气体混合物成分分离的制作方法

气体混合物成分分离的制作方法
【专利摘要】本发明涉及气体混合物成分分离。本发明的内容涉及从酸性气体（如天然气、合成气或工业废气分离成分气体，例如二氧化碳(CO2)和/或硫化氢(H2S)，但本发明的特征也适用于其他源气。此类工艺有时候称为酸性气体脱除(AGR)。在此处介绍的示例中，源气混合物包含CO2和/或H2S以及其他成分，在一些示例中气体的CO2和/或H2S成分称为酸性气体成分。在发明的示例中，使用溶剂吸收方法脱除部分或所有酸性气体成分；介绍的一些示例使用化学吸收系统（例如包括N-甲基二乙醇胺(MDEA)），其他示例使用物理溶剂（例如基于甲醇(MeOH)）。
【专利说明】气体混合物成分分离
[0001]本发明涉及气体混合物成分分离。本发明的内容涉及从酸性气体(如天然气、合成气或工业废气分离成分气体，例如二氧化碳(CO2)和/或硫化氢(H2S),但本发明的特征也适用于其他源气。此类工艺有时候称为酸性气体脱除(AGR)。在此处介绍的示例中，源气混合物包含CO2和/或H2S以及其他成分，在一些示例中气体的CO2和/或H2S成分称为酸性气体成分。在发明的示例中，使用溶剂吸收方法脱除部分或所有酸性气体成分；介绍的一些示例使用化学吸收系统(例如包括N-甲基二乙醇胺(MDEA))，其他示例使用物理溶剂(例如基于甲醇(MeOH))。
[0002]物理吸收、化学吸收和低温AGR工艺通过吸收剂吸收酸性气体成分(例如CO2)将酸性气体成分转化为液体。该过程产生热量。反过来，再生吸收剂的工艺将液态酸性气体成分转化为气态，该过程吸收热量。
[0003]传统吸收AGR需要外部热源和/或冷却用于工作。例如，在基于MDEA的典型化学吸收AGR系统中，酸性气体成分(如CO2)在吸收塔中被MDEA溶液吸收。然后脱除过程需要大量外部蒸气和冷却水以从MDEA中脱除酸性气体。
[0004]物理溶剂系统包括传统低温甲醇洗(RTM)工艺，该工艺的基础是将甲醇(MeOH)用作溶剂。在传统低温甲醇洗工艺中，低温MeOH用作酸性气体成分物理吸收的溶剂。酸性气体成分在较高压力的低温吸收塔内被MeOH吸收。然后通过降低溶剂压力、脱除以及(如有必要)再煮沸溶剂，从溶剂中释放酸性气体成分。该系统的工作需要一个用于加热和冷却工艺各部分的系统。例如，惰性气体通过甲醇溶剂热交换器上游降温，离开工艺的气体用作冷却剂。需要外部制冷(如使用丙烷或氨)以通过吸收塔内生成的热量将塔维持在低温状态。还需要外部蒸气和冷却水供脱除装置从MeOH中脱除吸收的成分。
[0005]传统工艺中的外部加热和/或冷却需要在系统中输入大量能量。相比传统工艺，降低吸收AGR工艺的能耗有好处。
[0006]本发明的一个目的是提供可克服和/或减轻上述一个或多个问题的吸收气体脱除工艺。根据本发明的一个方面，提供使用吸收剂从源液脱除成分的气体脱除方法，该方法包括在热交换系统内将在方法中生成的液流之间进行热交换，该方法包括以下步骤:
[0007]将源液通过吸收塔内的吸收剂，源液中的酸性成分被吸收剂吸收形成贫酸液和富酸吸收剂，
[0008]将牵引/回流液流从吸收塔牵引至热交换系统，在热交换系统中冷却牵引/回流液流，将牵引/回流液流送回吸收塔，
[0009]将富酸吸收剂送至热交换系统和包含分离设备的第一个再生装置，从富酸吸收剂中分离酸性成分以形成再生的吸收剂和富酸蒸气，
[0010]压缩分离设备产生的至少一部分富酸蒸气以形成高压富酸蒸气，将高压富酸蒸气送至热交换系统，
[0011]其中，热交换系统实现与以下每个液流至少一部分之间的热交换:
[0012]⑴富酸吸收剂，
[0013](ii)高压富酸蒸气，[0014](iii)再生的吸收剂，
[0015](iv)来自吸收塔的牵引/回流液流。
[0016]因此在本发明的示例中，吸收和再生步骤通过热联合组合，以平衡与吸收剂有关的热流动和与再生有关的较冷流动。在传统系统中，使用水/空气热交换器冷却吸收剂，使用蒸气加热液流进行再生。在发明示例中，系统的热流动和冷流动部分整合。
[0017]在发明示例中，酸性成分包括由一种或多种CO2和H2S组成的酸性气体成分。源气包括酸性气体，如包含CO2和/或H2S的天然气。因此富酸蒸气和富酸吸收剂富含CO2和/*H2S。
[0018]在一些示例中，酸性气体成分在源液中表现为气体。在另一些示例中，至少部分酸性气体成分表现为液体。
[0019]分离设备可包括例如分离机转鼓。
[0020]在发明的此方面，富酸蒸气压缩。进行压缩有利于提高热交换的效果。在一些示例中，可以通过压缩分离的富酸蒸气送回热交换系统，这样在吸收剂端实现更高温度。
[0021]根据发明，从吸收塔提出牵引/回流液流用于热交换器中冷却。在发明示例中，可以存在多个牵引/回流液流。牵引/回流液流可以从塔的任何部分提出液流，如果存在多个液流，可以从塔的相同或不同区域提出和送回。在许多示例中，液流将送回提出位置附近；或者，送回位置可以远离牵引位置。
[0022]热交换系统可以是一个多程热交换器或者多个热交换器的不同组合，例如复数个热交换器组合。
[0023]在一些示例中，工艺主要是自热式。优选地，在这类示例中，不向系统输入热量，也不提供外部冷却。
[0024]在一些布置中，可以安排提供一些外部冷却，例如使用水，或一些情况下使用空气。优选地，不向这类工艺提供外部热量。在一些情况下，压缩一个或多个液流可以向系统提供热量。
[0025]酸吸收步骤和吸收剂再生步骤可以在没有外部冷却或外部热输入的情况下达到热平衡。
[0026]在许多示例中，由于分离步骤中不会从吸收剂完全脱除酸，从第一个再生装置回收的再生吸收剂将含有一些酸。因此在一些示例中，方法还将在第一个装置下游加入第二个再生装置，从第一个再生装置回收的至少一部分半富酸吸收剂中进一步脱除酸。
[0027]优选地，该方法将半富酸吸收剂从第一个再生装置送至与第一个再生装置串联的第二个再生装置以从半富酸吸收剂中脱除酸成分。
[0028]例如，第二个再生装置可以包括热交换器和分离设备，如分离机转鼓和/或洗气塔ο
[0029]来自第一个再生装置的再生吸收剂半富酸，因此该方法进一步加入以下步骤:
[0030]-将半富酸吸收剂送至热交换器或洗气塔，在洗气塔中脱除半富酸吸收剂中的酸成分，
[0031]-从洗气塔回收吸收剂，
[0032](i)部分再煮沸通过热交换器回收的吸收剂以形成再煮沸吸收剂和再煮沸富酸蒸气，[0033](ii)从再煮沸吸收剂分离富酸蒸气，将分离后的再煮沸富酸蒸气送回洗气塔并冷却再生的再煮沸吸收剂，
[0034]-从洗气塔回收富酸蒸气
[0035](i)压缩洗气塔顶部的回收富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气，
[0036](ii)冷却压缩富酸蒸气。
[0037]其中，该方法包括在以下每个液流至少一部分之间交换热量
[0038](a)半富酸吸收剂，
[0039](b)压缩富酸蒸气，
[0040](C)再生再煮沸吸收剂，
[0041](d)从洗气塔底部回收的吸收剂。
[0042]通过压缩蒸气，可以对蒸气施加温差，然后蒸气送至热交换器辅助再煮沸。
[0043]在一些示例中，酸性气体包括二氧化碳和硫化氢。
[0044]可以从吸收塔回收的富酸吸收剂提出富二氧化碳/贫硫化氢的吸收剂，送至吸收塔下游的清洗塔以回收贫硫化氢的二氧化碳。
[0045]优选地，通过冲洗和彻底再生使用从吸收塔提出的半贫吸收剂(如富CO2贫H2S)清洗酸性气体(例如H2S和CO2)以获得贫H2S的CO2。
[0046]可以从吸收塔中间附近区域提出贫H2S的吸收剂。液体牵引/回流线路可以在该区域上方，这样吸收塔的下半部分(例如从提出线路到底部)充当H2S吸收部分。
[0047]可以提供大气压清洗塔。在顶部冲倒贫H2S提出吸收剂作为冲洗媒介。在底部或底部附近冲倒富酸性气体吸收剂(来自吸收塔底部)以释放冲洗的酸性气体。
[0048]来自清洗塔底部的富酸性气体吸收剂优选进行再生，将分离的酸性气体送至冲洗塔底部进行H2S冲洗。经过冲洗和再生的酸性气体都从清洗塔底部涌出，H2S被冲洗掉，而贫H2S的CO2送至顶部或顶部附近。
[0049]方法还加入向第二个再生装置提供二氧化碳的步骤。
[0050]方法还加入向洗气塔提供二氧化碳的步骤。
[0051]优选地，所述设备包含洗气塔，并向洗气塔提供二氧化碳。这样可以加强再煮沸洗气。
[0052]优选地，二氧化碳基本不含硫化氢。
[0053]优选地，在通过热交换器加热和分离机转鼓中分类后向洗气塔提供半富酸吸收齐U。分离塔的蒸气优选地压缩然后送至热交换器进行显隐(吸收剂冷凝)热回收和吸收剂冷凝质量回收，例如在热交换器后通过分离转鼓。分离机转鼓的蒸气(富H2S酸性气体)可以送至处理。
[0054]可以在洗气塔的较低位置提供不含H2S的CO2，这样塔的上半部分充当CO2洗气部分，而塔的下半部分充当再煮沸器洗气部分。
[0055]经过洗气塔洗气的吸收剂蒸气(包括酸性气体、脱除CO2和吸收剂蒸气)可以压缩，然后送回热交换器进行显隐(吸收剂冷凝)热回收与吸收剂冷凝质量回收，例如通过热交换器后的分液罐。
[0056]优选地，洗气的吸收剂液体部分通过热交换器两次:第一次进行部分再煮沸，第二次进行显热回收。方法还在上游加入低温冷凝步骤，例如吸收步骤的上游。[0057]方法还加入冷却和/或压缩液流的步骤，从而形成两相液流。
[0058]因此方法还冷却源液，这样液体成分冷凝，形成两相液流。例如，二氧化碳可以冷凝然后分离。方法在将酸性气体通过清洗塔吸收剂前，用二氧化碳预先饱和吸收剂。
[0059]优选地，方法在将原料气送入清洗塔前预先饱和吸收剂。例如，对于物理吸收清洗塔，可以用近纯CO2液体预先饱和冲洗MeOH。这可以通过压缩和冷却/液化的不含H2S的输出CO2侧流来提供。然后向清洗塔顶部提供CO2与冲洗MeOH混合。
[0060]通过向吸收剂加入二氧化碳，可以使吸收剂吸收的二氧化碳很少或没有。例如，如果酸性气体包含二氧化碳和硫化氢，通过用二氧化碳清洗吸收剂，在一些示例中吸收剂塔仅有效吸收硫化氢。这给一些布置带来额外优势，可以通过避免塔内的二氧化碳吸收降低吸收放热量，从而使吸收步骤在几乎恒定的温度下进行。
[0061]预先饱和二氧化碳优选地来自液化纯二氧化碳输出液流。方法可以压缩、冷却和/或液化富酸蒸气以形成再循环酸液流，将再循环酸液流送入吸收剂的源液上游。
[0062]在吸收塔之前注入再循环酸性气体流，可以通过酸性气体蒸发降低气体温度，在一些示例中提高低温吸收效率。
[0063]在一些案例中，富酸液流液化以形成液体再循环酸液流，液体再循环酸液流注入工艺废液。
[0064]注入的液体再循环酸液流可以带来显著冷却。在一些示例中，蒸气可以注入原料气流。吸收剂可以包含化学溶剂。化学溶剂包括氨，如一乙醇胺(MEA)或甲基二乙醇胺(MDEA)(叔胺)。也可使用其他化学溶剂，如氨水或碳酸盐，例如碳酸钾或碳酸铵。
[0065]吸收剂可以包含物理溶剂，如甲醇。溶剂包括聚乙烯乙二醇和/或N-甲基-2-批咯烷酮(NMP)的一种或多种二甲基醚吸收剂包括溶剂和/或其他成分的混合物。例如，溶剂可以包括添加剂。作为示例，MDEA可以加入添加剂以改善CO2的有效脱除或抑制腐蚀。可以在吸收剂成分中加入添加剂组合，例如可以根据要处理的原料气体的具体应用与成分进行选择。例如有提议使用45重量％MDEA溶液和5重量％哌嗪(二乙基二胺)的活性MDEA溶液作为CO2吸收促进剂以去除0.5%H2S和3%C02。向30%至50%MDEA加入最多7重量％哌嗪的进一步活性MDEA溶液也进行了研究和报道。在发明的一些示例中，脱除二氧化碳。
[0066]在一些示例中，同时捕获二氧化碳和硫化氢和/或其他酸性气体成分。在其他示例中，仅捕获一种酸性气体成分。
[0067]在提到使用热交换器的地方，可以使用任何合适的热交换设备。优选使用多通道热交换器。在示例中，热交换器可以由铝或铝合金制造。在其他示例中，如热交换器的工作压力为IOObar或更高时，优选使用焊接或渗透联结的不锈钢热交换器。
[0068]在提到使用热交换器的地方，可以加入一个或多个热交换器元件。例如，热交换器可以包括一个或多个多通道热交换装置。
[0069]在此处介绍
【发明内容】
的示例中，使用牵引回流通道传递吸收塔的吸收剂用于热交换，具有冷却吸收剂的作用。在其他示例中，可以设计在吸收塔或其他装置上进行冷却。冷却可以外部作用在吸收塔，例如使用外部热交换器。例如，可以提供热交换夹套。
[0070]因此，根据发明的其他内容，提供酸性气体脱除方法用于使用吸收剂从源液脱除酸性成分，方法在方法中产生的液流之间热交换系统中交换热量，该方法包括以下步骤:将源液通过吸收塔中的吸收剂，这样源液的酸性成分可被吸收剂吸收以形成贫酸液和富酸吸收剂，
[0071]冷却吸收塔中的吸收剂，
[0072]将富酸吸收剂通过再生装置并从富酸吸收剂脱除酸性成分以形成再生吸收剂和
富酸蒸气，
[0073]压缩再生装置中生成的至少一部分富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气并将压缩富酸蒸气送至热交换系统，
[0074]其中，热交换系统实现与以下每个液流至少一部分之间的热交换:
[0075]⑴富酸吸收剂，
[0076](ii)压缩富酸蒸气，
[0077](iii)再生吸收剂。
[0078]在此内容的一些案例中，吸收塔中吸收剂的冷却可以通过向吸收塔提供外部冷却剂或制冷剂来实现。
[0079]外部冷却剂包括水或氨。
[0080]冷却剂可以在吸收塔外表面提供以冷却塔，或者可在塔内提供，例如作为吸收塔内的热交换器。
[0081]发明的另一个内容提供酸性气体脱除系统用于使用吸收剂从源液脱除酸性成分，该设备包括:
[0082]吸收塔，包括用于从源液吸收酸性成分以形成贫酸液和富酸吸收剂的吸收剂，
[0083]热交换系统。
[0084]从吸收塔到热交换系统的牵引/回流通道，用于将吸收剂从吸收塔送至热交换器，将牵引/回流蒸气从热交换器送回吸收塔，
[0085]用于将富酸吸收剂送至热交换系统的通道；
[0086]第一个再生装置，包括用于从富酸吸收剂分离酸性成分以形成再生吸收剂和富酸蒸气的分离设备，
[0087]压缩机，用于压缩分离装置中生成的至少一部分富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气和将压缩富酸蒸气送至热交换系统，
[0088]其中，热交换系统用于实现与以下液流至少一部分之间的热交换:
[0089]⑴富酸吸收剂，
[0090](ii)压缩富酸吸收剂，
[0091](iii)再生吸收剂，
[0092](iv)来自吸收塔的牵引/回流液流。
[0093]在发明示例中，源气可以是包含二氧化碳和/或硫化氢的任何酸性气体。例如，源气可以包括天然气和/或工业废气，即工艺输出生成或得到的气体。
[0094]发明扩展至此处介绍的方法和/或设备，参考附图。
[0095]本发明一个方面的任何特征都可以任何合适组合应用于发明的其他方面。具体来说，本方法内容的特征可以应用于设备内容，反之亦然。
[0096]现在将完全通过示例方式介绍本发明的优选特征，参考附图，其中:
[0097]图1显示传统吸收酸性气体脱除工艺示意图；
[0098]图1a显示图1类型工艺的热负荷/温度曲线图；[0099]图2显示自热式酸性气体脱除工艺示意图；
[0100]图2a显示图2示例热交换器的热负荷温度曲线图；
[0101]图3显示自热酸性气体脱除工艺另一个示例的示意图，其中使用洗气塔进行额外酸性气体脱除；
[0102]图4显示一个发明示例的示意图，其中使用自热式酸性气体脱除从酸性气流中脱除二氧化碳和H2S ；
[0103]图5显示一个发明示例的示意图，其中使用自热式酸性气体脱除从气流中脱除二氧化碳，MeOH用作吸收剂；
[0104]图6显示一个发明示例的示意图，其中使用自热式酸性气体脱除从气流中脱除二氧化碳和硫化氢，MeOH用作吸收剂；
[0105]图7显示一个发明示例的示意图，其中使用自热式酸性气体脱除从气流中脱除硫化氢，MeOH用作吸收剂；
[0106]以下示例介绍应用于化学溶剂系统和物理溶剂系统的一个或多个发明特征的实现方式。在下面的示例中，介绍一个包括叔胺、甲基二乙醇胺(MDEA)系统的化学溶剂系统。介绍一个包括甲醇(MeOH)的物理溶剂系统。如果合适，不难理解，一个系统的特征可以同样应用于其他示例的其他系统。同样，一个示例的特征也可应用于其他示例。
[0107]一些示例从源液捕获二氧化碳和硫化氢，这里称为同时捕获。其他示例的工艺中脱除一种主要酸性气体成分，例如仅二氧化碳或仅硫化氢。不难理解，在其他示例中，除了同时捕获成分或主要成分外还捕获其他成分。
[0108]在介绍同时捕获和分离酸性气体至成分(如H2S和CO2)的示例中，包括清洗塔和洗气塔。对于从原料气体中作为整体简单脱除酸性气体，如二氧化碳和硫化氢，介绍不带清洗塔和洗气塔的较简单系统。
[0109]传统系统
[0110]图1显示传统吸收酸性气体脱除工艺；
[0111]在图1的工艺中，冷却(-Qout)时移除发热吸收热量，加热(+Qin)时提供吸热再生。
[0112]图1显示吸收塔Al和再生塔A2。此示例中使用的溶剂为MDEA，源气ACID_GAS包含二氧化碳。富酸性气体MDEA液流01离开吸收塔Al底部，通过热交换器E8，在来自再生塔A2的较冷的富酸MDEA液流02和较暖的贫MDEA液流04之间交换热量，下面详细介绍。
[0113]产生的加温富酸性气体MDEA液流03通过再生塔A2，富酸性气体蒸气在塔再煮沸器中以传统方式生成，通过塔冷凝器进行冷却和MDEA回收，产生回收的二氧化碳气流。贫MDEA液流04从再煮沸器底座回收，通过热交换器E8，与富酸MDEA液流02交换热量。在再循环回吸收塔Al前，加温MDEA液流06通过预冷器E9，去除贫MDEA的热量。
[0114]图1所示工艺的示例具有图1a所示的热负荷/温度曲线，冷却Qin再煮沸器热负荷)为3.0Gcal/h，加热Qout (冷凝器&预冷器热负荷)为3.0Gcal/h。
[0115]自热式布置
[0116]图2显示符合本发明示例的吸收酸性气体脱除工艺示意图，其中吸收和再生热量通过公共热交换器El平衡；
[0117]图2显示的布置包括吸收塔Al，用于再生吸收剂的简单分离转鼓F1，以及用于压缩分离转鼓Fl的酸性气流31的压缩机Cl。此示例中使用的溶剂为MDEA，源气ACID_GAS为包含二氧化碳的天然气。酸性天然气流送至吸收塔Al中的MDEA，在这里酸性气体(包括二氧化碳)被MDEA吸收，从吸收塔Al输出贫酸性气体的干净天然气流CLEAN_GAS。
[0118]富酸性气体MDEA液流11离开吸收塔Al底部，通过热交换器El (在暖MDEA液流21、23、32、41之间交换热量)，然后送至分离转鼓F1，酸性气体回收作为液流31。酸性气流31通过压缩机Cl，贫MDEA液流41从分离转鼓Fl送至热交换器El。冷却的贫MDEA液流42泵出(使用泵Pl)并再循环回吸收剂Al。
[0119]压缩的酸性气流32重新通过热交换器E1，冷却后的压缩酸性气流33通过另一个分离器转鼓F2，更多MDEA回收作为液流34并与热交换器El上游的富MDEA液流12结合，回收的酸性气流(主要含二氧化碳)获得作为CO2气流。
[0120]两个牵引和回流液流21，22和23，24从吸收塔Al的底部获得含MDEA的酸性气体，然后通过热交换器El。
[0121]通过加入吸收剂El底部附近的牵引和回流液流，可以降低吸收剂底部富酸溶剂的温度。在此示例中，两对牵引/回流液流21，22和23，24靠近吸收塔底部。也可进行其他布置。
[0122]图2所示的热交换器El是一个多通道热交换器，高热传导主体(如铝或铝合金制造)包括多个热联结通道，用于在主体的不同通道中流动的液流之间传递热能。这是一种通常用于低温用途的热交换器。
[0123]在图2中，热交换器El显示为一个元件。在一些示例中，它可以包括两个或更多热联结装置。
[0124]吸收和再生热量通过公共热交换器El平衡，吸收塔输出12作为较冷液体，其余液流作为较热液体。
[0125]吸收步骤在相对高压(如30_70Bar)下进行，提供阀Vl用于在热交换器前急速降低至理论等温压力来降低压力。较低的闪降压力(在此示例中为0.6Bar)允许降低用于热交换的温度馈送从而降低至吸收塔Al的温度回流液流，并相对降低再生的温度要求(在此示例中为SODegC)。在一些示例中，阀Vl可以替换为水轮机，用于为泵Pl提供动力。
[0126]热交换和分离后从再生富酸吸收剂回收的酸性气体先压缩然后送回热交换器。此压缩提高蒸气再冷凝温度，因为压力与冷凝温度成比例。同时，压缩步骤提高蒸气流温度，后者重新通过热交换器从而提高热交换器El的温度。这样可以通过压缩机Cl控制作用于酸性气流31的压缩量，来控制热交换器的温度。
[0127]在图2显示的示例中，仅显示一个压缩机，但应该知道，在一些示例中可以存在多个压缩机装置实现多阶段压缩。例如，可以至少在热交换器El部分提供压缩步骤之间的冷却。可以使用任何合适类型的压缩机，如离心型或排气型。压缩机Cl的压缩比(或者使用多重压缩时的整体压缩比)约为2:1。在本示例中，0.6Bar下的蒸气流31使用压缩机Cl压缩至 1.2Bar。
[0128]图2显示的工艺为自热式，即不存在外部热输入(Q)或热输出，但通过压缩机Cl向系统输入功W(本示例为367kW)。在一些布置中，提供一些外部热和/或冷却以辅助MDEA的自热式加热/冷却(如果可行)。
[0129]热平衡发生在热交换器El内。在吸收剂ABS中，气体吸收进入MDEA产生的热量通过两对牵引和回流液流21，22和23，24传输至热交换器El，液流将液体从吸收塔Al送至热交换器El。回收的热量用于再生富MDEA。
[0130]图2a显示热交换器H-T图，可以看到，冷端温度(富吸收剂温度)和热端温度基本平行，这说明实现目标热交换。
[0131]酸性天然气ACID_GAS以46Bar压力和40degC温度送至系统。在其他布置中，温度可以在约30至60degC范围内，压力最高70bar,—些情况下约30至70bar,但其他不例中也可使用其他温度和压力。优选地，原料液流的压力在进料时不压缩吸收塔Al上游。天然气原料的二氧化碳在吸收塔Al吸收到MDEA中，贫二氧化碳天然气送回干净的气流CLEAN_GAS0贫MDEA 43送至吸收塔顶部，从吸收/再生系统返回，下面详细介绍。两对液体提取液流，牵引和回流21，22和23，24从吸收塔送至热交换器E1。
[0132]吸收塔Al在11回收的富酸MDEA通过阀Vl急速冷却，然后送至热交换器E1。压力在这里降至0.6Bar实现所需热平衡。在一些布置中，急速冷却的液流送至分离机转鼓，回收的液流通过热交换器。热交换器El下游，分离的二氧化碳在分离机转鼓Fl中脱除，再生的贫MDEA (如酸性气体含量0.1%)通过热交换器和泵送回吸收剂Al。
[0133]相比传统MDEA吸收剂系统，这种布置有许多优势。首先，系统紧凑。MDEA流是传统系统液流的三分之二至一半，吸收剂横截面只需传统系统的三分之二至一半。此类布置中无需洗气塔。通过提供吸收塔冷却，可以实现更高含量，如1.5至2倍MDEA含量。
[0134]例如，MDEA含量可以为0.75，而传统范围约为0.4至0.5。其次，本示例中对蒸气
加热或外部冷却无要求。第三，需要的功率更低。
[0135]
<img/ >[0136]图3显示另一个酸性气体脱除系统示例的示意图，在一些情况下可以获得更高ppm的酸性气体脱除。
[0137]洗气工艺包括洗气塔中部分吸收剂蒸发(再煮沸)和后续冷凝。在此示例中，再煮沸步骤和冷凝步骤的热量至少在系统内部分平衡。
[0138]系统与图2所不系统类似,但加入再煮沸和冷凝子系统SS01。该子系统SSOl包括洗气塔A2，多通道热交换器E2和压缩机C2。热交换器E2、洗气塔A2和压缩机C2的布置与图2中热交换器E1、分离转鼓Fl和压缩机Cl类似。在图3的布置中，从分离转鼓Fl回收的分离再生吸收剂液流51不像图2系统中直接送回热交换器El，而是送入子系统SSOl。再生吸收剂液流51首先送至子系统热交换器E2加热进行部分再煮沸，然后送至洗气塔A2顶部。洗气塔A2自身采用类似图1中塔A2的传统方式工作。
[0139]从洗气塔A2回收的分离吸收剂液流81和酸性蒸气流71 (包括酸性气体和吸收剂蒸气)送至热交换器E2。在图3所示的示例中，分离的蒸气流71先通过压缩机C2提高压力，然后送回热交换器E2通过分离机转鼓F2 (以下介绍的另一个分离鼓)进行显隐热回收(带吸收剂冷凝)和吸收剂冷凝质量回收通过进一步分离器鼓F3。离开压缩机C2和进入热交换器E2的较高压力液流72还提高温度，提高的温度提供至热交换器，形成更高温差，然后用于加热来自第一个分离机转鼓Fl的再生吸收剂液流51。
[0140]然后，离开热交换器E2的冷却高压酸性气流73送至第三个分离机转鼓F3，回收的吸收剂液流74送回洗气塔A2，回收的酸性气流75在第一个热交换器El中与回收的酸性气流32 —起冷却，如图2示例介绍。同时，来自洗气塔A2的回收吸收剂液流81通过热交换器E2进一步加热，加热的液流82通过第四个分离机转鼓F4，分离的酸性气流83送回洗气塔A2，分离的吸收剂液流84通过热交换器E2进行冷却，冷却液流41再次通过第一个热交换器El进行进一步冷却然后回到吸收塔Al。因此可以看到，来自洗气塔A2的洗气吸收剂液流的液体部分通过热交换器E2两次:第一次进行部分再煮沸，煮沸的蒸气通过分离鼓或分离机转鼓F4回到洗气塔A2，第二次从液流84回收吸收剂热量，然后送至其他热交换器El。
[0141]在此示例中，加热额外自热式洗气，吸收剂部分再煮沸和吸收剂与分离酸性气体冷却需要的热量平衡，不使用外部制冷和/或外部加热。再生之后液体、洗气塔后的压缩蒸气、洗气塔后液体的部分再煮沸和再煮沸后液体之间在热交换器内通过热交换内部提供冷却和加热。从洗气塔回收的蒸气流压缩为热交换器增加额外热量。
[0142]因此，洗气塔A2底部的贫吸收剂在E2中部分煮沸回到塔，然后回到El。C2提供的压缩提高蒸气再冷凝温度，并提供热交换器E2所需的温差。
[0143]示例中已经发现，自热式洗气子系统SSOl的功率要求(如图2所示示例)相比依靠
提供外部冷却和加热的同等系统显著降低。
[0144]
【权利要求】
1.使用吸收剂从源液分离酸性成分的方法，该方法包括在热交换系统内将在方法中生成的液流之间进行热交换，该方法包括以下步骤: 将源液通过吸收塔内的吸收剂，使源液的酸性成分被吸收剂吸收以形成贫酸液体和富酸吸收剂， 牵引从吸收塔到热交换系统的牵引/回流液流，在热交换系统内冷却牵引/回流液流，将牵引/回流液流回到吸收塔， 将富酸吸收剂送至热交换系统和包含分离设备的第一个再生装置，从富酸吸收剂分离酸性成分以形成再生吸收剂和富酸蒸气， 压缩分离设备中生成的至少一部分富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气，将压缩富酸蒸气送至热交换系统， 其中，该方法在热交换系统内实现与以下每个液流至少一部分之间的热交换: (i)富酸吸收剂， (ii)压缩富酸蒸气， (iii)再生吸收剂， (iv)来自吸收塔的牵引/回流液流。
2.根据权利要求1的方法，其中所述方法基本自热。
3.根据权利要求1或权利要求2的方法，其中所述酸性成分吸收和吸收剂再生步骤热平衡，无需外部制冷或外部热输入。`
4.根据前述权利要求任一项的方法，其包括将半富酸吸收剂从第一个再生装置送至与第一个再生装置串联的第二个再生装置以从半富酸吸收剂脱除酸性成分。
5.根据前述权利要求任一项的方法，其中从第一个再生装置再生的吸收剂半富酸，该方法还包括以下步骤: -将半富酸吸收剂送至热交换器和洗气塔，在洗气塔中脱除半富酸吸收剂的酸性成分， -从洗气塔回收吸收剂，(i)通过热交换器部分再煮沸回收的吸收剂以形成再煮沸吸收剂和再煮沸富酸蒸气， (?)从再煮沸吸收剂分离富酸蒸气，将分离的再煮沸富酸蒸气送回洗气塔并冷却再生的再煮沸吸收剂， -从洗气塔回收富酸蒸气，并 (i)压缩从洗气塔回收的富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气， (ii)冷却压缩富酸蒸气， 其中，该方法实现以下每个液流至少一部分之间的热交换: (a)半富酸吸收剂， (b)压缩富酸蒸气， (c)再生的再煮沸吸收剂， (d)从洗气塔回收的吸收剂。
6.根据前述权利要求任一项的方法，其中所述酸性气体包含二氧化碳和硫化氢。
7.根据权利要求6的方法，其中富二氧化碳/贫硫化氢吸收剂从吸收塔回收的富酸吸收剂提取，送至吸收塔的清洗塔下游以回收贫硫化氢二氧化碳。
8.根据权利要求5的方法，其包括向第二个再生装置提供二氧化碳的步骤。
9.根据权利要求6至8中任一项的方法，其包括向洗气塔提供二氧化碳的步骤。
10.根据前述权利要求任一项的方法，其包括冷却和/或压缩工艺液流以形成两相液流的步骤。
11.根据前述权利要求任一项的方法，其包括在将酸性气体送至清洗塔吸收剂前用二氧化碳预先饱和吸收剂的步骤。
12.根据前述权利要求任一项的方法，其包括压缩、冷却和/或液化富酸蒸气以形成再循环酸性液流并将再循环酸性液流送至吸收剂的源液上游的步骤。
13.根据权利要求12的方法，其中富酸液流液化以形成液态再循环酸性液流，液态再循环酸性液流注入工艺液流。
14.根据前述权利要求任一项的方法，其中所述吸收剂采用化学溶剂。
15.根据前述权利要求任一项的方法，其中所述吸收剂采用物理溶剂。
16.根据前述权利要求任一项的方法，其中从所述源液脱除二氧化碳。
17.使用吸收剂从源液脱除酸性成分的酸性气体脱除方法，该方法包括在热交换系统内将在方法中生成的液流之间进行热交换，该方法包括以下步骤: 将源液通过吸收塔内的吸收剂，源液的酸性成分被吸收剂吸收以形成贫酸液体和富酸吸收剂， 在吸收塔内冷却吸收剂， 将富酸吸收剂送至再生装置，`从富酸吸收剂脱除酸性成分以形成再生吸收剂和富酸蒸气， 压缩再生装置中生成的至少一部分富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气，并将压缩富酸蒸气送至热交换系统， 其中，热交换系统实现与以下每个液流至少一部分之间的热交换: (iv)富酸吸收剂， (V)压缩富酸蒸气， (vi)再生吸收剂。
18.使用吸收剂从源液脱除酸性成分的酸性气体脱除系统，该设备包括: 吸收塔，其包含用于从源液吸收酸性成分以形成贫酸液体和富酸吸收剂的吸收剂， 热交换系统， 从吸收塔到热交换系统的牵引/回流路径，用于将吸收剂从吸收塔送至热交换器，并将牵引/回收液流从热交换送回吸收塔， 将富酸吸收剂送至热交换系统的通道； 第一个再生装置，包括用于从富酸吸收剂分离酸性成分以形成再生吸收剂和富酸蒸气的分离设备， 压缩机，用于压缩分离设备中生成的至少一部分富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气，并将压缩富酸蒸气送至热交换系统， 其中，热交换系统实现与以下每个液流至少一部分之间的热交换: (V)富酸吸收剂， (vi)压缩富酸蒸气， (vii)再生吸收剂，(viii)来自吸收塔的牵引/回流液`流。
【文档编号】B01D53/18GK103768897SQ201310522865
【公开日】2014年5月7日 申请日期:2013年10月22日 优先权日:2012年10月22日
【发明者】森野手 申请人:Bp替代能源国际有限公司