公开了 CrystaSulf法的其它实施方式，其名称为“通过用非水吸收剂洗除，从包括或补充有ニ氧化硫的气流中去除硫化氢
(Process ior Removing Hydrogen Sulfide From iras Streams Whicn Include or Are Supplemented with Sulfur Dioxide,by Scrubbing with a Nonaqueous Sorbent)，，。 该‘194专利也在此通过引用并入。图10是显示在另ー实施方式中从气流中去除酸性气体的气体处理设备1000的示意图。在这个布置中，通过CrystaSulf法在酸性气体去除系统650上游从原料气流1012 中去除硫化氢。CrystaSulf过程是用于去除硫化氢的含硫组分去除系统1050的一部分。图10显示了接收采出气流1012的气体处理设备1000。采出气流1012源于发生在储层开发区或“油田” 1010的烃采收活动。油田1010是与上述油田810和910同义的。 烃产生自油田1010。烃将包括甲烷与硫化氢。烃也可包括乙烷以及ニ氧化碳。在气体处理设备1000中，采出气流1012进料至含硫组分去除系统1050。含硫组分去除系统1050利用上述CrystaSulf法。为了依照CrystaSulf法从原料气流1012中去除含硫组分，原料气流1012被引导至吸收器1020。同吋，液体SO2通过管线1084引入至吸收器1020。添加液化ニ氧化硫作为氧化气体。液体SO2最初保存在储存容器1080中。如需要，SO2管线1082将来自储存容器 1080的液体SO2-送至管线1084。沿着管线1082提供泵1076用于增加压カ以便将液体 SO2移动至吸收器1020。吸收器1020限定室1025。在吸收器1020中，原料气流1012与来自管线1084的含有的液体溶剂接触。液体沉入室1025的底部，同时气态组分在室1025的顶部离开。 称为吸收剂的液体通过液体管线1022离开。吸收剂通常包括硫和水的溶液、连同痕量成分的甲烷与残余硫化氢和/或ニ氧化硫。通过管线1022引导液体至瓶1030。瓶1030用于从溶剂闪蒸出水和任何夹带的烃气。含硫溶液通过塔底流1036离开瓶。同时，烃气和痕量水蒸气离开塔顶管线1032。
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塔顶管线1032输送通过压缩机1034。増加塔顶管线1032的压カ帮助水离开烃气。然后将烃气引导至分离容器1040。一般地，分离容器1040是重力分离器，尽管也可使用旋液分离器或Vortist印分离器。水在管线1044离开分离容器1040。优选地，管线1044 中的水引导至处理设备(未显示)。烃气通过管线1042从分离容器1040中释放。管线1042中的烃气与原料气流1012 合井。从那儿，烃气再次进入吸收器1020。再次參看瓶1030，注意，瓶通过塔底流1036释放含硫溶液。含硫溶液移动进入冷却回路1038。含硫溶液与来自管线1058的部分澄清液合井。澄清液可包括例如其它物理溶剤。当含硫溶液移动通过离心泵1052时增加冷却回路1038中的压力。从那儿，在PTFE 热交換器IOM中冷却含硫溶液。当含硫溶液通过热交換器IOM时，它被冷却至溶解的硫的饱和温度以下。含硫溶液对于溶解的硫变得过饱和，因此結晶。冷却并结晶的含硫溶液进入结晶器1055。具体地，来自管线1038的含硫溶液被引导进入结晶器1055的底部。冷却的含硫溶液与存在于结晶器1055内的沉降区1059中的硫晶体接触。晶体起给过饱和硫溶液接种的作用以实现溶解的硫的沉淀。这形成硫浆。硫浆通过硫浆管线1056离开结晶器1055。将管线1056中的硫浆输送至过滤器 1060。过滤器1060将硫浆分离为纯的固态硫和澄清液。固态硫的去除通过管线1062表示。 澄清液作为滤液通过管线1064释放并再循环返回至结晶器1055。优选地，提供泵1066用于移动澄清液返回至结晶器1055。澄清液上升至结晶器的顶部。部分澄清液通过管线1058从结晶器1055导出。管线1058的澄清液与来自瓶的硫溶液1036合并以形成冷却回路1038，如上讨论的。通过管线1072从结晶器1055的顶部提取澄清液的分离部分。通过热交換器1074加热管线1072 的提取液。热的液体与管线1082的ニ氧化硫合井。通过增压泵1076获得热的液体1074， 并且然后再次引导至吸收器1020的室1025。应当理解，结合含硫组分去除系统1000描述的CrystaSulf法仅仅是例证性的。可使用如在并入的美国专利6，416，729和美国专利6，818，194中描述的那些其它CrystaSulf 法。无论方法如何，从吸收器1020中产生塔顶气流1045。塔顶气流1045主要含有甲烷和ニ氧化碳。也可存在痕量成分的乙烷、氮气、氦气和芳族化合物。含硫组分已被提取并通过管线1062运送离开。塔顶气流1045可被称为酸气。优选地，气流1045中的酸气带至脱水容器1060。但是，因为CrystaSulf法是非水的， 可在原料气流1012进入含硫组分去除系统1050之前进行脱水。塔顶气流1045通过冷却器6 。冷却器6 将气流1045冷却至大约-30 0F 至-40下的温度。冷却器ぬ6可以是例如乙烯或丙烷制冷器。从而，产生冷却的轻质气体流 678。优选地，轻质气体流678接下来移动通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀或结合图6描述的其它装置。膨胀装置拟8进ー步降低轻质气体流678的温度至例如大约-70 °F至-80 0F。优选地，也实现气流678的至少部分液化。 通过管线611移动冷却气流。管线611中的冷却酸气被引导至蒸馏塔。例如，蒸馏塔可以是图1和6的CFZ塔100。然后通过酸性气体去除系统，处理管线611的冷却酸气。酸性气体去除系统可以例如依照图6的用于去除ニ氧化碳的酸性气体去除系统650。可用于在低温蒸馏塔上游去除至少适度水平的硫化氢的两种其它方法涉及吸附床的使用。ー种方法采用变温吸附，而另ー种利用变压吸附。吸附床是分子筛。在每种情况中，再生所述分子筛。分子筛常常用于脱水，也可用于去除和硫醇。时常地，在单个填料床中结合这些操作，该单个填料床在顶部具有4A分子筛材料的层，用于脱水，以及在底部具有13X分子筛材料的层，用于去除H2S和硫醇。从而，原料气流既被干燥又脱硫。图11呈现了在另ー实施方式中从气流中去除酸性气体的气体处理设备1100的示意图。在这个布置中，通过变温吸附系统1150从酸性气体去除系统650上游去除原料气流 624中的硫化氢。气体处理设备1100大体上依照图6的气体处理设备600操作。在这方面，脱水气流拟4输送至含硫组分去除系统。从那儿，主要包含甲烷和ニ氧化碳的酸气被冷却并通过管线611被输送至酸性气体去除系统650。但是，代替使用溶剂系统605连同吸收器一起作为含硫组分去除系统，使用变温吸附系统1150。变温吸附系统1150提供从脱水气流6M 中至少部分分离硫化氢。变温吸附系统1150使用吸附床1110以选择性地吸附硫化氢和其它含硫组分，同时使含有甲烷和ニ氧化碳的轻质气体流通过。在管线1112显示轻质气体流被释放。轻质气体流1112作为酸气流输送至蒸馏塔如图1的塔100以将ニ氧化碳与甲烷分离。优选在进入低温蒸馏塔100之前对轻质气体流1112提供预冷却。在例证性的气体处理设备1100中，轻质气体流1112通过制冷装置626，并且然后通过膨胀装置628。膨胀装置6 可以是例如焦耳-汤普森(“J-T”)阀。优选地，连同冷却一起实现轻质气体流 1112的至少部分液化。产生了冷却酸气流，其通过管线611引导至酸性气体去除系统650。再次參看变温吸附系统1150，优选地，在变温吸附系统1150中的吸附床1110是由沸石制造的分子筛。但是，可采用其它吸附床如由硅胶制造的床。烃气分离领域的普通技术人员将理解，吸附床的选择一般取决于将被除去的污染物的組成。在本情況，污染物主要是硫化氢。在操作中，吸附床1110将置于加压室内。吸附床1110接收脱水气流624并吸附硫化氢和其它含硫组分连同一定量的ニ氧化碳。在床变得基本H2S饱和后，吸附系统1150 中的吸附床1110将用再生床替换。由于使用干燥的加热气体加热该床，将从床1110释放。适合的气体包括塔顶甲烷流112的一部分、加热的氮气或其它方式可获得的燃料气。框1140描述了吸附床的再生室。再生室1140接收干燥的加热气体1132。在图 11的布置中，从塔顶甲烷流112接收干燥气体1132。塔顶甲烷流112主要包括甲烷，但也可包括痕量氮气和氦气。可压缩塔顶甲烷流112以升高再生室内的气体压力。在1130显示增压器。但是，再生主要通过升高的温度发生，尽管它通常通过较低压カ增強。10至15百分比的塔顶甲烷流112可需要用于进行充分的再生。再生室1140释放加热的干燥流体流1142。干燥流体流1142被引导至固体吸附床1110并起再生流的作用。 干燥的流体流1142主要包含甲烷，但也包含ー些C02。对于变温再生循环，优选采用至少三个吸附床第一床用于吸附，如在1110显示的；第二床在再生室1140中进行再生；和第三床已经被再生并且备用以当第一床1110变得充分饱和时在吸附系统1150中使用。因此，为了更有效的操作，并行使用最少三个床。这些床可以例如以硅胶填充。如图11中可见，通过管线1114从吸附系统1110中释放浓H2S气流。浓硫化氢流 1114也起再生流的作用。再生流1114主要包含CH4和H2S,但很可能也包含痕量ニ氧化碳和可能的ー些重质烃。在一方面，使用制冷装置1116冷却再生流1114。这引起再生流1114 的至少部分液化。然后将再生流1114引入分离器1120。优选地，分离器1120是重力分离器，其将再生流1114中的水与轻质气体分离。轻质气体通常包含甲烷、硫化氢和ニ氧化碳。轻质气体从分离器1120的顶部释放(在管线1122示意性地显示)。从分离器 1120释放的管线1122中的轻质气体返回至脱水气流624。同吋，水、重质烃(主要为乙烷) 和溶解的硫化氢从分离器1120的底部释放(在管线IlM示意性地显示)。在ー些执行中， 管线1122中的循环气体可能需要处理4S以确保它不通过系统再循环。注意，任选地，气体处理设备1100可不包括脱水単元620。水将与再生流1114 一起离开固体吸附床1110并将不传输至管线611的酸气流。水将与管线IlM的硫化氢一起进ー步离开分离器1120。然后可通过使用例如酸性水汽提器或其它分离器(未显示)完成水与含硫化合物的分离。在一个应用中，可燃烧来自再生气体加热器1140的废气以驱动透平机(未显示)。 透平机又可驱动开环压缩机(如图1的压缩机176)。再生气体加热器1140可通过从这种透平机获得废热和使用它预加热用于重质烃回收过程的再生气体(如在管线1132中的)， 进ー步结合至酸性气体去除过程。类似地，来自塔顶压缩机114的热可用于预加热用于硫化氢回收过程的再生气体。此处可观察到，再生气体含有已从固体床1110解吸的&S。那个气体可与溶剂接触以去除H2S并回收甲烷和任何其它烃。这样，可补救气体的BTU值。注意，变压吸附也可用于在酸性气体去除设备上游去除硫化氢和其它含硫组分。 变压吸附或“PSA”通常指其中将污染物吸附在固体吸附床上的过程。饱和后，通过降低它的压カ再生固体吸收剂。降低压カ引起污染物作为低压流被释放。图12提供了使用变压吸附去除硫化氢的气体处理设备1200的示意图。气体处理设备1200大体上依照图6的气体处理设备600操作。在这方面，冷却脱水气流6 并且然后通过酸气管线611输送至酸性气体去除系统650。但是，代替使用物理溶剂接触系统605 连同接触塔670去除硫化氢，使用变压吸附系统1250。变压吸附系统1250提供从原料气流 624至少部分分离硫化氢。如同变温吸附系统1150，变压吸附系统1250使用吸附床1210选择性地吸附H2S 同时释放甲烷气体。优选地，吸附床1210是由沸石制造的分子筛。但是，可采用其它吸附床如由硅胶制造的床。烃气分离领域的普通技术人员将再次理解吸附床的选择将通常取决于原料气流624的組成。如图12中可见的，吸附系统1250通过轻质气体流1212释放甲烷气体。在进入低温蒸馏塔100之前，输送轻质气体1212通过制冷装置6 并且然后优选地通过焦耳-汤普森阀628。同吋，通过管线1214从吸附床1210释放浓硫化氢流。在操作中，变压吸附系统1250中的吸附床1210存在于加压室中。吸附床1210接收脱水气流拟4并吸附H2S以及任何残留的水和任何重质烃。也可吸附痕量ニ氧化碳。在床1210变得以硫化氢和其它含硫组分饱和后，吸附床1210将被替换。由于降低了加压室内的压力，(和重质烃，若有的话)将从床中被释放。然后产生浓硫化氢流1214。在多数情况下，将加压室内的压カ降至环境压カ将引起浓硫化氢流1214中的多数硫化氢和其它污染物从吸附床1210释放。但是，在ー些极端情况中，可通过使用真空室以施加低于环境的压カ至浓硫化氢流1214，帮助变压吸附系统1250。这以框1220指示。在更低压力存在下，含硫组分和重质烃将从构成吸附床1210的固体基体解吸。水、重质烃和硫化氢的混合物将通过管线1222离开真空室1220。混合物将进入分离器1230。分离器1230优选为将重质烃和水与硫化氢分离的重力分离器。从底部释放液体组分(在管线1234示意性地显示)。在处理溶解的后，管线1234中的任何重质烃可被送去商业销售。从分离器1230的顶部释放气态形式的硫化氢(在管线1232示意性地显示)。管线1232的被送至硫回收単元(未显示)或作为酸性气体的一部分注入地下地広。变压吸附系统1250可依靠多个并行的床。第一床1210用于吸附。这被称为使用床。第二床(未示出)通过减压进行再生。第三床已经被再生并备用以当第一床1210变得完全饱和时在吸附系统1250中使用。因此，为了更有效的操作，可并行使用最少三个床。 这些床可以例如以活性炭或分子筛填充。变压吸附系统1250可以是快速循环变压吸附系统。在所谓“快速循环”方法中， 循环时间可少至几秒。因为快速循环PSA( “RCPSA”)単元相对于正常PSA装置非常小，因此它将特別有利。注意，入口气体可能需要预处理。可选地，在填料床的顶部可使用材料的牺牲层以保护活性材料。在一方面，可使用变温再生和变压再生的结合。本文提出的在酸性气体去除系统上游去除重质烃的另ー个方法是被称为吸附动力学分离或AKS的方法。AKS采用相对新种类的固体吸附剂，其依赖于某些种类相对于其它种类被吸附在结构化吸附剂上的速率。这与其中选择性主要通过固体吸附剂的平衡吸附性能赋予的传统平衡-控制的变吸附方法形成对比。在后一种情况下，在吸附剂微孔或自由体积中轻质产物的竞争吸附等温线是不利的。在动力学控制的变吸附方法中，选择性主要通过吸附剂的扩散性能以及通过微孔中的传递扩散系数赋予。吸附剂对于ー种或多种气体组分具有“动力学选择性”。如本文使用，术语“动力学选择性”定义为对于两种不同种类，単一组分扩散系数D(以m2/sec计)的比率。这些单一组分扩散系数也被称为斯蒂芬-麦克斯韦尔传递扩散系数，其对于给定纯气体组分、给定吸附剂进行測量。因此，例如，组分A相对于组分B的具体吸附剂的动力学选择性将等于Da/Db。材料的単一组分扩散系数可通过吸附材料领域众所周知的测试确定。测量动力学扩散系数的优选方法是用Reyes等人在“多孔固体中扩散和吸附测 fiWiS^il^^fe (Frequency Modulation Methods for Diffusion and Adsorption Measurements in Porous Solids)”，J. Phys. Chem. B. 101, pp. 614—622 (1997)中描述的频率响应技木。在动力学控制的分离中，优选第一组分(例如组分A)相对于第二组分(例如组分B)的选择吸附剂的动力学选择性(即Da/Db)大于5，更优选地大于20，并且甚至更优选地大于50。
优选吸附剂是沸石材料。用于去除重质烃的具有适合孔径的沸石的非限制性实例包括MFI沸石、八面沸石、MCM-41沸石和β沸石。优选地，用于去除重质烃的本发明方法实施方式中的沸石Si/Al比率为大约20至大约1，000，优选地大约200至大约1，000,以防止吸附剂的过度淤塞(fouling)。关于使用吸附动力学分离分离烃气组分的其它技术信息是美国专利公开2008/(^拟884，其全部公开内容在此通过引用并入。图13是显示在另ー实施方式中本发明气体处理设备1300的示意图。在这个布置中，在酸性气体去除系统650上游通过利用吸附动カ分离的吸附床1310从气流中去除硫化
SLo气体处理设备1300大体上依照图6A的气体处理设备600操作。在这方面，脱水气流拟4在初歩制冷装置625中冷却并且然后通过管线611中的酸气流输送至酸性气体去除系统650。但是，代替在酸性气体去除系统650上游使用物理溶剂接触系统605连同接触塔670以去除硫化氢，使用AKS固体吸附床1310。吸附床1310优先吸附硫化氢。在目前的吸附动力学分离应用中，硫化氢组分将被吸附床1310保留。这意味着 H2S将在较低压カ下回收。可与变压吸附或快速循环变压吸附一起使用吸附床1310。在压力降低后，在低压下天然气液体流1314从固体吸附床释放。天然气液体流1314含有脱水气流624中的大部分含硫组分，并且也可含有重质烃和痕量ニ氧化碳。为了将硫化氢和ニ氧化碳与重质烃分离，需要其它蒸馏柱。在1320显示蒸馏容器。蒸馏容器1320可以是例如用作污染物清除系统的铺盘或填料柱。通过塔顶管线13M 释放硫化氢和ニ氧化碳。优选地，管线13 与酸性气体管线646合并以将酸性气体注入至储层1349。酸性重质烃和大多数水分子通过底部管线1322离开蒸馏容器1320。重质烃可以是天然气液体的形式，即乙烷和可能的丙烷。处理天然气液体以去除H2S并捕获以销售。应当注意，系统1300的吸附动力学分离方法对于从在大过量压カ下产生的天然气流中回收硫化氢和重质烃可能是更有益的。在这种情况中，管线611的酸气具有适当压力以通过低温蒸馏塔100被处理。过量压カ的实例可以是大于400psig的压力。吸附床1310释放轻质气体流1312。流1312中的气体主要由甲烷和ニ氧化碳组成。优选在进入低温蒸馏塔100前提供冷却至流1312中的轻质气体。在例证性气体处理设备1300中，流1312中的轻质气体通过制冷装置626，并且然后通过膨胀装置628。在管线611中产生冷却酸气流，其被引导至酸性气体去除系统650。在用于去除重质烃的另ー普通方法中，在蒸馏塔100 “下游”从塔底流646中提取重质烃。在一个实例中，在低温蒸馏塔下游采用吸附动カ分离方法。图14呈现了采用吸附动カ分离方法的气体处理设备1400的示意图。该气体处理设备1400大体上依照图13的气体处理设备1300。但是，在该替代在酸性气体去除系统650 上游使用AKS固体吸附床1310的情况中，在酸性气体去除系统100下游使用AKS固体吸附床 1410。在图14中可见，从蒸馏塔100中去除酸性气体即硫化氢和ニ氧化碳，作为塔底液化酸性气体流642。任选地，该液体流642可通过再沸器643，在再沸器643处含有痕量甲烷的气体作为气流644被再次引导返回至塔100。通过酸性气体管线646释放主要含有酸性气体的残留液体。来自管线646的酸性气体被输送至AKS固体吸附床1410。当它们通过床1410吋，酸性气体仍是冷的并以液相存在。硫化氢和任何重质烃从酸性气体中去除并作为天然气液体流1412通过管线1412释放。同吋，酸性气体通过AKS固体吸附床1410并作为塔底酸性气体流1414释放。塔底酸性气体流1414中的酸性气体仍然主要是液相。管线1414中的液化酸性气体主要是CO2，并且可被蒸发。可选地，管线1414的液化酸性气体可通过ー个或多个如框 649指示的酸性气体注入(AGI)井被注入至地下地层。在这种情况中，管线646中的酸性气体优选通过增压器648。应当注意，天然气液体流1412含有重质烃以及硫化氢和痕量ニ氧化碳。因此，进行蒸馏过程以从天然气液体流1412中分离吐5和C02。在1420显示蒸馏容器。和痕量 CO2气体通过塔顶管线14 从蒸馏容器1420释放。优选地，管线14 与塔底酸性气体流 1414合井，以注入酸性气体至储层649。重质烃通过底部管线1422离开容器1420并被捕
获以销售。图15A是在另ー实施方式中的本发明气体处理设备1500的示意图。在这个布置中，通过萃取蒸馏方法在酸性气体去除系统650下游从气流中去除硫化氢。萃取蒸馏方法通过框1550表示。该例证性的气体处理设备1500大体上依照图6的气体处理设备600。在这方面， 脱水气流拟4被冷却并且然后通过酸气管线611被输送至酸性气体去除系统650。但是，代替在酸性气体去除系统650上游使用溶剂接触系统605连同接触塔，在酸性气体去除系统 650下游使用萃取蒸馏方法。在图15A中可见，冷却酸气通过管线611并且进入酸性气体去除系统650。管线 611中的冷却酸气具有与脱水原料气流拟4 一样的组成。管线611中的酸气包含甲烷以及硫化氢和ニ氧化碳。也可存在乙烷以及痕量成分的氮气、氦气和芳香族化合物。管线611中的酸气首先进入柱100。这与图1和6的CFZ塔100相同。如上讨论的，CFZ塔100将酸气分离为塔顶甲烷流112和塔底酸性气体流642。在这种情况中，塔底酸性气体流642包括ニ氧化碳和硫化氢。任选地，塔底流642可通过再沸器643发送。从那儿，含有甲烷的流体作为烃气流 644被再次引导返回至塔100。主要含有硫化氢和ニ氧化碳的残留流体通过酸性气体管线 646释放。酸性气体管线646中的物质是液体形式，并进入萃取蒸馏系统1550。图15B是用于萃取蒸馏方法的气体处理设备1550的详细示意图。可见管线646将酸性气体带至萃取蒸馏设备1550。在图15B的例证性布置中，显示了三个萃取蒸馏柱1510、 1520和1530。但是，应当理解可采用多于三个的柱。萃取蒸馏柱1510是丙烷回收柱。丙烷回收柱1510在容器内混合烃溶剂与酸性气体流646。第一柱1510内的温度大体上为-100 °F至50 °F。在丙烷回收柱1510中，溶剂吸收硫化氢，使溶剂作为溶剂塔底流1514离开柱1510。它也将含有一些ニ氧化碳以及重质烃。同吋，ニ氧化碳和痕量的轻质烃通过塔顶流15M离开柱1510。流15M中的ニ氧化碳可与酸性气体注入管线1552结合以注入至地下地层(图15A中的649)。溶剂塔底流1514进入第二萃取蒸馏柱1520。第二萃取蒸馏柱1520是(X)2去除柱。CO2去除柱1520内的温度大体上为0 °F至250 °F，其比丙烷回收柱1510中的温度高。 在(X)2去除柱1520中，溶剂和重质烃作为第二溶剂塔底流15 离开柱1520。同吋，ニ氧化碳离开第二柱1520作为塔顶(X)2流1552。优选地，塔顶(X)2流1552用于提高采收率法采油。最终柱1530在图15B中显示。最终柱1530是添加剂回收柱。添加剂回收柱1530 利用蒸馏原理从溶剂中分离称为“天然气液体”的重质烃组分。第三柱1530内的温度大体上为80 °F至350 °F，其比第二柱1530中的温度高。天然气液体通过管线1532离开柱1530 并被带至用于去除任何残留H2S和CO2的处理单元。例如，该处理単元可以是其中胺用于去除H2SAD2的液-液萃取器。溶剂作为塔底溶剂流1534离开添加剂回收柱1530。塔底溶剂流1534表示再生的添加剤。大多数塔底溶剂流1534被重新引入至用于萃取蒸馏方法的第一柱1510。任选地，来自流1534的过量溶剂可与天然气液体流1532结合以通过管线1536处理。再次參看图15A，优选地，管线15M中的ニ氧化碳与管线1552中的CO2结合并且通过增压器648并且然后通过ー个或多个如框649表示的酸性气体注入(AGI)井注入至地下地层。可见，许多方法可用于结合酸性气体去除方法去除含硫组分。通常地，选择的方法取决于原始天然气或待处理气体的情況。例如，如果H2S浓度小于大约0. 1%，结合的分子筛(mole sieve)方法可能是最好的，因为无论如何需要脱水。分子筛具有去除ー些CO2的附加益处，这可利干“含杂质的(dirty)”启动。对于入口气体中大约0. 至10% H2S的情況，物理溶剂如klexol 可能是最好的选择。溶剂是干燥的是理想的，因为它可以用于将入口气体干燥至ー些水平。对于CFZ 处理，气体可需要通过(更小的)分子筛单元进ー步脱水。来自Selexol単元的浓H2S流可在硫回收単元(SRU)中处理，或可被压缩并与CFZ塔底流结合以用于井下处置。应当理解，可结合任何酸性气体去除方法，不只是利用“控制冻结区”塔的方法，应用用于去除硫化氢的上述方法。可采用其他低温蒸馏柱。进ー步地，可使用其它低温蒸馏方法如整体分馏。整体分馏塔类似于图1的CFZ塔100，但不具有中间冻结区。整体分馏塔一般在比CFZ塔100更高的压カ下操作，如700psig以上，从而避免(X)2固体形成。但是， 塔顶甲烷流112可含有显著量的C02。在任ー情况中，当脱水气流6M含有大于大约3%的 C2或更重烃吋，利用分离过程去除硫化氢是期望的。尽管明显地本文所述的发明被充分筹划以实现上文提出的益处和优势，但将理解，本发明可以在不脱离其精神的情况下进行改进、变化和改变。提供了使用控制冻结区的酸性气体去除过程的操作的改进。这些改进提供了在产品气体中去除至非常低水平的设计。
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权利要求
1.从酸气流中去除酸性气体的系统，其包括接收所述酸气流的酸性气体去除系统，其中所述酸性气体去除系统利用将所述酸气流分离为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的液化塔底酸性气体流的低温蒸馏塔；以及所述酸性气体去除系统上游的含硫组分去除系统，其中所述含硫组分去除系统接收原料气流并且大体上将所述原料气流分离为硫化氢流和所述酸气流。
2.权利要求1所述的系统，其中所述原料气流含有大约4ppm和IOOppm之间的含硫组分。
3.权利要求2所述的系统，其中所述低温酸性气体去除系统进一步包括在进入所述低温蒸馏塔之前冷却所述酸气流的热交换器。
4.权利要求3所述的系统，其中所述低温蒸馏塔包括下部蒸馏区和中间控制冻结区，所述中间控制冻结区接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋，所述塔接收所述酸气流并且然后将所述酸气流分离为塔顶甲烷流和所述塔底酸性气体流；并且所述低温蒸馏塔下游的制冷设备，用于冷却所述塔顶甲烷流并返回部分所述塔顶甲烷流至所述低温蒸馏塔作为所述冷却喷淋。
5.权利要求2所述的系统，其中所述酸性气体去除系统是整体分馏系统。
6.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括化学溶剂系统。
7.权利要求6所述的系统，其中所述化学溶剂包括甲基二乙醇胺(MDEA)、来自 Flexsorb 族溶剂的选择性胺或它们的结合。
8.权利要求6所述的系统，其中所述化学溶剂系统利用多个并流接触器。
9.权利要求8所述的系统，其中所述化学溶剂系统的并流接触器包括第一并流接触器，其被配置来接收(i)所述原料气流和(ii)第二液体溶剂，所述第一并流接触器也被配置来释放(iii)主要含有甲烷的第一部分脱硫气流和(iv)第一部分负载气体处理溶液；第二并流接触器，其被配置来接收(i)所述第一部分脱硫气流和(ii)第三液体溶剂， 并且被配置来释放(iii)第二部分脱硫气流和(iv)第二部分负载气体处理溶液；和最终并流接触器，其被配置来接收(i)先前的部分脱硫气流和(ii)再生的液体溶剂， 并且被配置来释放(iii)主要含有甲烷的最终脱硫气流，和(iv)最终轻微负载的气体处理溶液；其中所述硫化氢流至少部分地包括所述第一部分负载气体处理溶液和所述第二部分负载气体处理溶液；以及所述再生的液体溶剂至少部分地包括再生的溶剂流，其中所述硫化氢已经从至少所述第一部分负载气体处理溶液和所述第二部分负载气体处理溶液中基本上被去除。
10.权利要求9所述的化学溶剂系统，其进一步包括液体溶剂再生器，其配置来接收至少所述第一部分负载气体处理溶液，并产生所述再生的液体溶剂。
11.权利要求9所述的气体处理设备，其中所述液体溶剂和所述再生的液体溶剂包括受阻胺、叔胺或它们的结合。
12.权利要求8所述的系统，其中所述化学溶剂系统的并流接触器包括第一并流接触器、第二并流接触器和最终并流接触器，这些并流接触器中的每一个被配置(i)以接收所述原料气流和液体溶剂，并且(ii)释放脱硫气流和单独的负载的气体处理溶液；所述第一并流接触器、所述第二并流接触器和所述最终并流接触器被配置以串联地输送作为逐渐脱硫的气流的各脱硫气流；并且所述最终并流接触器、所述第二并流接触器和所述第一并流接触器被布置以串联地输送作为逐渐更富集的气体处理溶液的各气体处理溶液。
13.权利要求12所述的方法，其中所述第一并流接触器接收(i)所述最初气流和(ii)第二液体溶剂，并释放(iii)第一部分脱硫气流和(iv)第一部分负载气体处理溶液；所述第二并流接触器接收(i)来自所述第一并流接触器的所述第一部分脱硫气流和(ii)第三液体溶剂，并释放(iii)第二部分脱硫气流和(iv)第二部分负载气体处理溶液； 以及所述最终并流接触器接收(i)先前的部分脱硫气流和(ii)再生的液体溶剂，并释放(iii)最终脱硫气流和(iv)最终的轻微负载的气体处理溶液。
14.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括利用物理溶剂的物理溶剂系统。
15.权利要求14所述的系统，其中所述物理溶剂包括N-甲基吡咯烷酮、碳酸亚丙酯、氰基乙酸甲酯、冷却的甲醇、四氢噻吩砜、Selexol 或它们的结合。
16.权利要求14所述的系统，其中所述物理溶剂系统包括接收所述原料气流并将所述原料气流分离为所述酸气流和所述硫化氢流的吸收器，所述硫化氢流包括硫化氢和液体物理溶剂；处理所述硫化氢流以便将硫化氢与物理溶剂分离的至少两个分离器；以及再生所述物理溶剂并返回至少部分所述物理溶剂至所述吸收器的再生器。
17.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括用于显著吸收含硫组分的至少一个固体吸附床，当再生所述至少一个固体吸附床时所述含硫组分作为所述硫化氢流被释放；并且所述至少一个固体吸附床基本上使甲烷和(X)2通过，作为所述酸气流。
18.权利要求17所述的系统，其中所述固体吸附床(i)由沸石材料制造，或(ii)包括至少一种分子筛。
19.权利要求18所述的系统，其中所述含硫组分去除系统进一步包括将所述硫化氢流中的二氧化碳与含硫组分分离的分离器。
20.权利要求17所述的系统，其中所述再生是变压吸附过程的一部分。
21.权利要求20所述的系统，其中所述至少一个固体吸附床包括至少三个吸附床，其中所述至少三个吸附床中的第一个用于吸收硫化氢； 所述至少三个吸附床中的第二个进行再生；并且所述至少三个吸附床中的第三个保持备用以替换所述至少三个吸附床中的第一个。
22.权利要求21所述的系统，其中所述含硫组分去除系统进一步包括真空器，其用于将负的相对压力施加至所述至少三个吸附床中的第一个，以帮助在所述硫化氢流进入所述分离器之前从所述至少三个吸附床中的第一个解吸硫化氢。
23.权利要求17所述的系统，其中所述再生是变温吸附过程的一部分。
24.权利要求23所述的系统，其中所述至少一个固体吸附床包括至少三个吸附床，其中所述至少三个吸附床中的第一个用于吸收硫化氢； 所述至少三个吸附床中的第二个进行再生；以及所述至少三个吸附床中的第三个保持备用以替换所述至少三个吸附床中的第一个。
25.权利要求M所述的系统，其中所述含硫组分去除系统进一步包括再生气体加热器，其用于(i)接收再生气体，(ii) 加热所述再生气体，和(iii)通过将来自所加热的再生气体的热施加至所述第二吸附床使硫化氢从所述第二吸附床解吸；所述再生气体加热器释放气流至所述第一固体吸附床，以将所述气流分离为所述硫化氢流和所述酸气流；并且所述含硫组分去除系统进一步包括从所述硫化氢流中分离出任何甲烷的分离器。
26.权利要求25所述的系统，其中所述含硫组分去除系统进一步包括冷却器，其接收所述硫化氢流并在所述硫化氢流体流进入所述分离器之前冷却所述硫化氢流体流。
27.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括至少一个显著吸收硫化氢的固体吸附床，当再生所述至少一个固体吸附床时所述硫化氢作为所述硫化氢流被释放；并且所述至少一个固体吸附床基本上使甲烷和二氧化碳通过，作为所述酸气流。
28.权利要求27所述的系统，其中所述至少一个固体吸附床是吸附动力分离床。
29.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括氧化还原系统。
30.权利要求四所述的系统，其中所述氧化还原系统包括接收所述原料气流和螯合氧化金属的接触器，所述螯合氧化金属与所述原料气流混合以引起还原-氧化反应并释放(i)包含螯合还原金属和元素硫的塔底水溶液和(ii)包含甲烷和二氧化碳的塔顶气流；接收所述塔底水溶液与空气并提供用于氧化反应的室的氧化器，所述氧化器释放具有元素硫的水性螯合金属混合物；接收所述具有元素硫的水性螯合金属混合物并将所述具有元素硫的水性螯合金属混合物分离为再生螯合金属催化剂溶液和元素硫的分离器；以及引导至少部分所述再生螯合金属催化剂溶液返回至所述接触器的管线。
31.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括清除剂系统。
32.权利要求31所述的系统，其中所述清除剂系统包括 其中液体清除剂与所述原料气流混合的管线；将所述原料气流分离为所述酸气流和失去效能的清除剂流的分离容器，所述失去效能的清除剂流包括硫化氢和所述液体清除剂。
33.权利要求2所述的系统，其中所述塔顶气流不但包括甲烷，而且包括氦气、氮气或它们的结合。
34.权利要求2所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括执行CrystaSulf法的系统。
35.权利要求34所述的系统，其中所述含硫组分去除系统进一步包括接收(i)所述酸气流和(ii)作为洗除液的氧化气体的吸收器，所述氧化气体与所述原料气流混合以引起化学反应，使得所述吸收器(i)释放所述酸气流并且(ii)释放含有水、 硫化氢和所述氧化气体的吸收剂；将所述液体吸收剂分离为(i)主要含有烃气和任何夹带的水蒸气的塔顶蒸气流和 (ii)硫溶液的瓶；从所述烃气中分离水并且输送所述烃气返回至所述原料气流的分离容器；接收所述硫溶液的结晶器，所述结晶器在沉降区内以硫晶体接种所述硫溶液以实现溶解的硫的沉淀，所述结晶器⑴从所述结晶器的较低部分释放硫浆，和(ii)从所述结晶器的上部导出液体作为所述氧化气体，部分所述液体被引导返回至所述吸收器；以及将所述硫浆分离为纯的固态硫和澄清液的过滤器，所述澄清液被引导返回所述结晶器。
36.权利要求2所述的系统，其进一步包括脱水设备，其在所述原料气流通过所述含硫组分去除系统之前接收所述原料气流，并且将所述原料气流分离为脱水原料气流和显著含有水性流体的流；并且其中所述含硫组分去除系统接收的所述原料气流是所述脱水原料气流。
37.从酸气流中去除酸性气体的系统，其包括接收所述酸气流的酸性气体去除系统，所述酸气流包括小于大约10%的含硫组分，其中所述酸性气体去除系统利用将所述酸气流分离为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳和含硫组分的液体塔底酸性气体流的低温蒸馏塔；以及所述酸性气体去除系统下游的含硫组分去除系统，其中所述含硫组分去除系统接收所述塔底酸性气体流并大体上将所述塔底酸性气体流分离为二氧化碳流体流和硫化氢流。
38.权利要求37所述的系统，其中所述酸性气体去除系统进一步包括用于在进入所述蒸馏塔之前冷却所述酸气流的热交换器。
39.权利要求38所述的系统，其中所述低温蒸馏塔包括下部蒸馏区和中间控制冻结区，所述中间控制冻结区接收主要含有甲烷的冷却液体喷淋，所述塔接收所述酸气流并且然后将所述酸气流分离为塔顶甲烷流和塔底液化酸性气体流；以及所述低温蒸馏塔下游的制冷设备，其用于冷却所述塔顶甲烷流并返回所述塔顶甲烷流的一部分至所述低温蒸馏塔，作为液体回流。
40.权利要求37所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括从所述塔底酸性气体流中显著吸收硫化氢的至少一个固体吸附床，当再生所述至少一个固体吸附床时所述硫化氢作为所述硫化氢流被释放；以及所述至少一个固体吸附床基本上使包括二氧化碳的酸性气体通过，作为所述二氧化碳流体流。
41.权利要求40所述的系统，其中所述至少一个固体吸附床包括至少一个吸附动力分尚床。
42.权利要求37所述的系统，其中所述含硫组分去除系统包括具有至少两个萃取蒸馏柱的萃取蒸馏系统。
43.权利要求42所述的系统，其中所述萃取蒸馏系统包括用作丙烷回收柱的第一萃取蒸馏柱，所述丙烷回收柱将溶剂与所述酸性气体流混合以吸收酸性气体，使所述溶剂作为溶剂塔底流离开所述柱，同时单独释放所述二氧化碳流；用作(X)2去除柱的第二萃取蒸馏柱，所述(X)2去除柱使溶剂和重质烃作为第二溶剂塔底流离开所述酸性气体去除柱，同时单独释放(X)2 ；以及用作添加剂回收柱的第三萃取蒸馏柱，所述添加剂回收柱利用蒸馏原理从溶剂中分离称为“天然气液体”的重质烃组分，以使塔底溶剂流作为再生添加剂释放，同时天然气液体单独离开柱顶。
44.权利要求37所述的系统，其中所述酸气流包括少于大约的含硫组分。
45.权利要求37所述的系统，其中所述酸气流包括大约4ppm和IOOppm之间的含硫组分。
全文摘要
从原料气流中去除酸性气体的系统，包括酸性气体去除系统(AGRS)和含硫组分去除系统(SCRS)。酸性气体去除系统接收酸气流并将它分离为主要含有甲烷的塔顶气流和主要含有二氧化碳的塔底酸性气体流。含硫组分去除系统置于酸性气体去除系统的上游或下游。SCRS接收气流并大体上将气流分离为含有硫化氢的第一流体流和含有二氧化碳的第二流体流。在SCRS在AGRS上游的情况中，第二流体流也主要含有甲烷。在SCRS在AGRS下游的情况中，第二流体流主要是二氧化碳。可利用各种类型的含硫组分去除系统。
文档编号F25J3/00GK102597671SQ201080049495
公开日2012年7月18日 申请日期2010年8月2日 优先权日2009年11月2日
发明者B·T·凯莱, C·J·马特, P·S·诺斯罗普 申请人:埃克森美孚上游研究公司