专利名称：改进酸性气体脱除的装置和方法
技术领域：
本发明领域为从不同气体流中脱除酸性气体。
背景技术：
从不同气体流中脱除酸性气体，尤其是从天然气中脱除二氧化碳，随着不同气体流中酸性气体含量的增加而成为越来越重要的工艺。例如，用增强油回收法而得的天然气中二氧化碳浓度一般会从10％增加到约60％。现有技术中有许多已知的方法脱除酸性气体，所有的或者几乎所有的方法都可划归如下三种类型中的一种。
在第一种类型中，可利用一个或多个膜从气态进料流中物理分离酸性气体。典型的膜系统包括预处理滑架和一系列膜组件。膜系统通常非常适用于对不同气体体积和产品气体标准的处理。而且，膜系统相对紧凑，因此使膜系统对海上气体处理来说是特别可行的选择。然而，膜系统易受进料气体中重烃类物质含量的损害。而且，脱除二氧化碳到相对低含量一般要求多阶段膜分离器和各阶段间的再压缩，这些相对来说比较昂贵。
在第二种类型中，用一种化学溶剂与酸性气体反应以形成酸性气体络合物(典型为非共价络合物)。在涉及酸性气体与溶剂之间的化学反应的方法中，原料气一般用如US3,563,695所描述的弱无机酸的碱性盐溶液进行洗气，或者用如US2,177,068所描述的有机酸或碱的碱性溶液进行洗气。这些化学反应过程普遍需要热量再生和化学溶剂的冷却，而且经常涉及大量化学溶剂的再循环。不仅如此，吸收不断增加的酸性气体的化学溶剂所需的用量通常会显著地增加，因此，当进料气体中酸性气体含量随着时间增加时，使得化学溶剂的使用成为问题。
在第三种类型中，使用物理溶剂从进料气中脱除酸性气体，其中有大量的酸性气体与溶剂反应。酸性气体的物理吸收主要依赖于对要被除去的特定酸性气体(如CO2或H2S)气态组分使用具有选择性溶解度的溶剂，而且更进一步依赖于溶剂的压力和温度。例如，甲醇可被用作低沸点有机物理溶剂，如US2,863,527中的示例。但是，冷却所需的能量输入相对高，而且该工艺一般表现出比设想要多的甲烷和乙烷吸收，因而为再压缩和回收需要大量的能量输入。
作为替换，可在环境温度或稍低于环境温度下操作物理溶剂，包括如US2,926,751所描述的碳酸丙烯酯和US3,505,784所描述的N-甲基吡咯烷酮或乙二醇醚。虽然这些溶剂可减少冷却要求，但大多数基于碳酸丙烯酯的吸收过程仅限于小于1000psi的吸收压力(即次临界压力)。更进一步的已知方法中，物理溶剂还可包括如US2,649,166所公开的聚乙二醇醚和特别指出的二甲氧基四甘醇，或如US3,773,896所描述的N-取代吗啉。虽然使用物理溶剂避免了至少某些与化学溶剂和膜有关的问题，但也引起许多新困难。其中，从高压进料气体中脱除二氧化碳常被限制于次临界压力。而且，随着水含量增加，溶剂环路中可能会出现冷冻，因此需要相对高的温度，从而降低了吸收过程的效率。另一方面，物理溶剂一般需要蒸汽或外部加热来使溶剂再生，以便生成适合于脱除酸性气体到ppm级别的极贫溶剂。
因此，尽管现有很多装置和方法可从进料气中脱除酸性气体，但是所有的或几乎所有的装置和方法都有这样或那样的缺点。所以，仍然还存在提供改善酸性气体脱除的方法和装置的必要。
发明简述本发明针对从进料气流中脱除酸性气体成分的设备的装置和方法，其中该进料气流包含至少5mol％的二氧化碳并且具有至少1000psi的压力。
本发明主题的一个方面是，一个含有吸收器的设备(plant)，该吸收器在气相超临界区域操作而且接收包含至少5摩尔％二氧化碳的脱水进料气，其中物理溶剂吸收吸收器中至少部分二氧化碳以形成含有至少95摩尔％二氧化碳的二氧化碳流。
该装置中的进料气优选冷却到进料气水合点以上的温度以除去大部分的水含量，该冷却进料气然后在进入吸收器之前于脱水单元中脱水。进一步优选进料气(例如天然气)压力为约3000psig到约5000psig。
尤其优选的物理溶剂包含碳酸丙烯酯，据预期，吸收器由降压的物理溶剂形成富溶剂，因此对二氧化碳流提供冷却，还提供进料到吸收器的一级烃循环流。在其它方面，降压的富溶剂被进一步降压，从而对吸收器中的溶剂提供冷却，而且还提供进料到吸收器的二级烃循环流。然后，进一步降压的富溶剂可被放出，并在分离器中被分离成贫溶剂和二氧化碳流。
在烃循环流生成处，预计该烃循环流将在压缩机中被压缩到吸收器的压力，然后该压缩的合并循环流可与脱水的进料气混合。优选装置中的贫溶剂可用汽提气在真空汽提单元来处理，因而为吸收器再生物理溶剂，而且还生成燃料气体，同时，吸收器中的产物气体可冷却进料气。并不局限于本发明主题，更进一步优选产物气体中包含至少99％的天然气，而且二氧化碳流被用于增强油回收法中。
如果产物气体要求非常低的酸气标准，则考虑在优选装置中的贫溶剂包含从真空汽提塔中出来的至少两种物流。部分汽提的溶剂是在汽提塔的上半部生成，并被泵送到吸收器的中间部位；从汽提塔下半部出来的过度汽提(ultra stripped)的贫溶剂被冷却且泵送到吸收器的顶部。该过度汽提的贫溶剂装置能生产出满足ppm级别酸性气体标准的产物气体，而该级别酸气在以前只能通过热再生的溶剂而获得。
因此，本发明主题的另一方面，气体处理设备可含有一种吸收器，该吸收器接收压力至少为1000psi而且包含至少5摩尔％二氧化碳的进料气。其中吸收器采用物理溶剂来生产富溶剂和至少部分地消耗了二氧化碳的产物气体。合适的设备还可进一步包括对富溶剂减压的一级涡轮机和从减压富溶剂中分离一级烃成分的一级分离器，从而生产一级烃循环流和一级富溶剂；二级涡轮机进一步对一级富溶剂减压，而冷却器利用进一步减压的一级富溶剂来冷却物理溶剂，以维持吸收器的底部温度在想要的温度范围。在该装置中，优选进一步被减压的一级溶剂在二级分离器中被分离，该分离器从进一步被减压的一级溶剂中分离二级烃成分，从而生产二级烃循环流和二级富溶剂，并且其中一级和二级烃循环流进入吸收器。
由此，设备运行的方法可包括如下一个步骤，其中提供吸收器来接收压力至少为1000psi且含有酸性气体的进料气体。在另一步骤中，将至少部分酸性气体用物理溶剂从进料气体中脱除，从而生成产物气体和富溶剂；在另一步骤中，富溶剂的压力被降低，以形成被进料到吸收器中的烃循环流，因而生成减压富溶剂。在又一步骤中，减压富溶剂被用来冷却物理溶剂，从而维持吸收器的底部温度在想要的温度范围并且形成热减压富溶剂；在另一步骤中，热减压富溶剂被分离成含有至少部分酸性气体的物流，从而形成贫溶剂。在另一步骤中，该贫溶剂被减压到真空汽提塔中，在此生成部分汽提的贫溶剂和过度汽提的贫溶剂，这两者进料到吸收器的两个不同位置。汽提塔的塔顶气体可用作设备燃料气。
附图简述
图1是根据本发明主题的示范装置的示意图。
图2是典型的过度抽提的贫溶剂工艺的示意图。
发明详述本发明人发现酸性气体可从高压和二氧化碳含量至少为5摩尔％的进料流中被脱除，使用的方法和装置包含一个吸收器，该吸收器在气相超临界区域运行并接收含有至少为5摩尔％二氧化碳的脱水进料气体，其中物理溶剂在吸收器中吸收至少部分二氧化碳以形成含有至少95摩尔％二氧化碳的二氧化碳流。
在如图1中所描述的优选的构造中，设备含有进料冷却器100，其可将进料气体1从100°F冷却到60°F，刚好在进料气体水合点以上。冷却器100的冷源由产物气体10提供(即经管线44离开冷却器的吸收器塔顶气体流)，一般为-20°F。冷却的进料气体2中的水是在进料气体分离器101经由管线5被脱除的(任选的H2S脱除床可提供额外的H2S脱除)。这种部分脱水和冷却的进料气体4于在高压(例如进料气体压力)操作下的脱水单元102中进一步干燥。脱水进料气体6在冷却器100中被进一步冷却到约30°F并经由管线7与合并循环流8混合(见下文)，然后经由管线9进料到吸收器103的底部。侧冷却器泵104将富溶剂从气体进料盘上面的位置经由管线13和14泵送到冷却富溶剂的侧冷却器105。冷却的富溶剂经由管线15返回到吸收器。
特别优选侧冷却器105的冷却剂源来自闪蒸的富溶剂流20(进一步减压的富溶剂流)，其来自二级水轮机109。然而，应当认识到也可以由外部冷源(例如经由物流42)来补充冷却。因此，配置适当的冷却器来维持恒定的吸收器底部温度(例如10到40°F)以有效地吸收酸性气体。一级水轮机106将吸收器底部压力降低到350psig至700psig，因而将富溶剂12冷却到5°F至35°F，生成减压富溶剂流16。来自一级分离器107的闪蒸烃蒸气(一级烃循环流17)经由循环压缩机111被回收到吸收器103中。从一级分离器107出来的闪蒸溶剂(一级富溶剂18)被来自分离器113的二氧化碳蒸气28在冷却器108中冷却。任选的额外的冷却可由外部冷源经由物流40来提供。管线19中的溶剂被冷却到约0°F到30°F，进一步用二级水轮机109减压到约150～300psig，同时将一级富溶剂18冷却到约-2°F至28°F，因此形成深度减压的富溶剂流20。深度减压的富溶剂流20然后用于提供侧冷却器105的冷却需求。离开侧冷却器105后，富溶剂流24在二级分离器110中被分离，而从二级分离器110出来的闪蒸烃蒸气(二级烃循环流25)经由循环压缩机111被回收到吸收器中。循环压缩机111放出物流8(即合并循环流)到冷却器121，然后与来自管线7的冷却和脱水的进料气体混合，形成合并进料流9并被进料到吸收器103。
从二级分离器110出来的闪蒸溶剂(二级富溶剂26)由JT阀112减压到管线27并在于大气压下操作的分离器113中被分离。从分离器113(在-23°F到0°F操作)出来的物流28中的闪蒸蒸气(二氧化碳流)将含有95％以上的CO2。物流28中的制冷剂在冷却器108中被回收。升温的闪蒸蒸气经由管线22被用于增强油回收，从分离器113出来的贫(闪蒸)溶剂液体29由JT阀114减压到物流30。
真空分离器115在真空度为0.7到7.0psia之间操作。真空度是由液封真空泵118维持。管线32和36中的排出气体含有95％以上的CO2，这可用于增强油回收。从真空分离器115出来的闪蒸溶剂液体经由管线31被送到在0.4～6.7psia下操作的汽提塔(该汽提气体主要含有甲烷，可从吸收器中的已处理气体流中提取)。汽提气体33(贫气体)的用量一般小于总进料气体的0.5％。从汽提塔116出来的汽提后的气体会含有约30％到50％的CO2，而且在由燃料气体压缩机119压缩到燃料压力后可被用作燃料气体34。从汽提塔116出来的汽提后的贫溶剂35会在溶剂中含有0.1～0.02摩尔％的CO2，其被泵到吸收器压力(优选压力在1000～4000psig之间)，然后经管线37再引入到吸收器103。一级和二级水轮机106和109产生的动力可用于提供贫溶剂泵117、真空泵36和燃料气体压缩机119所需要的部分动力。
如果产物气体要求达到ppm级别酸性气体标准，则可使用图2所示的过度汽提溶剂装置。该装置一般基于图1所示的示范装置，包括一个高级汽提塔装置，其可为酸性气体吸收生产超贫溶剂。汽提塔一般具有上半部分200和下半部分116，二者被收集盘201所隔开。汽提部分200产生部分汽提的、收集到收集盘201中的溶剂。物流201一般占总溶剂流的50％到80％，其由贫溶剂泵203从收集盘201中抽出，并进料到吸收器103的中间部位。残余物流211一般占总溶剂流的20％到50％，其在热交换器203中用进料气体流9一般被加热到约55°F。进料气体在热交换器203中冷却生成一般在-10°F到20°F的物流214。由于气体在脱水单元102已经被干燥，所以在所有或几乎所有情况下水的冷冻都不成问题。因此，应当特别注意到的是集成汽提塔产生进料到吸收器不同部位的两个汽提溶剂流，从而通过在下半段汽提部分保持蒸气与液体的高比率而生成极贫溶剂。
关于合适的进料气体，预期许多的天然和合成进料气体都适合。但是，特别优选包括天然气的进料气体，尤其是二氧化碳含量为至少约5摩尔％的天然气，更典型的是至少约10摩尔％，最典型的是至少约20摩尔％。因此，尤其合适的进料流包括来自油田，例如阿拉斯加PrudhoeBay和挪威Orman Lange的天然气进料流。同样，合适的进料气体的酸性气含量(尤其是二氧化碳含量)可能不同，而且会主要依赖于进料气体的来源。但是，一般优选酸性气体含量至少约为5摩尔％，更典型的是至少约10摩尔％，最典型的是至少约20摩尔％。典型的进料流组成列于下表1中。
表1
而且，也应当认识到预期的进料气体的压力可能变化很大，合适的压力会在大气压和几千psi之间的范围。然而特别优选进料气体压力至少为1000psig，更典型的是至少2000psig，尤其更典型的是至少约3000psig，最典型的是至少约5000psig。不仅如此，虽然一般普遍认为至少部分进料气体的压力取决于油井所含气体的压力，但也应当认识到，压力也可根据需要通过一个或多个压缩机来增加。
在进一步的预期方面，进料流在进入吸收器之前被冷却，并且特别优选进料流的冷却至少部分由热交换器中的产物气体(即吸收器顶部流)来实施。考虑到冷却程度，一般估计进料流可被冷却到不同温度。但是，普遍优选进料流可被冷却到恰好在气体水合点以上的温度。因此，冷却的进料气体流可进料到分离器，在该分离器内进料气体中的至少部分水分可从冷却的进料流脱除而形成部分脱水进料气体。所形成的部分脱水进料气体然后在脱水单元可被进一步脱水，应当认识到现有的所有气体脱水单元都可适用。例如，进一步的脱水可通过用乙二醇或分子筛来实施。在进一步优选的方面，预期脱水进料气体可在进入吸收器之前被进一步冷却。在特别优选的设想装置中，脱水的进料气体在热交换器中被冷却，其中由产物气体(即吸收器顶部流)提供制冷。因为吸收过程可以在非常低温度(例如吸收器内为-20°F到40°F)下运行而溶剂循环中无水冷冻出来，所以进料气体的脱水尤其有用。在为将酸性气体脱除到非常低水平的优选设想装置中，脱水的气体可用来自过度汽提工艺的部分汽提的贫溶剂来进一步冷却。而且，吸收器底部在低温下运行能使吸收器在减少溶剂循环情况下操作，因而增加效率。
进一步优选的装置可能会额外包括硫脱除单元(例如经过净化床或带有具体某种针对硫的溶剂的附加吸收器)，特别设计的硫脱除单元可至少脱除进料气体(例如在吸收器上流部位)中含有的部分硫化氢。或者，利用过度汽提装置(见上文)，该过程能生产具有非常低酸性气体含量的处理气体而无需硫脱除单元的帮助。
因此，应当特别注意到合适的吸收器是在相对高的压力下操作，尤其预期的高压为至少1000psi，典型的是至少2000psi，更典型的是至少3000psi，最典型的是至少5000psi。因此，应当认识到设想的吸收器将会在气相超临界区域运行。“在气相超临界区域运行”在这里指在如下条件下运行吸收器其中至少部分进料气体(如果不是全部进料气体)将会处于物理的液相和气相不存在的超临界状态。而且，通过在气相超临界区域运行吸收过程，通常可避免烃类的冷凝，而这在迄今已有的工艺中通常是一个严重的问题。在进一步的设计情况中，吸收器的类型不必受某种具体构造的限制，所有已知的吸收器构造都适合在这儿使用。但是，特别优选包括填充床或盘构造的接触设备。
关于设计的吸收器中所用的溶剂，应当认识到所有的物理溶剂及其混合物都是合适的。现有技术中有无数的物理溶剂，作为示范优选的物理溶剂包括碳酸丙烯酯、磷酸三丁酯、常规的甲基吡咯烷酮、聚乙二醇二甲醚和/或各种聚乙二醇二烷基醚。可供选择的其它溶剂包括改性叔胺(例如哌嗪)或使用其它的能与物理溶剂有类似性能的溶剂。
因此，吸收器将提供减少了酸性气体尤其是减少了二氧化碳的产物气体。而且，应当认识到，由于吸收器接收冷却且脱水的进料气体，产物气体一般会符合所有或几乎所有的通过高压管道输送的市售气体标准和要求，或者作为LNG设备的进料气体。尤其应当进一步了解的是，吸收器中的富溶剂会以相对高压力离开吸收器底部(例如至少1000psi，比较典型的是在2000到5000psi之间)，因此可用于做功(例如产生电能)和/或冷却分离过程的不同物流。在特别优选的装置中，富溶剂是在压力下使用一级水轮机放出以产生机械能或电能，减压的富溶剂然后在分离器中被分离成含烃的一级循环流和一级富溶剂，其随后可作为冷却剂来制冷二氧化碳流(其中二氧化碳由进料气体产生)。含烃的一级循环流优选循环到吸收器，而一级富溶剂被二级水轮机进一步减压以再产生机械能和电能。该进一步减压的富溶剂然后在热交换器中(优选吸收器的侧冷却器)被用作制冷剂，在吸收器中冷却富溶剂从而保持想要的吸收器底部温度。经过热交换器后，该进一步减压的富溶剂流在二级分离器中被分离成二级富溶剂和循环到分离器的二级含烃循环流。因此，应当认识到富溶剂流用于在富溶剂闪蒸和再生之前生产至少一个使用高压的作功和/或冷却。
富溶剂的闪蒸可在不同装置中实施，一般估计所有现有的装置都适合在此使用。然而，一般优选富溶剂(提供作功和/或冷却之后的)在压力下进一步放出，直到足够释放出至少80％(比较典型的为至少90％，最典型为至少95％)溶解的二氧化碳的压力。这样生产的二氧化碳然后在分离器中(一般在常压下操作)从贫溶剂中分离。尤其应当了解的是，这样生成的二氧化碳流的二氧化碳含量超过90％，比较典型的为至少95％。所以，由此形成的二氧化碳流尤其适用于增强油回收法。
在本发明主题进一步的预期方面中，从分离器中出来的贫溶剂在压力下经JT阀进一步被放出并进料到真空分离器中。优选的真空分离器在约0.7～7.0psia之间的压力下操作，该压力由液封真空泵产生。贫溶剂中的残余二氧化碳(一般纯度至少为95％)在真空分离器中被脱除，也要如图1所示用于增强油回收法。然后物理溶剂在汽提塔中再生并经贫溶剂泵循环回吸收器。在特别优选的构造中，汽提塔利用贫气体(例如部分产物气体)作为汽提气体来生产燃料气体。但是，在可替换构造中，除了产物气体外的各种气体也是合适的，这包括在本设备内来自其它物流的气体和甚至氮气或空气。进一步应当了解到，在该构造中使用真空分离器和气体汽提塔相结合能生产出CO2浓度一般小于1000ppmv的极贫溶剂。
在进一步预想的方面，尤其是在气体要被处理到ppm级别酸性气体标准的场合，过度汽提溶剂构造可包括至少包含被收集盘隔开的两部分的高级汽提塔，其生产出部分汽提溶剂和过度汽提溶剂，这两者分别被进料到吸收器的不同位置。应当进一步了解到，在该构造中使用真空分离器和过度汽提塔相结合能生产出CO2浓度一般小于100ppmv的超贫溶剂。
因此，在特别优选的构造和进料气体含有天然气的场合，应当理解产物气体含有至少90％，比较典型为至少95％，最典型为至少99％天然气的进料气体。虽然并不希望被任何理论和假设所束缚，预期产物气体中相对如此高的天然气回收是由提供至少一个，更优选两个含烃循环流返回到吸收器而完成的。因此，所产生二氧化碳流的纯度相对高，而由此形成的二氧化碳流典型地将含有至少90％，更典型地为至少95％的CO2。
适合的循环气体压缩机是能够将一级和二级含烃循环气体流压缩到等于或相当于冷却并脱水过的进料气体压力的所有压缩机。与此类似，估计贫溶剂泵将为把贫溶剂引到吸收器中而提供合适的溶剂压力。
因此，一个设备可包含接收进料气体的吸收器，该进料气体压力至少为1000psi并且含有至少5摩尔％的二氧化碳，其中吸收器应用物理溶剂来产生一种富溶剂和一种至少部分消耗了二氧化碳的产物气体。设想的设备可进一步含有将富溶剂减压的一级汽轮机和将一级烃成分从减压的富溶剂中分离的一级分离器，由此产生一级烃循环流和一级富溶剂，二级汽轮机进一步对一级富溶剂减压，冷却器利用进一步减压的一级溶剂来冷却物理溶剂以保持吸收器的底部温度在想要的温度范围，其中进一步减压的一级溶剂在二级分离器中被分离，该分离器从进一步减压的一级溶剂中分离出二级烃成分，由此而生成二级烃循环流和二级富溶剂，其中的一级和二级烃循环流返回到吸收器。
关于进料气体、吸收器、物理溶剂、二氧化碳流和其它各种组分，上面所讨论的相同的考虑因素都适用。因此尤其期望进料气体至少被产物气体部分地脱水和冷却，且在进入吸收器之前在脱水单元被进一步脱水。不仅如此，预期的一级富溶剂可被用作制冷剂来冷却二氧化碳流，而预期的二级富溶剂可被进一步减压以脱除至少部分二氧化碳，从而形成贫溶剂(其可在一个真空分离器中被进一步加工，该真空分离器利用贫气体且生成燃料气体，从而再生物理溶剂)。特别预期的物理溶剂包括碳酸丙烯酯，尤其优选二氧化碳被用于增强油回收法。
因此，设备运行的方法可包括如下一个步骤，其中提供吸收器来接收压力至少为1000psi且含有酸性气体的进料气体。在另一步骤中，将至少部分酸性气体用物理溶剂从进料气体中脱除，从而生成产物气体和富溶剂；在另一步骤中，富溶剂的压力被减少以形成烃循环流并被进料到吸收器，同此生成减压富溶剂。在另一步骤中，减压富溶剂被用来冷却物理溶剂，从而维持吸收器的底部温度在想要的温度范围并且形成热减压富溶剂；在另一步骤中，热减压富溶剂被分离成含有至少部分酸性气体的物流，从而形成贫溶剂。
关于进料气体、吸收器、物理溶剂、二氧化碳流和其它各种组分，上面所讨论的相同的考虑因素都适用。因此尤其期望进料气体压力在约3000psi到约5000psi之间。预期的酸性气体尤其包括二氧化碳，物理溶剂包括碳酸丙烯酯。进一步预期的方面，将贫溶剂在真空分离器中用贫气体处理，因而生成燃料气体和再生的物理溶剂。
因此，与使用胺、其它物理溶剂或膜的传统高进料气体压力的CO2脱除工艺相比，可预期到根据本发明主题的构造会极大地减少总能量消耗和资本花费。不仅如此，该预期的构造和工艺一般将不再需要热源，因此可进一步降低能耗。更进一步说，增强油回收工程将会频繁地遇到进料气体中CO2浓度增加，一般从10％增高到60％。预期的构造和工艺能够适应这些改变而具有基本上相同的溶剂循环。
而且，由于是在低温下操作以及物理溶剂中含水少，预期的构造一般会提供非腐蚀工艺。与此相反，传统的脱除二氧化碳的胺装置通常操作和维持比较复杂，这是因为这些工艺易于腐蚀且在操作期间经常需要抗泡沫和抗腐蚀注入。进一步说，与胺方法不同，所设想的物理溶剂方法的另一个优点是溶剂循环速率对CO2分压增加不敏感(例如要处理含有20％CO2的100MMSCFD气体所要求的物理溶剂速率基本上与要处理含有60％CO2的100MMSCFD气体所要求的相同。CO2在溶剂中的负载仅仅随着进料气体中CO2浓度的增加而增加。在胺工艺设计中，由于CO2在富胺溶剂中的负载必须得到维持，因此胺的循环速率会增加大约3倍)。
与现有的胺处理方法相比，所设想的物理溶剂方法还有另一个优点，就是其简单和抗冷冻，因此需要少量的支持性的装置区外设施和应用系统，如蒸汽锅炉。例如，所设想的构造典型地仅需要制冷，而且，如果残余CO2含量在5～10psia之间，本发明人预计设备的运行就不用热油系统使溶剂再生。不仅如此，当在相对高CO2进料气体下操作时，溶剂冷却所要求的制冷就可被完全去掉，这是因为来自溶剂再生中CO2的闪蒸会提供所必要的冷却。
本发明的另一优点是可进行处理来满足LNG设备要求的进料气体标准，该标准要求CO2在50ppmv范围，H2S在4ppmv范围。本发明描述的过度汽提设备所包括内容可直接应用。
由此，对提高酸性气体脱除的构造和方法的具体实施方案和应用在此进行了公开。然而明显地，对本领域技术人员来说，除那些已经公开的技术之外的许多变化都是可能的，且未超出此处的本发明概念。因此，除附录的预期权项外，本发明主题不受到限制。而且，在理解说明书和预期的权项时，所有的字词都应当在与上下文一致的情况下尽可能的被理解成最广泛的含义。具体而言，“含有”和“包含”这两个词应当理解为非限定性地涉及元素、成分或步骤，表明所涉及的元素、成分或步骤可以与其它并未在此特意涉及的元素、成分或步骤一同存在或使用或结合。
权利要求
1.一种设备，其包含在气相超临界区域操作并且接收包含至少5摩尔％二氧化碳的脱水进料气体的吸收器，其中物理溶剂在吸收器中吸收至少部分二氧化碳而形成含有至少95摩尔％二氧化碳的二氧化碳流。
2.根据权利要求1的设备，其中进料气体被冷却到进料气体水合点以上的温度，其中冷却的进料气体在进入吸收器之前在一个脱水单元中脱水。
3.根据权利要求1的设备，其中进料气体压力为至少3000psi。
4.根据权利要求1的设备，其中进料气体包含天然气。
5.根据权利要求1的设备，其中物理溶剂包含碳酸丙烯酯。
6.根据权利要求1的设备，其中吸收器生成富溶剂，富溶剂被减压，因此对二氧化碳流提供冷却，还提供被进料到吸收器的一级烃循环流。
7.根据权利要求6的设备，其中减压的富溶剂被进一步减压，因此对吸收器中溶剂提供冷却，还提供被进料到吸收器的二级烃循环流。
8.根据权利要求7的设备，其中被进一步减压的富溶剂被放出，并在分离器中被分离为贫溶剂和二氧化碳流。
9.根据权利要求7的设备，其中用压缩机压缩一级和二级烃循环流，其中被压缩的一级和二级烃循环流与脱水的进料气体合并。
10.根据权利要求8的设备，其中贫溶剂用贫气体在真空分离器中处理，由此为吸收器再生物理溶剂，而且还生成燃料气体。
11.根据权利要求2的设备，其中吸收器产生产物气体，而且进料气体由产物气体冷却。
12.根据权利要求11的设备，其中进料气体包含天然气，而且产物气体含有至少99％的天然气。
13.根据权利要求1的设备，其中二氧化碳流被用于增强油回收。
14.一种设备，含有接收压力至少为1000psi且至少含有5摩尔％CO2进料气体的的吸收器，其中吸收器采用物理溶剂来生产富溶剂和至少已经部分脱除二氧化碳的产物气体；用于减压富溶剂的一级涡轮机和从减压富溶剂中分离一级烃成分的一级分离器，由此产生一级烃循环流和一级富溶剂；用于进一步减压一级富溶剂的二级涡轮机和应用进一步减压的一级溶剂来冷却物理溶剂从而维持吸收器底部温度在想要的温度范围的冷却器；其中进一步减压的一级溶剂在二级分离中分离，该二级分离器从进一步减压的一级溶剂中分离二级烃成分，由此产生二级烃循环流和二级富溶剂，并且其中一级和二级烃循环流被进料到吸收器。
15.根据权利要求14的设备，其中进料气体至少被部分脱水。
16.根据权利要求15的设备，其中进料气体是被产物气体冷却并且在进入吸收器之前在脱水单元被脱水。
17.根据权利要求14的设备，其中一级富溶剂被用作冷却二氧化碳流的制冷剂。
18.根据权利要求14的设备，其中二级富溶剂被进一步减压以除去至少部分二氧化碳，因此形成贫溶剂。
19.根据权利要求18的设备，其中贫溶剂在真空分离器中被进一步加工，该真空分离器应用贫气且生成燃料气体，因此再生物理溶剂。
20.根据权利要求18的设备，其中物理溶剂包含碳酸丙烯酯。
21.根据权利要求18的设备，其中二氧化碳流被用于增强油回收。
22.根据权利要求14的设备，其进一步包含具有被收集盘隔开的至少两个汽提段的汽提塔，其中汽提塔再生物理溶剂。
23.一种设备运行方法，包括提供接收压力至少为1000psi且含有酸性气体的进料气体的吸收器；用物理溶剂从进料气体中脱除至少部分酸性气体，由此生成产物气体和富溶剂；降低富溶剂的压力以形成进料到吸收器的烃循环流，由此产生减压的富溶剂；利用减压的富溶剂冷却物理溶剂，由此维持吸收器底部温度在想要的温度范围并形成热的减压富溶剂；将热的减压富溶剂分离为含有至少部分酸性气体的物流，由此形成贫溶剂。
24.根据权利要求23的方法，其中进料气体的压力在约3000psi到约5000psi之间。
25.根据权利要求23的方法，其中酸性气体为二氧化碳。
26.根据权利要求23的方法，其中物理溶剂包括碳酸丙烯酯。
全文摘要
一种包含吸收器(103)的设备，其在气相超临界区域操作并且从进料流(9)中以进料流(10)的高回收率脱除酸性气体，同时生成高纯度酸性气体流(36)。特别优选的设备包括气体净化设备，该气体净化设备接收含至少5摩尔％二氧化碳且压力至少为3000psi的进料气体。
文档编号C10L3/10GK1627980SQ02829133
公开日2005年6月15日 申请日期2002年4月15日 优先权日2002年4月15日
发明者J·马克, C·格雷哈姆, R·尼尔森 申请人:弗劳尔公司