从气体中一步脱除酸性组分和水的方法与流程

本发明涉及一种从气体中一步脱除酸性组分和水的方法。

背景技术：

在能源、石油化工与环保领域内，有一些气体(如天然气、页岩气、合成气、煤制气、干气等)通常含有一定量的酸性组分(如H₂S、CO₂、SO₂等)和水，为了环保和使用要求，需要将这些气体中的酸性组分和水脱除到一定程度之后才能满足后续使用或深加工工艺的要求。

目前，气体中的酸性组分和水是分成两个步骤脱除的，通常是脱除酸性组分之后再脱除水。脱除酸性组分和水的基本工作流程是类似的，其包括在吸收塔中用吸收剂吸收酸性组分或水，然后富吸收剂输送到再生装置中解吸再生，得到贫吸收剂，贫吸收剂返回到吸收塔中重新使用。因为吸收酸性组分和水的吸收剂不同以及解吸温度的不同，目前工业上还没有在一个步骤中同时脱除酸性组分和水的方法。

以天然气为例，从井口开采出来的天然气含有一定量的CO₂、H₂S和水。为了满足运输和使用的要求，必须将天然气中的H₂S和水脱除到一定的程度，才能满足天然气出厂的质量标准要求。目前，天然气脱除H₂S和水的工艺过程是分开的，通常采用先脱硫后脱水的工艺流程。

天然气脱硫通常采用有机胺法脱硫、生物脱硫、络合铁法脱硫、栲胶法脱硫等。脱硫剂各有不同，常用的有机胺脱硫剂包括乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、N-甲基二乙醇胺(MDEA)、二甘醇胺、四甲基乙二胺、哌嗪等；生物脱硫法常用碳酸钠和碳酸氢钠的混合溶液作为脱硫剂；络合铁法采用铁的络合溶剂作为脱硫剂；栲胶法采用混合单宁组分作为脱硫剂。各脱硫 方法工艺各有不同，其中最为常用的是有机胺法脱硫，当然，不同配方的有机胺脱硫剂可以在脱除硫化氢的同时不同程度地脱除二氧化碳和其它硫化物。

在天然气有机胺法脱硫过程中，天然气在吸收塔中与脱硫剂(如MDEA水溶液)逆流接触，使其中的硫化氢被MDEA吸收，脱硫后的天然气进入下一工序，而吸收H₂S的MDEA水溶液进入闪蒸罐闪蒸脱除其中溶解的烃类，然后进入再生塔中再生，再生温度一般在116-120℃之间，再生温度低会导致H₂S解吸不完全，影响贫液吸收H₂S效果，而温度过高则会导致MDEA溶液的热降解(例如超过140℃)，使得脱硫效果下降。

天然气脱水的方法主要有冷却法、溶剂吸收法和固体吸附法三种。其中，溶剂吸收法中常见的脱水剂有三甘醇、二甘醇、乙二醇等。采用溶剂吸收法对天然气脱水的工艺包括：将待脱水的天然气送入吸收塔中与脱水剂逆流接触，使其中的饱和水被吸收脱除，脱水后的天然气引入下一个工艺，而吸水后的脱水剂富液需要进行再生。在此过程中，脱水剂的浓度与待脱水的气体露点降有直接关系。脱水剂的浓度越高，气体露点降低得越多。在实际生产过程中，一般要求脱水剂的浓度高于99重量％。

以三甘醇脱水剂为例，传统的脱水再生方法为先将吸水后的脱水剂富液引入闪蒸罐中闪蒸，分离出部分烃类，然后再将脱水剂富液进行过滤，去除降解产物和杂质，最后再将过滤物料引入再生塔内进行精馏再生，得到脱水剂贫液。上述脱水剂再生工艺过程比较复杂，能耗较高，并且三甘醇浓度很难达到99重量％以上(一般只有98.5重量％)。如果要使再生后的脱水剂的浓度更高，需要增加其他手段。此外，在脱水剂如三甘醇的再生过程中，一般需要将再生塔塔底的温度控制在204℃以下，否则三甘醇很容易过热分解，而操作温度低于190℃又会导致三甘醇贫液中的水分较高(高于1.5重量％)，所以加热过程中温度控制范围小，在实际操作过程中不可避免地会有局部过 热情况发生，导致脱水剂质量劣化，主要表现在含水量增大、热降解、氧化、发泡、pH降低、淤渣结垢等。

综上所述，气体(例如天然气、页岩气等)脱除酸性组分的工艺过程与脱除水的工艺过程相同，如果将两个工艺过程合并为一个工艺过程，无疑将会极大地减少气体脱酸和脱水过程的投资和运行费用，节约成本，有效提高气体净化处理效率。然而，脱酸和脱水过程的工艺参数有着很大的区别，具体表现在：(1)采用不同的吸收剂，例如脱硫常采用有机胺脱硫剂例如MDEA，脱水常采用醇类例如三甘醇；(2)再生温度相差大，MDEA再生温度为116-120℃，而三甘醇再生温度却高达195-204℃。因此，脱酸和脱水虽然工艺相同，但是因为吸收剂和再生温度的差异很难合并到一个工艺中。

例如，CN103265988A公开了一种天然气净化处理方法，其包括：第一步，天然气脱硫；第二步，脱硫后的天然气脱除二氧化碳；第三步，脱除二氧化碳的天然气进行脱水处理，获得纯净的天然气。虽然采用该方法可以提高天然气净化效率，且不会对环境造成任何污染，但是该方法需要通过三个工艺即三套装置来实现天然气中酸性组分(硫化氢和二氧化碳)和水的脱除，工艺过程复杂，投资和运行成本高。

技术实现要素：

本发明的目的是为了克服采用现有的方法无法将脱酸和脱水工艺合并到一个工艺中的缺陷，而提供了一种新的从气体中一步脱除酸性组分和水的方法。

具体地，本发明提供了一种从气体中一步脱除酸性组分和水的方法，该方法包括：将含有酸性组分和水的待处理气体与吸收剂接触进行脱酸脱水处理，以获得脱除了酸性组分和水的气体以及吸收了酸性组分和水的富吸收剂，然后将富吸收剂进行再生处理，并将再生处理后得到的贫吸收剂循环用 于所述脱酸脱水处理过程；其中，所述吸收剂为胺类化合物或者胺类化合物与醇类化合物的混合物；其中，所述再生处理的过程包括：将所述富吸收剂进行加热，并将加热后的富吸收剂进行超重力解吸再生，以获得作为液相流出物的贫吸收剂以及作为气相流出物的含有酸性组分和水的气体。

本发明的发明人经过深入研究后发现，一方面，在现有的胺法脱硫工艺中，脱酸剂都是以其水溶液的形式使用的(例如在天然气脱硫工艺中常使用40-50％的MDEA水溶液，在干气和液化气脱硫工艺中常使用约30％的MDEA水溶液)，而不是以纯态的形式使用，显然，脱酸剂的水溶液是不可能达到气体脱水目的的，相反，脱硫过程中会向气体中引入饱和水，这也是天然气、沼气、页岩气等现有工艺中先脱酸后脱水的原因。另一方面，在现有的气体脱水工艺中，如果气体中含有高含量的酸性组分(特别是硫化氢气体)，采用脱水剂例如TEG脱水时，少量硫化氢会溶解进入TEG溶液中，在随后的再生加热过程中会释放出来，因为再生温度高(190℃以上)，不仅会导致设备腐蚀，而且在高温下，酸性环境会导致TEG加速降解劣化，一般需要添加特殊的工艺进行富液气提，且气提气体用量较大，不仅不经济，而且大量的含气提气体的硫化氢气体还需要压缩进入原料气中，工艺复杂，操作难度大。

而本发明提供的脱除酸性组分和水的方法直接将纯态的胺类化合物或者胺类化合物和醇类化合物的混合物作为吸收剂使用，并采用特定的再生方法对富吸收剂进行再生，这种特定的吸收剂和再生方法能够起到良好的配合作用，从而能够在同一工序中实现一步脱酸脱水的目的，同时也兼顾了吸收酸性组分和水的吸收剂再生条件的差异，避免了吸收剂在再生过程中由于过热而引起的降解劣化，进而有效地在较低的温度下对富吸收剂进行再生。与传统的方法相比，本发明提供的从气体中一步脱除酸性组分和水的方法具有如下优势：首先，将脱酸和脱水过程合并于一个工艺过程中，不仅减少了设 备投资，而且使得气体净化过程更加简易，降低了净化成本；其次，所述吸收剂通过本发明提供的方法解吸再生，极大地提高了吸收剂的表面积，确保其在较低的温度下快速分离出酸性组分和水并使所述吸收剂深度再生，避免了所述吸收剂在加热过程中因产生过热或者局部过热的现象而导致的劣化降解问题。

根据本发明的一种优选的实施方式，所述脱酸脱水处理过程在超重力吸收器中进行，这样能够更有利于脱除待处理气体中的酸性组分和水。这是因为在该脱酸脱水处理过程中使用的吸收剂要同时兼顾脱酸和脱水两个工艺过程，因此与传统吸收剂相比，该吸收剂不能含有水分，而不含有水的胺类化合物或者胺类吸收剂与醇类吸收剂的混合物的粘度较大，如MDEA在20℃下的粘度为101mpa.s，直接将不含有水的胺类化合物任选与醇类化合物复配后与待处理气体接触时，在现有的吸收器中难以进行连续的正常操作，导致一步脱酸脱水处理效果变差；而超重力吸收器可将高粘度的吸收剂分散成比表面极大的液膜并迅速更新表面，从而克服了粘度过大对吸收过程造成的一系列不利影响。

根据本发明的另一种优选实施方式，当所述富吸收剂的再生处理方法还包括在所述超重力解吸再生的过程中引入气提气体，使所述气提气体与加热后的富吸收剂逆流接触时，能够将所述富吸收剂中的酸性组分和水含量降低到更低的水平，从而对所述富吸收剂进行更为有效的再生。进一步优选地，所述气提气体经过加热后与富吸收剂接触并进行超重力解吸再生。

本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在 附图中：

图1为采用本发明提供的一种一步脱酸脱水系统进行一步脱除酸性组分和水的具体流程示意图；

图2为采用本发明提供的另一种一步脱酸脱水系统进行一步脱除酸性组分和水的具体流程示意图。

附图标记说明

1-超重力吸收器；2-第一换热器；3-第一回收器；4-吸收器进料泵；5-减压阀；6-第二换热器；7-过滤器；8-加热器；9-计量泵；10-超重力再生器；11-缓冲罐；12-第二回收器；13-风机；14-气液分离器。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供的从气体中一步脱除酸性组分和水的方法包括：将含有酸性组分和水的待处理气体与吸收剂接触进行脱酸脱水处理，以获得脱除了酸性组分和水的气体以及吸收了酸性组分和水的富吸收剂，然后将所述富吸收剂进行再生处理，并将再生处理后得到的贫吸收剂循环用于所述脱酸脱水处理过程；其中，所述吸收剂为胺类化合物或者胺类化合物与醇类化合物的混合物；其中，所述再生处理的过程包括：将所述富吸收剂进行加热，并将加热后的富吸收剂进行超重力解吸再生，以获得作为液相流出物的贫吸收剂以及作为气相流出物的含有酸性组分和水的气体。

如上所述，所述吸收剂可以为胺类化合物，也可以为胺类化合物与醇类化合物的混合物，优选地，所述吸收剂为胺类化合物与醇类化合物的混合物。其中，所述胺类化合物的实例包括但不限于：乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基二 乙醇胺、二甘醇胺、四甲基乙二胺和哌嗪中的至少一种。所述醇类化合物的实例包括但不限于：乙二醇、二甘醇、三甘醇和四甘醇中的至少一种。

当所述吸收剂粘度较高时(如吸收剂为纯态的胺类吸收剂)，为了更好地脱除所述待处理气体中的酸性组分和水，优选地，所述待处理气体与吸收剂之间的接触(即脱酸脱水处理过程)在超重力吸收器中进行。进一步优选地，所述超重力吸收器气体出口处连接设置有雾沫分离器和/或回收器，用于脱除回收净化气体中携带的吸附剂，相应地，所述从气体中一步脱除酸性组分和水的方法还包括从所述脱除了酸性组分和水的气体中回收携带的吸收剂。

所述雾沫分离器可以为丝网雾沫分离器、纤维层式雾沫分离器和折板雾沫分离器中的至少一种。具体地，所述丝网雾沫分离器可以由双层或多层金属或者其他材料制成的丝网所形成，其网孔直径可以为50-500μm，优选为100-300μm。所述纤维层式雾沫分离器可以由金属纤维、陶瓷纤维、玻璃纤维、塑料纤维等中的至少一种制成，其丝网空隙可以为5-50μm，层厚可以为3-10μm。。

所述回收器与所述超重力吸收器的气体出口或雾沫分离器出口连通，用于进一步回收来自所述超重力再生器的气体出口排出的气体中携带的吸收剂。本发明对所述回收器的种类和结构没有特别地限定，只要能够从来自所述超重力再生器中释放的气体中回收携带出的吸收剂即可，例如，所述回收器为回收塔，具体可以为填料塔或板式吸收塔(如舌形塔板、网孔塔板、膜塔板等)。此外，所述回收塔可以在常压条件下进行操作，也可以在减压条件下进行操作。所述回收器还可以是超重力回收器，具体操作方式与超重力吸收器类似，在此不再赘述。

在所述富吸收剂的再生处理过程中，为了更有利于所述吸收了酸性组分和水之后的富吸收剂中酸性组分和水的脱除，并避免吸收剂的过热分解，优 选地，所述富吸收剂经加热后的温度为100-160℃，更优选为110-140℃。

所述超重力解吸再生可以在现有的各种超重力床中进行，具体可以为填料式超重力床、折流式超重力床、碟片式超重力床等中的至少一种，其中，气液可以是逆流、错流或撞击流设计。所述富吸收剂经加热后进入超重力再生器中，随着超重力再生器的高速转动，富吸收剂处于超重力场中，被分散成比表面极大的液膜并迅速更新表面，酸性组分和水将从富吸收剂中快速分离出来。所述填料式超重力床、折流式超重力床、碟片式超重力床的具体结构为本领域技术人员公知。

本发明对所述超重力解吸再生的条件没有特别地限定，但为了更有利于富吸收剂中酸性组分和水的脱除，优选地，所述超重力解吸再生的操作条件包括：温度为100-160℃，更优选为110-140℃；转速为100-5000r/min，更优选为500-3000r/min。

本发明提供的富吸收剂的再生处理方法优选还包括：在所述超重力解吸再生的过程中引入经加热或未经加热的气提气体，使所述气提气体与所述加热后的富吸收剂逆流接触。所述气提气体可以选自氮气、轻烃气体以及经所述吸附剂脱酸脱水后的干气中的至少一种。由于所述气提气体能够将富吸收剂表面达到吸收和解吸平衡的酸性组分和水更好地携带出去，因此更有利于脱除所述吸收剂中的酸性组分和水。其中，所述轻烃气体是指C₁-C₄的气态烃类物质，其具体实例包括但不限于：甲烷、乙烷、丙烷和液化气中的一种或多种。此外，所述气提气体与加热后的富吸收剂的体积比优选为0.5-80:1。优选地，所述气提气体经过加热后与富吸收剂接触并进行超重力解吸再生。

根据本发明提供的一种优选实施方式，所述富吸收剂的再生处理在本发明提供的再生装置中进行，所述再生装置包括加热器和超重力再生器，待再生的富吸收剂在所述加热器中进行加热，加热后的富吸收剂通过所述超重力再生器的液体原料入口进入所述超重力再生器进行解吸再生，以获得从所述 超重力再生器的液体出口排出的贫吸收剂和从所述超重力再生器的气体出口排出的气体。

所述超重力再生器可以为超重力床，例如可以为填料式超重力床、折流式超重力床、碟片式超重力床等中的至少一种，具体已经在上文中有所描述，在此不作赘述。

此外，将所述富吸收剂在超重力再生器中解吸再生时，需要保持在所述超重力再生器的温度稳定在水可以蒸发以及酸性组分可以脱附的温度下进行操作。为了在解吸再生过程中保持所述超重力再生器内的温度，可以选择在所述超重力再生器中设置加热元件和/或保温元件，用于使富吸收剂在所述超重力再生器中保持解吸再生所需的温度。

在本发明提供的再生装置中，还可以在所述超重力再生器气体出口处的设置雾沫分离器，以将逸出的气体中携带的吸收剂小液滴与之分离。所述雾沫分离器的具体结构已经在上文中有所描述，在此不作赘述。

在本发明提供的再生装置中，优选地，所述再生装置还包括气提气供气装置，用于向所述超重力再生器中通入气提气体，这样可以将富吸收剂中解吸出的酸性组分和水带出来。进一步优选在气提气供气装置中设置加热或保温元件，将所述气提气体加热后通入超重力再生器中，加热温度不超过再生温度。

在本发明提供的再生装置中，优选地，所述再生装置还包括内部设置有三相分离器的缓冲罐，所述缓冲罐的原料入口与所述超重力旋转分离器的液体出口连通，用于对来自所述超重力旋转分离器的贫吸收剂进行分离，以分离出再生吸收剂、吸收剂不溶物和气体，所述再生吸收剂循环用于所述脱酸脱水处理过程。其中，所述吸收剂不溶物包括不溶于再生后的吸收剂的重烃、芳烃及其衍生物等，所述气体包括酸性气体、水蒸气、气提气体等。

在本发明提供的再生装置中，优选地，所述再生装置还可以包括回收器， 所述回收器与所述超重力再生器的气体出口连通，用于进一步回收来自所述超重力再生器的气体出口排出的气体中携带的吸收剂。所述回收器的种类和结构已经在上文中有所描述，在此不作赘述。

根据本发明，优选地，所述回收器中设置有保温元件和/或加热元件，用于控制回收过程的温度，以确保进入所述回收器的气体保持在需要的温度下回收分离出吸收剂。本发明中所述的保温元件可以为现有的各种能够起到保温作用的设备，并且加热元件以及上文所述的加热器均可以为现有的各种能够起加热作用的设备，对此本领域技术人员均能知悉，在此不作赘述。

当所述回收器为回收塔时，根据所述回收塔的作用特点，所述回收塔可以单独设置并与所述超重力再生器的气体出口连通，也可以设置在所述加热器的上部并与所述超重力再生器的气体出口连通，还可以直接设置在所述超重力再生器的上部。

当所述回收器为超重力回收器时，可以与超重力再生器串联(超重力再生器的气体出口与超重力回收器的气体入口相连)，超重力回收器的液体出口与加热器相连。

在本发明提供的再生装置中，优选地，该再生装置还包括风机，用于促进超重力再生器中解吸出的贫吸收剂与含有酸性组分和水的气体的分离，有利于解吸后的水分随着气体从超重力再生器中放出。所述风机可以设置在超重力再生器的气体出口处，当再生装置中设置有回收器时，也可以将风机设置在回收器的气体出口处。

此外，尽管本发明提供的再生装置和再生方法适用于对现有的各种含有酸性组分和水的富吸收剂进行解吸再生，但从解吸效果方面进行考虑，所述富吸收剂中水的含量优选为1-10重量％，更优选为2-6重量％；酸性组分的含量优选为1-20重量％，更优选为5-15重量％。此时，经再生后得到的贫吸收剂中水的含量优选小于1重量％，酸性组分的含量优选小于0.5重量％。

此外，本发明提供的从气体中一步脱除酸性组分和水的方法优选还包括在将再生吸收剂循环使用之前，将解吸再生得到的贫吸收剂进行过滤，以将所述贫吸收剂中携带的固体杂质以及不溶物过滤除去。

根据本发明的一种具体实施方式，所述从气体中一步脱除酸性组分和水的方法在图1或2所示的一步脱酸脱水系统中进行，所述一步脱酸脱水系统包括吸收装置和再生装置，其中，所述再生装置包括加热器8和超重力再生器10。含有酸性组分和水的待处理气体与吸收剂在超重力吸收器1中进行接触，以脱除所述待处理气体中的酸性组分和水，得到脱除了酸性组分和水的净化气体以及吸收了酸性组分和水的富吸收剂，所述净化气体从超重力吸收器1顶部的气体出口排出，经过或不经过第一回收器3回收气体中夹带的部分吸收剂，而所述富吸收剂则依次经减压阀5减压、经过滤器7过滤并经第二换热器6换热之后引入加热器8中进行加热，加热后的富吸收剂经计量泵9输送至超重力再生器10中进行解吸再生，得到贫吸收剂和气体，在所述解吸再生的过程中可以向超重力再生器10中引入气提气体，所述贫吸收剂引入缓冲罐11中，以分离出再生吸收剂、吸收剂不溶物和气体，再生吸收剂流经第二换热器6、吸收器进料泵4和第一换热器2返回至超重力吸收器1中进行循环使用，而解吸再生后得到的气体则经过或不经过第二回收器12回收气体夹带的吸收剂小液滴之后通过风机13引入气液分离器14中进行气液分离。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例提供的从气体中一步脱除酸性组分和水的方法在图2所示的一步脱酸脱水系统中进行。

以下实施例和对比例中，待处理气体以及吸收剂中酸性组分以及水分的含量采用气相色谱法进行测定，其中，所用的气相色谱为上海天美科学仪器有限公司的GC7900，色谱柱为填料柱，检测器为TCD。

实施例1

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

待处理气体主要成分：水含量5g/m³，CO₂含量1.5％(v/v)，H₂S含量1％(v/v)，其余为甲烷；

超重力吸收器：杭州科力化工设备有限公司制造，型号为BZ750-3P；

超重力再生器：杭州科力化工设备有限公司制造，型号为BZ750-3P；

吸收试验：待处理气体以500Nm³/h的流量从超重力吸收器的气体入口引入超重力吸收器中，吸收剂(该吸收剂将20重量份的TEG和80重量份的MDEA均匀混合后得到)以100kg/h的流量从超重力吸收器的液体入口引入超重力吸收器中，转速为1000r/min，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。。

分析测定处理后的气体中水含量为0.02g/m³，CO₂含量为1.3重量％，硫化氢含量为12ppm。

解吸试验：将富吸收剂加热到110℃，以100kg/h的速度从超重力再生器(转速1000r/min)的液体入口引入超重力再生器中进行解析再生，气提气体(氮气)加热到110℃后以500L/h的流量从超重力再生器的气提气入口引入超重力再生器中，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐中并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为0.8重量％，硫化氢含量为1.1重量％，未测出二氧化碳。

实施例2

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例的吸收试验与实施例1相同，所不同的是，解吸试验在160℃下进行，其他条件不变。分析贫吸收剂中水含量为0.1重量％，硫化氢含量为0.2重量％，未测出二氧化碳。

实施例3

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例的吸收试验与实施例1相同，所不同的是，解吸试验在140℃下进行，其他条件不变。分析贫吸收剂中水含量为0.4重量％，硫化氢含量为0.5重量％，未测出二氧化碳。

实施例4

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例的吸收试验与实施例1相同，所不同的是，解吸试验中未加入气提气体，其他条件不变。分析贫吸收剂中水含量为1.2重量％，硫化氢含量为1.4重量％，未测出二氧化碳。

实施例5

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例的吸收试验与实施例1相同，所不同的是，解吸试验中气提气体流量为5000L/h，其他条件不变。分析贫吸收剂中水含量为0.2重量％，硫化氢含量为0.2重量％，未测出二氧化碳。

实施例6

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例中的待处理气体、超重力吸收器和超重力再生器均与实施例1相同。

吸收试验：待处理气体以500Nm³/h的流量从超重力吸收器的气体入口引入超重力吸收器中，吸收剂(该吸收剂将20重量份的TEG和80重量份的MEA均匀混合后得到)以100kg/h的流量从超重力吸收器的液体入口引 入超重力吸收器中，转速为2000r/min，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。

分析测定处理后的气体中水含量为0.02g/m³，CO₂含量为110ppm，硫化氢含量为5ppm。

解吸试验：将富吸收剂加热到120℃，以100kg/h的速度从超重力再生器(转速2000r/min)的液体入口引入超重力再生器中进行解析再生，气提气体(氮气)加热到120℃后以500L/h的流量从超重力再生器的气提气入口引入超重力再生器中，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐中并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为0.6重量％，硫化氢含量为0.8重量％，二氧化碳含量为0.7重量％。

实施例7

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例中的待处理气体、超重力吸收塔和超重力再生器均与实施例1相同。

吸收试验：待处理气体以500Nm³/h的流量从超重力吸收器的气体入口引入超重力吸收器中，吸收剂(该吸收剂将50重量份的TEG和50重量份的MDEA均匀混合后得到)以100kg/h的流量从超重力吸收器的液体入口引入超重力吸收器中，转速为1000r/min，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。

分析测定处理后的气体中水含量为0.03g/m³，CO₂含量为1.3重量％，硫化氢含量为20ppm。

解吸试验：将富吸收剂加热到120℃，以100kg/h的速度从超重力再生器(转速1000r/min)的液体入口引入超重力再生器中进行解析再生，气提气体(氮气)加热到120℃后以500L/h的流量从超重力再生器的气提气入口 引入超重力再生器中，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐中并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为0.4重量％，硫化氢含量为0.5重量％，未测出二氧化碳。

实施例8

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例中的待处理气体、超重力吸收塔和超重力再生器均与实施例1相同。

吸收试验：待处理气体以500Nm³/h的流量从超重力吸收器的气体入口引入超重力吸收器中，吸收剂(该吸收剂为纯的MDEA溶液)以100kg/h的流量从超重力吸收器的液体入口引入超重力吸收器中，转速为1000r/min，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。

分析测定处理后的气体中水含量为0.05g/m³，CO₂含量为1.4重量％，硫化氢含量为5ppm。

解吸试验：将富吸收剂加热到120℃，以100kg/h的速度从超重力再生器(转速1000r/min)的液体入口引入超重力再生器中进行解析再生，气提气体(氮气)加热到120℃后以500L/h的流量从超重力再生器的气提气入口引入超重力再生器中，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐中并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为0.4重量％，硫化氢含量为0.7重量％，未测出二氧化碳。

实施例9

该实施例用于说明本发明提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例中的待处理气体、超重力吸收塔和超重力再生器均与实施例1相同。

吸收试验：待处理气体以500Nm³/h的流量从超重力吸收器的气体入口引入超重力吸收器中，吸收剂(该吸收剂为纯的MEA溶液)以100kg/h的流量从超重力吸收器的液体入口引入超重力吸收器中，转速为1000r/min，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。

分析测定处理后的气体中水含量为0.05g/m³，CO₂含量为90ppm，硫化氢含量为1ppm。

解吸试验：将富吸收剂加热到120℃，以100kg/h的速度从超重力再生器(转速1000r/min)的液体入口引入超重力再生器中进行解析再生，气提气体(氮气)加热到120℃后以500L/h的流量从超重力再生器的气提气入口引入超重力再生器中，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐中并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为0.5重量％，硫化氢含量为1.0重量％，二氧化碳含量为0.8重量％。

实施例10

该实施例用于说明本申请提供的一步脱除酸性组分和水的方法。

该实施例中的待处理气体与实施例1相同。

待处理气体以500Nm³/h的流量通入常规吸收塔(塔径为200mm，高为2.5m，填料为拉西环)中，吸收剂(该吸收剂为将20重量份的TEG溶液与80重量份的MDEA溶液混合，向其中引入0.3重量份的水得到)以100kg/h的流量从吸收塔的液体入口引入吸收塔中，吸收压力为1MPa、温度为25℃，得到富吸收剂和处理后气体并取样分析。

分析测定处理后的气体中水含量为1.9g/m³，CO₂含量为1.3重量％，硫化氢含量为500ppm。

对比例1

该对比例用于说明参比的富吸收剂的解吸方法。

将富吸收剂(该吸收剂为将20重量份的TEG溶液与80重量份的MDEA溶液混合，向其中引入3重量份的水、15重量份的硫化氢得到)加热到120℃，以100kg/h的速度从精馏塔(塔径为50mm，塔高为800mm，填料为拉西环)的液体入口引入精馏塔中进行精馏，控制塔顶温度为100℃，解吸后的贫吸收剂进入缓冲罐并取样分析。

分析贫吸收剂中水含量为2.8重量％，硫化氢含量为1.6重量％。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。