气体混合物成分分离.pdf

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)）。

权利要求书
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，
(ii)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。

说明书气体混合物成分分离
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)）。
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。
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。
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。
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。
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：
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，
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，
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，
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，
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：
(i)富酸吸收剂，
(ii)高压富酸蒸气，
(iii)再生的吸收剂，
(iv)来自吸收塔的牵引/回流液流。
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。
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/或H2S。
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。
分离设备可包括例如分离机转鼓。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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：
-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，
-从洗气塔回收吸收剂，
(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，
(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，
-从洗气塔回收富酸蒸气
(i)压缩洗气塔顶部的回收富酸蒸气以形成压缩富酸蒸气，
(ii)冷却压缩富酸蒸气。
其中，该方法包括在以下每个液流至少一部分之间交换热量
(a)半富酸吸收剂，
(b)压缩富酸蒸气，
(c)再生再煮沸吸收剂，
(d)从洗气塔底部回收的吸收剂。
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。
在一些示例中，酸性气体包括二氧化碳和硫化氢。
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。
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。
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。
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。
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。
方法还加入向第二个再生装置提供二氧化碳的步骤。
方法还加入向洗气塔提供二氧化碳的步骤。
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。
优选地，二氧化碳基本不含硫化氢。
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剂。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。
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。
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。
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。
方法还加入冷却和/或压缩液流的步骤，从而形成两相液流。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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-吡咯烷酮(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%CO2。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。
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。
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100bar或更高时，优选使用焊接或渗透联结的不锈钢热交换器。
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。
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。
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，
冷却吸收塔中的吸收剂，
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，
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：
(i)富酸吸收剂，
(ii)压缩富酸蒸气，
(iii)再生吸收剂。
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。
外部冷却剂包括水或氨。
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。
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：
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，
热交换系统。
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，
用于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，
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：
(i)富酸吸收剂，
(ii)压缩富酸吸收剂，
(iii)再生吸收剂，
(iv)来自吸收塔的牵引/回流液流。
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。
发明扩展至此处介绍的方法和/或设备，参考附图。
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。
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：
图1显示传统吸收酸性气体脱除工艺示意图；
图1a显示图1类型工艺的热负荷/温度曲线图；
图2显示自热式酸性气体脱除工艺示意图；
图2a显示图2示例热交换器的热负荷温度曲线图；
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；
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；
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；
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；
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；
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。
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。
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。
传统系统
图1显示传统吸收酸性气体脱除工艺；
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。
图1显示吸收塔A1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A1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。
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A1前，加温MDEA液流06通过预冷器E9，去除贫MDEA的热量。
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。
自热式布置
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E1平衡；
图2显示的布置包括吸收塔A1，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F1的酸性气流31的压缩机C1。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A1中的MDEA，在这里酸性气体（包括二氧化碳）被MDEA吸收，从吸收塔A1输出贫酸性气体的干净天然气流 CLEAN_GAS。
富酸性气体MDEA液流11离开吸收塔A1底部，通过热交换器E1（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C1，贫MDEA液流41从分离转鼓F1送至热交换器E1。冷却的贫MDEA液流42泵出（使用泵P1）并再循环回吸收剂A1。
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E1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。
两个牵引和回流液流21,22和23,24从吸收塔A1的底部获得含MDEA的酸性气体，然后通过热交换器E1。
通过加入吸收剂E1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。
图2所示的热交换器E1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。
在图2中，热交换器E1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。
吸收和再生热量通过公共热交换器E1平衡，吸收塔输出12作为较冷液体，其余液流作为较热液体。
吸收步骤在相对高压（如30-70Bar）下进行，提供阀V1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A1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80DegC）。在一些示例中，阀V1可以替换为水轮机，用于为泵P1提供动力。
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E1 的温度。这样可以通过压缩机C1控制作用于酸性气流31的压缩量，来控制热交换器的温度。
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E1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C1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C1压缩至1.2Bar。
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C1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）。
热平衡发生在热交换器E1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E1，液流将液体从吸收塔A1送至热交换器E1。回收的热量用于再生富MDEA。
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。
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，一些情况下约30至70bar，但其他示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A1上游。天然气原料的二氧化碳在吸收塔A1吸收到MDEA中，贫二氧化碳天然气送回干净的气流CLEAN_GAS。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。
吸收塔A1在11回收的富酸MDEA通过阀V1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E1下游，分离的二氧化碳在分离机转鼓F1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A1。
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。
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。

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。
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。
系统与图2所示系统类似，但加入再煮沸和冷凝子系统SS01。该子系统SS01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F1和压缩机C1类似。在图3的布置中，从分离转鼓F1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E1，而是送入子系统SS01。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。
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F1的再生吸收剂液流51。
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E1中与回收的酸性气流32一起冷却，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E1进行进一步冷却然后回到吸收塔A1。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E1。
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。
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E1。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。
示例中已经发现，自热式洗气子系统SS01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。

对于更高ppm酸性气体脱除，相比图1所示传统系统的基础功率要求需要额外功率，对此示例评估为传统系统每个加热冷却额外3Gcal/h。按照上表和图2表格的总和，传统系统要实现更高ppm酸性气体脱除的总功率输入计算为1380kW，根据图2自热式系统需要625kW。因此发明示例系统的功率要求低于传统系统要求的一半。
图4显示一个发明示例示意图，其中使用自热式酸性气体脱除从天然气流脱除CO2和H2S；
系统类似于图3的系统，区别在于加入清洗塔，吸收塔下半部分设计用于H2S吸收。清洗塔A3的原料为吸收塔A1的液流，来自吸收塔A1中间，显示为液流25。液流25是贫H2S MDEA液流，提取用作经过冲洗和自热式再生的分离酸性气体（CO2和H2S）的清洗液体，并提供贫H2S的CO2。图3中再煮沸和冷凝子系统SS01在此改良为子系统SS02以促进H2S洗气，塔中加入纯CO2以提高洗气效率。
在图4所示布置中，吸收塔A1顶部部分（本示例中约一半）充当与图3中吸收塔A1相同方式的CO2吸收剂，底部部分充当H2S吸收剂。由于来自吸收塔A1上半部分的MDEA已经富含CO2以及MDEA对H2S的强选择性，塔的下半部分几乎仅吸收H2S，而不吸收CO2。
可以看到，与图3布置类似，自热式吸收/再生系统包括一个热交换器，此处指E1。热交换器E1用于在取自和回流至吸收塔A1中间区域的两对牵引/回流液流21,22和23,24之间交换热量，和图3中的液流21,22和23,24相同。
来自吸收塔的富CO2和H2S液流11通过清洗塔A3、热交换器E1和分离机转鼓F1，大部分CO2与MDEA分离，相当一部分H2S因强H2S MDEA结合作用保留在MDEA中。分离的CO2和H2S气流31以图3相同方式经过压缩机C1、热交换器E1和分离转鼓F2。冷却CO2和H2S气流35送至清洗塔A3，产生无H2S的CO2流36。
具有Claus兼容H2S/CO2比例的H2S浓缩液流51经过自热式洗气装置，至热交换器E2，在分离转鼓F5中分离前加温。从分离转鼓F5回收的吸收剂液流53经过洗气塔A2。可以看到，富酸MDEA液流中大量吸收的二氧化碳和硫化氢分离为兼容Claus的H2S/CO2混合物，然后 MDEA液流53送至洗气塔。分离转鼓F5、压缩机C3和分离转鼓F6加入图3中的子系统SS01，因为后面将介绍的允许CO2进入的洗气塔通常不会产生兼容Claus的H2S/CO2混合物。从分离机转鼓F5回收的酸性蒸气流61使用压缩机C3压缩，然后将压缩蒸气62送至热交换器E2。蒸气61压缩至62的过程可以为热交换器带来更多热输入，方式与图3中介绍的类似。然后冷却液流63送至另一个分离转鼓F6，形成冷凝MDEA液流64并送至洗气塔A2顶部。
在洗气塔A2顶部，例如送入塔的纯CO2进行H2S脱除。清洗塔A3生成的富CO2液流作为液流37送至洗气塔A3的下半部分。在一些示例中，液流37主要包含纯CO2。已经确认，在洗气塔A2中几乎输入纯CO2的H2S脱除可以带来比加热更高效的H2S洗气。塔顶部和下游布置的分离富CO2蒸气流71与图3中的子系统SS01相同，在洗气塔A2的下半部分，CO2洗气采用和图3中子系统SS01相同的下游布置。
相比只能进行具有单H2S和CO2混合物输出的H2S和CO2同时捕获的传统MDEA系统，图4系统可以提供具有Claus兼容H2S/CO2混合物和纯CO2输出的H2S和CO2同时捕获，使用单个MDEA系统。系统紧凑，仅使用传统MDEA系统的三分之二至一半吸收剂液流和吸收塔截面大小。系统可自我完备，无需任何蒸气输入或外部冷却。它要求的功率也小于传统MDEA系统。
图5显示一个发明示例的示意图，采用自热式酸性气体脱除，利用物理吸收剂从气流脱除二氧化碳。
在此示例中，物理吸收剂MeOH用于在吸收塔A1中吸收CO2。在此示例中，气流酸性气体包括压力约75Bar的合成气，已经从中脱除硫化氢。
系统与图2所示系统类似，区别在于向吸收/制冷工艺加入自热式冷凝酸性气体脱除工艺，没有向系统中的外部加热或冷却负荷输入。CO2到MeOH的吸收热量，再生热量，以及CO2冷凝热量和蒸发热量的平衡得到管控以获得自热式系统。对于MeOH中的物理吸收，还使用酸性气体冷凝分离，并整合在吸收分离中。在一些示例中，相位改变分离比吸收分离更高效简单。由于冷凝条件（包括更高压力和更低温度）也是高效吸收要 求的条件，组合可以提高AGR效果。在此示例中，热交换器系统包括两个热交换器，包括平衡吸收热量和再生热量的E3，以及平衡冷凝热量和再生热量的热交换器E1。
包含75Bar压力和-50deg C温度合成气的酸性气流101送至吸收塔A1底部。CO2在塔内吸收，贫CO2合成气流102从吸收塔A1顶部送回。贫MeOH送至塔顶部，两对牵引/回流液流121,122和123,124提取自和送回吸收塔A1。提取液流121,123压力75Bar温度-32degC，在热交换器E3中与富酸气体MeOH液流交换热量后以温度-53degC送回。此富酸气体MeOH液流114包含冷凝CO2(62重量%)和吸收MeOH的CO236重量%液流，已从吸收塔A1底部回收，在膨胀器EX1中膨胀，并在阀V1上冲洗以获得压力5Bar温度-56degC的MeOH蒸气。
MeOH液流114在热交换器E3中加温后，送至热交换器E1分离机转鼓F2后使部分脱除CO2并在另一个阀V2冲洗，获得压力4Bar温度-55degC的富MeOH液流117。
在热交换器E1加温后，MeOH液流118送至分离机转鼓F1，脱离的富CO2蒸气分离为液流131。贫MeOH液流141通过转鼓F1、泵P1和热交换器E1回到吸收剂A1。
从分离机转鼓F1回收的富CO2蒸气流131通过压缩机C1压缩，然后将压缩蒸气132送至热交换器E1，压缩为热交换器E1带来更多热输入，与图2介绍的方式类似。然后冷却的液流133送至另一个分离转鼓F2，回收冷凝MeOH。
在阀V1上游，从分离机转鼓F5回收的富CO2蒸气流106在压缩机C5压缩，然后回到热交换器E1酸性气体原料流入口。
相比在不冷凝酸性气体的条件下吸收CO2的传统MeOH吸收系统，如低温甲醇洗系统，本发明系统更紧凑。MeOH流是传统系统的1/3至1/4，吸收剂横截面也是传统系统的1/3至1/4。需要的MeOH流受吸收塔温度影响，温度越低，流速越慢，因此塔冷却很重要。由于传统系统需要外部制冷系统进行冷却，传统系统的塔冷却效率低于本发明示例。此外，本发明示例更加自我完备，对蒸气加热或外部制冷没有要求。还应考虑到， 本系统示例需要的功率比传统系统少约30%。虽然由于传统功率取决于本发明不要求的制冷方案，在一些案例中难以直接比较，但预计许多情况下都会降低功率。
图6显示一个发明示例的示意图，使用自热式酸性气体脱除从气体蒸气脱除CO2和H2S，MeOH用作吸收剂；
图6所示系统类似于图5，区别在于加入了类似上述图4中的清洗塔A3。
此示例主要特征的原理在于，向清洗塔提供清洗MeOH作为纯或不饱和CO2使清洗MeOH吸收CO2，提高清洗塔温度，进而导致H2S突破。要降低，可向清洗塔顶部提供基本不含H2S的CO2液体（通过输出CO2侧流在系统中产生），使MeOH预先饱和CO2液体（不升高温度）。这使得清洗时CO2吸收很少或不吸收，因此升温少或不升温。
关于图6工艺，酸性合成气在75Bar压力下送至热交换器E1，冷却至-50degC形成液流101后送至吸收塔A1底部。在此示例中，62%的CO2/H2S改变相位冷凝。剩余H2S被塔A1下半部分几乎CO2饱和的约1/3的MeOH吸收。塔A1上半部分的CO2饱和确保在几乎不升温的情况下高效吸收H2S。剩余CO2被塔A1上半部分的贫MeOH吸收。高压和低温确保最低MeOH流量，热量被两对牵引/回流液流121,122和123,124带走，液流还从吸收塔脱除MeOH并送至热交换器E3与冷MeOH液流114进行冷却。在塔顶部，返回贫CO2和无H2S的合成气。贫MeOH从再生系统送至塔顶部。
从吸收塔A1取另一条牵引液流125用于清洗MeOH。这占约2/3的无MeOH的H2S，提取并通过EX2和阀V3膨胀冷却，然后送至清洗塔A3。
在吸收塔A1底部，CO2/H2S作为液体与MeOH一起离开，经过膨胀器EX1和阀V1膨胀，然后送至热交换器E3进行蒸发和送至清洗塔。从清洗塔A3底部，酸性MeOH经过阀V2急速冷却，然后送至另一个热交换器E1。逐步CO2/H2S蒸发h-T完全符合通过热交换器E1的合成气冷凝h-T。E1的蒸发CO2/H2S通过转鼓F1、压缩机C1和热交换器E1分离并回到清洗塔A3。H2S在此回路中浓缩，这样转鼓F1分离 的MeOH包含兼容Claus的H2S/CO2比例酸性气体。
分离的MeOH液流151送至再煮沸和冷凝子系统SS101，具有和图3中子系统SS01相同的布置，产生兼容Claus的富H2S气体和贫MeOH。由于MeOH不抑制强H2S选择性结合，MeOH洗气不需要类似图4SS02的子系统。
138处无H2S的CO2液体送至清洗塔A3将富CO2的MeOH饱和CO2液体。在清洗塔顶部，液流134主要含无H2S的CO2。用液流134进行CO2饱和可基本不会出现CO2饱和，实现几乎恒温的H2S清洗，在此示例中约为-50degC。相比传统MeOH吸收系统，本发明的示例效率更高更加自我完备，如图5介绍。
图7显示一个发明示例的示意图，使用自热式酸性气体脱除从气流中脱除H2S，MeOH用作吸收剂；
在此示例中，H2S通过MeOH脱除，冷凝/相位改变阶段无明显CO2脱除。此方法适合产生气体用于燃料的情况。
酸性气体采用类似图5介绍的其他示例类似方式同时捕获，富甲醇通过图6介绍的洗气塔洗气。在此示例中，可以减少MeOH流量至CO2捕获系统的约1/3，因为只需H2S100%捕获。通过再生工艺分离的酸性气体送回主液流。在此示例中，并不简单压缩送回酸性气体，而是将液流送至热交换器进行液化然后送至主液流。注入液态酸性气体带来直接喷洒冷却，显著降低液流温度。这样在一些示例中无需在低温下进行源气冷凝热交换，并提高系统效率。
同时捕获吸收塔A1在75Bar和-50degC下工作。原料酸性气体通过热交换器E1冷却至温度-40degC压力75Bar。液体CO2流133注入原料液流形成-55degC液流101，送至吸收塔A1。
贫MeOH送至吸收塔A1顶部，供应流量降至以上CO2捕获示例的1/3，因为此示例中只需脱除H2S。由于吸收塔A1中MeOH流量低，MeOH很快饱和CO2并发生CO2滑流。这一点在不需要CO2脱除的时候是有利的。H2S被塔内CO2饱和的MeOH吸收，温度小幅上升，因为塔顶部的CO2饱和带来高效H2S吸收。CO2和H2S以液态与MeOH作为液流111离开吸收塔A1，送至热交换器E3。
两对牵引/回流液流121,122和123,124从吸收塔A1中间通过热交换器E3牵引和回流。少量CO2/H2S通过热交换器E3蒸发，因为吸收塔A1仅产生少量热量。在热交换器E3下游，酸性MeOH液流113在阀V2急速冷却并送至另一个热交换器E1。逐步CO2/H2S蒸发H-T完全符合通过热交换器E1进入的原料气体冷凝H-T。
蒸发的CO2/H2S在转鼓F1中分离，在压缩机C1中压缩，并通过热交换器E1在歧管M1回到主液流。H2S在此回路中浓缩。含MeOH的富H2S酸性气体从分离机转鼓F1送至类似图6的洗气子系统SS101。
从压缩机C1回收的CO2/H2S因75Bar高压和-40degC低温液化。如上所述，液化的酸性成分送回气流提供直接喷洒注入，带来巨大冷却效果。
相比用于H2S脱除的传统MeOH系统，图7系统可自我完备，无需蒸气输入或外部制冷。它要求的功率也比传统MeOH系统少。
可以看到，在发明内的示例中，使用不同设备分离吸收剂和酸性气体。在本发明中，介绍使用分离机转鼓和洗气塔。也可根据需要使用其他替代设备或组合。
还应看到，在本发明示例的系统中，可以使用不同设备实现液流之间的热交换。在此处介绍的示例中，介绍多通道热交换器。在其他使用中，可以提供多个热交换器元件实现液流之间的所需热交换。一个或多个这类热交换器元件可以彼此热联结在一起。关于图3，介绍的两个热交换器E1和E2热联结。多通道热交换器以外的热交换器设备对熟练人员容易看出，可用于需要的发明示例中。
应看到，本发明以上完全通过示例介绍，可以在发明范围内进行细节修改。介绍中披露的每个特征以及（如果合适）权利要求和图纸可独立或以任何合适组合提供。