CN101600488A - 用于纯化含有酸性气体的气体混合物的方法 - Google Patents

用于纯化含有酸性气体的气体混合物的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的方法，该方法包括：使所述气体混合物与吸收溶液(33)接触(2)，以得到脱酸化的气体混合物(3)以及负载有所述酸性气体的吸收溶液(4)；以及使负载有所述酸性气体的所述吸收溶液进行再生，该再生包括以下步骤：将所述吸收溶液通入到处于第一压力下的第一再生器(11)；将所述吸收溶液通入到处于第二压力下的第二再生器(21)，所述第二压力低于所述第一压力；以及将来自于所述第二再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第一再生器；通过所述第二再生器之后，将所述吸收溶液通入到处于第三压力下的第三再生器(31)，所述第三压力低于所述第二压力；以及将来自于所述第三再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第二再生器；其中，收集至少一部分来自于所述第二再生器和/或所述第三再生器的气体，以提供具有较高硫化氢含量的气体混合物(37)，同时收集至少一部分来自于所述第三再生器的气体，以提供具有较高二氧化碳含量的气体混合物(15)。本发明还涉及用于实现上述方法的设备。

Description

用于纯化含有酸性气体的气体混合物的方法
技术领域
本发明涉及用于对含有酸性气体的气体混合物(特别是诸如天然气在内的基于烃类的气体混合物)进行纯化的方法，以及用于实施该方法的适宜的装置。
背景技术
在天然气(主要含有甲烷)或液化天然气的生产中，有必要对源自沉积物的所述天然气进行纯化，以除去一些污染物，首要的污染物是那些被称为“酸性气体”的污染物，主要为二氧化碳(CO2)和硫化氢(H2S)，还包括硫醇(R-SH)、氧硫化碳(COS)和二硫化碳(CS2)。
在源自天然气沉积物的气体混合物中，二氧化碳和硫化氢占据了相当的份额，通常为3-70％(以摩尔浓度计)，只存在少量的其它酸性气体。
目前有许多方法用于对天然气进行脱酸化。
第一类方法为物理吸收方法，其中，使所述酸性气体与吸收溶液接触，通过亲合作用而实现所述酸性气体至所述吸收溶液的转移，即是通过热力学平衡来促进吸收的。可以形成该适宜的吸收溶液的化合物的实例为：聚乙二醇二甲醚(来自于UOP的“Selexol”方法)、碳酸异丙酯(来自于Fluor公司的方法)、N-甲基吡咯烷酮(来自于Lurgi的“Purisol”方法)、甲醇(来自于Lurgi的“rectisol”方法)或吗啉衍生物(来自于UHDE的“morphisorb”方法)。通过在减压下连续膨胀而使所述吸收溶液再生，而无需提供任何能量。
第二类方法为化学吸收方法，其中，使所述酸性气体与吸收溶液接触，通过化学反应而实现或促进所述酸性气体至所述吸收溶液的转移。可以形成该适宜的吸收溶液的化合物的实例为碳酸钾(来自于UOP的“Benfield”方法)，并特别地可以为烷醇胺：特别是单乙醇胺(MEA)、二甘醇胺(DGA)、二异丙醇胺(DIPA)、二乙醇胺(DEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、活化的甲基二乙醇胺和三乙醇胺(TEA)、以及位阻胺(sterically hindered amines)。所述吸收溶液的再生是在加热的再生塔中进行的。
还应该提到的是一类混合型的物理-化学吸收方法，例如：Shell的所谓的“Sulfinol”方法，其中，所述吸收溶液为环丁砜、水以及胺的混合物。
物理吸收方法的缺点在于：成本高；不是非常普及；当酸性气体的分压不是很高时，效率较低；而且物理吸收方法还具有同时还吸收了一部分烃类的缺点。
此外，化学或物理-化学吸收方法的缺点在于：需要为用于使吸收溶液再生的阶段提供大量的能量。
通常，将酸性气体进料至克劳斯转化器(Claus converter)内，在该克劳斯转化器中，将H2S转化成为硫，但是，其中将伴生的CO2释放至大气中。
因此，实际需要这样的用于纯化含有酸性气体的气体混合物的方法：首先，该方法可以独立地从H2S物流中制得CO2物流；其次，与现有的方法相比，该方法既有效且在能量和溶剂流量方面更为经济。
发明内容
首先，本发明的主题是一种用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的方法，该方法包括：
使所述气体混合物与吸收溶液接触，由此得到脱酸化的气体混合物以及负载有所述酸性气体的吸收溶液；以及
使负载有所述酸性气体的所述吸收溶液进行再生；
其中，所述再生包括以下步骤：
将所述吸收溶液通入到处于第一压力下的第一再生器(regenerator)；然后
将所述吸收溶液通入到处于第二压力下的第二再生器，所述第二压力低于所述第一压力；以及
将来自于所述第二再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第一再生器。
所述再生还包括以下步骤：
使所述吸收溶液通过所述第二再生器之后，将所述吸收溶液通入到处于第三压力下的第三再生器，所述第三压力低于所述第二压力；以及
将来自于所述第三再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第二再生器。
根据一种实施方式，所述第一压力的表压(gage pressure)为5-20巴(bar)，所述第二压力的表压为2-6巴，且所述第三压力的表压为0.5-1.5巴。
根据一种实施方式，所述第一再生器和/或所述第二再生器和/或所述第三再生器(如果存在)是被加热的。
根据一种实施方式，所述第一再生器和所述第二再生器内的所述吸收溶液不是沸腾的，而所述第三再生器内的所述吸收溶液是沸腾的。
根据一种实施方式，在使所述气体混合物与所述吸收溶液接触的步骤中，将部分所述吸收溶液排出、冷却，并重新与所述气体混合物接触。
根据一种实施方式，在所述吸收溶液通过所述第一再生器之前，将所述吸收溶液闪蒸膨胀(flash expansion)。
根据一种实施方式，将所述闪蒸膨胀之后的吸收溶液的一部分和/或通入到所述第一再生器之后获得的吸收溶液的一部分和/或通入到所述第二再生器之后获得的吸收溶液的一部分冷却并重新与所述气体混合物接触。
根据一种实施方式，所述气体混合物是基于烃类的，并优选为天然气。
根据一种实施方式，将来自于所述第二再生器和/或所述第三再生器的气体的至少一部分排出，以提供富含硫化氢的气体混合物，并将来自于所述第一再生器的气体的至少一部分排出，以提供富含二氧化碳的气体混合物。
根据一种实施方式，将富含二氧化碳的气体混合物与来自于所述第二再生器或第三再生器的吸收溶液的至少一部分接触，以提供极富(very rich)二氧化碳的气体混合物，将该接触之后获得的吸收溶液进行再生或冷却，并重新与所述气体混合物接触。
根据一种实施方式，所述吸收溶液包括：
至少一种烷醇胺，该烷醇胺优选选自由二乙醇胺、甲基二乙醇胺、以及活化的甲基二乙醇胺所组成的组中；
任选的C2-C4的硫代烷醇(thioalkanol)，优选为硫二甘醇(thiodiglycol)；以及
水。
根据一种实施方式，所述吸收溶液包括：
至少一种烷醇胺，该烷醇胺优选选自由二异丙醇胺以及甲基二乙醇胺所组成的组中；
任选的环丁砜；以及
水。
根据一种实施方式，该方法还包括以下步骤：
将所述脱酸化的气体混合物脱水。
本法的另一个主题为一种用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的设备，该设备包括：
吸收塔；
为所述吸收塔的底部供料的气体混合物供给管路；
为所述吸收塔的顶部供料的吸收溶液供给管路；
第一再生器，该第一再生器的入口通过富含吸收溶液的管路而与所述吸收塔的底部出口相连；
第二再生器；
用于将液体从所述第一再生器输送至所述第二再生器的管路；
用于将气体从所述第二再生器输送至所述第一再生器的管路；
位于用于将气体从所述第二再生器输送至所述第一再生器的所述管路上的压缩机。
前述设备还包括：
第三再生器；
用于将液体从所述第二再生器输送至所述第三再生器的管路；
用于将气体从所述第三再生器输送至所述第二再生器的管路；
位于用于将气体从所述第三再生器输送至所述第二再生器的所述管路上的压缩机。
根据一种实施方式，该设备包括以下部件中的一种或几种：
位于用于抽出富吸收溶液的管路上的减压阀；
位于所述吸收溶液供给管路上的冷却装置和泵；
位于用于将液体从所述第一再生器输送至所述第二再生器的管路上的减压阀；
位于用于将液体从所述第二再生器输送至所述第三再生器的管路上的减压阀。
根据前述设备的一种实施方式，所述第一再生器和/或所述第二再生器和/或所述第三再生器设置有加热装置。
根据一种实施方式，前述设备包括：
冷却装置；
用于排出吸收溶液的管路，该管路连接在所述吸收塔上，并为所述冷却装置供料；
用于注入冷却的吸收溶液的管路，该管路连接在所述冷却装置的出口处，并为所述吸收塔供料。
根据一种实施方式，在所述吸收塔与所述第一再生器之间，前述设备包括：
闪蒸膨胀室。
根据一种实施方式，前述设备包括：
用于抽出富含硫化氢的气体混合物的管路，该管路连接在所述第二再生器和/或所述第三再生器的出口处；以及
用于抽出富含二氧化碳的气体混合物的管路，该管路连接在所述第一再生器的出口处。
根据一种实施方式，前述设备包括：
另外的吸收塔，该另外的吸收塔由用于抽出富含二氧化碳的气体混合物的管路从底部供料；
另外的吸收溶液的供给管路，该管路为所述另外的吸收塔的顶部供料；
用于抽出极富二氧化碳的气体混合物的管路，该管路连接在所述另外的吸收塔的顶部出口处；以及
用于抽出吸收溶液的管路，该管路连接在所述另外的吸收塔的底部出口处，并任选地为所述第一再生器供料。
根据一种实施方式，前述设备包括：
吸收溶液旁通管路，该吸收溶液旁通管路由第一旁路、第二旁路、第三旁路、第四旁路、或上述四条旁路中的几条供料，每条旁路都设置有冷却装置和泵，其中：
所述第一旁路连接在所述闪蒸膨胀室的出口处；
所述第二旁路连接在所述第一再生器的出口处；
所述第三旁路连接在所述第二再生器的出口处；以及
所述第四旁路连接在所述另外的吸收塔的出口处。
本发明的另一个主题为一种用于生产液化天然气的方法，该方法包括：
根据前述的方法对含有酸性气体的天然气进行处理的步骤；以及
用于将处理过的天然气液化的步骤。
采用本发明可以克服现有技术的缺点。更特别地，本发明提供了一种用于对含有酸性气体的气体混合物(特别是天然气)进行纯化的方法，与现有的方法相比，该方法既有效且能量成本更低。
这主要是通过开发一种分段式的吸收溶液再生过程而实现的，所述再生在三个(甚至更多个)连续的并降低了压力的再生器中进行，将来自于各个再生器的气体再压缩并立即回注入位于上游的所述再生器中。将压缩的气体向上游的回注为所述再生提供了一部分能量，并节约了用于加热所述再生器的能量。与传统的再生相比，所获得的总体能量节约的数量级为10％。
根据某些具体实施方式，本发明具有如下所列举的有利特征：
-可以在高压下直接利用来自于所述再生的部分酸性气体(例如：来自于所述第一再生器的酸性气体)。因此，如果需要，可以继续将所述酸性气体在高压下回注入沉积物中，同时在对所述酸性气体进行再压缩时，可以实现节能。
-分段式的再生可以逐渐富集所述酸性气体中的H2S。因此可以对所述酸性气体进行选择性分离。在位于下游的再生器的出口处回收的酸性气体中富含H2S，而在位于上游的再生器的出口处回收的酸性气体中富含CO2。如果希望对硫化氢进行特别处理，则该选择性分离就具有优势，因为对于硫化氢而言，不存在任何由二氧化碳引起的显著的污染，由此降低了处理成本。而且，在这样的水平下，由于不存在由烃类引起的“污染”，因而也可以获得利润。
-可以产生浓缩的CO2物流，该CO2物流可以投入实际应用，例如：在油井的辅助性生产中，该CO2物流可以用于回注。
-本发明的分段式再生无需大规模的低压再生器，在标准的化学吸收溶液的再生中，该低压再生器是必需的。对于离岸(off-shore)应用而言，该优势特别重要。
-本发明的方法可以通过尽可能地对吸收溶液的流量进行限定的方式来引导该方法对所述再生进行最优化的调整。
附图说明
图1示意性地说明了本发明的设备的一种实施方式。
图1-2说明了根据一种具体实施方式的所述设备的详图。
图2示例性地说明了本发明的设备的另一种实施方式。
图3进一步示例性地说明了本发明的设备的另一种实施方式。
图4至图8是在图2的实施方式但没有吸收塔43的情况下，根据所述第三再生器的出口处的排出量，在所述第一再生器的出口处排出的富含CO2的组分的纯度(曲线1)；以及在所述第三再生器的出口处排出的富含H2S的组分的纯度(曲线2)的示意图。x轴代表相对于该体系中存在的H2S的总量的通过抽出管路37而排出的H2S的百分率；y轴分别表示来自于抽出管路15的富含CO2的组分中的CO2的体积，以及来自于抽出管路37的富含H2S的组分中的H2S的体积。
图4对应于系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于0.5。
图5对应于系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于1。
图6对应于系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于3。
图7对应于系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于5。
图8对应于系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于8。
具体实施方式
下面，将详细地并以非限制性的方式描述本发明。
气体处理设备
参考图1，根据本发明的气体处理设备主要包括：吸收塔2、以及至少三个再生器，即在当前情况下的第一再生器11(或高压再生器)、第二再生器21(或中压再生器)以及第三再生器31(或低压再生器)。
所述吸收塔2可以为本领域惯用的塔，特别为板式塔(plate column)或填充塔(packed column)。所述设备也可以包括两个或两个以上的吸收塔。
各个再生器均为接触器(contactor)。所述再生器可以存在于设置有用于喷淋吸收溶液的装置的简单容器中，或者优选地，存在于板式塔(或填充塔)中。作为一个实例，所述第一再生器和所述第二再生器可以包括4-6个甚至10个塔板，而所述第三再生器可以包括10-15个甚至20个塔板。
所述吸收塔2由气体混合物的供给管路1从其底部供料。处理过的气体的抽出管路3与所述吸收塔2的顶部出口相连。所述气体抽出管路3可以为另外的处理装置(特别为脱水装置)供料或者为用于贮存或输送气体的装置(该装置在此未示出)供料。
除所述吸收塔2、所述气体混合物的供给管路1以及所述处理过的气体的抽出管路3之外，在此描述的所有的项目均为用于使所述吸收溶液再生的回路(circuit)的一部分。
所述吸收溶液的供给管路33与所述吸收塔的顶部入口相连。富吸收溶液抽出管路4与所述吸收塔2的底部出口相连。
所述富含吸收溶液的抽出管路4为所述第一再生器11的顶部供料。在所述富含吸收溶液的抽出管路4上设置有减压阀5(或者用由涡轮和并联的减压阀构成的组件代替该减压阀5)。所述第一再生器11设置有加热装置12。用于抽出酸性气体的管路15在某些实施方式中也被称为用于抽出富含二氧化碳的气体混合物的管路，所述管路15与所述第一再生器11的顶部出口相连。在所述第一再生器11的底部出口处连接有用于将液体从所述第一再生器11输送至所述第二再生器21的管路13，因此所述第二再生器21是从顶部进料的。优选地，在用于输送液体的管路13上设置有减压阀14。
所述第二再生器21也设置有加热装置22。在所述第二再生器21的顶部输出端连接有管路25，该管路25用于将气体从所述第二再生器21输送至所述第一再生器11。在所述气体输送管路25上设置有压缩机26。在所述第二再生器21的底部输出端连接有管路23，该管路23用于将液体从所述第二再生器21输送至所述第三再生器31，因此该第三再生器31是从顶部进料的。优选地，在所述液体输送管路23上设置有减压阀24。
所述第三再生器31也设置有加热装置32(此处为再沸器)。在所述第三再生器31的顶部输出端连接有管路35，该管路35用于将气体从所述第三再生器31输送至所述第二再生器21。在所述气体输送管路35上设置有压缩机36。在所述第三再生器31的底部输出端连接有前述吸收溶液的供给管路33。
冷却装置34、储罐38(任选的)以及泵39优选沿所述吸收溶液的供给管路33连续设置。出于能量最优化的目的，所述冷却装置34优选包括：具有外部介质的热交换器(所述外部介质可以为水型的、空气型的或海水型的、以及任选地始于该热交换器的向上的物流)；具有所述吸收溶液的热交换器(例如：该热交换可以用所述富含吸收溶液的抽出管路4内的流体来完成)。所述泵39可以用串联排列的两个或两个以上的泵的机组代替。
关于用于抽出酸性气体的所述管路15，该管路15可以进行冷却并为下游的压缩装置41供料，在该压缩装置41的出口处连接有管路42，该管路42用于抽出压缩的酸性气体。所述管路42可以进行冷却并且可以为另外的处理装置、油井回注装置或其他装置供料。
在对所述设备进行的并不背离本发明的范围的改造中，特别列出了下列选择：
-可以省略与所述再生器11、21以及31相连的所述加热装置12、22以及32中的一个或多个加热装置，但是这通常将降低该设备的价值。
-如果需要使所述压缩机26、36正常运转，可以在位于所述气体输送管路25、35上的压缩机26、36的出口处装备冷却器；也可以将每个压缩机26、36分配成为两个连续的压缩机，并在这两个连续的压缩机之间设置冷却装置。如果在所述压缩机的入口处存在冷却器，有利的是提供了一个中间腔(intermediate chamber)以分离出冷却水(可以接着将所述冷却水再次引入至吸收溶液贮存器或再次引入至所述再生器，将来自于所述再生器的气流压缩)。所述冷却装置可以为热交换器(具有外部介质)或任选的具有来自于上游阶段的富含胺的接触器。关于将所述压缩机26分配成为两个压缩机的实例，在图1-2中描述了具体的情形。用于气体从所述第二再生器21输送至所述第一再生器11的所述管路25由第一部分25a和第二部分25b构成，在所述第一部分25a上设置有第一压缩机26a，在所述第二部分25b上设置有第二压缩机26b。在所述第一部分25a与所述第二部分25b之间设置有接触器71。同样，用于将液体从所述第一再生器11输送至所述第二再生器21的所述管路13由第一部分13a和第二部分13b构成，在所述第一部分13a上设置有第一减压阀14a，在所述第二部分13b上放置有第二减压阀14b。所述接触器71位于所述第一部分13a与所述第二部分13b之间。因此，所述接触器71是在入口处由所述液体输送管路的所述第一部分13a(在顶部)和所述气体输送管路的所述第一部分25a(在底部)进料的；并且所述接触器在输出端为所述液体输送管路的所述第二部分13b(在底部)和所述气体输送管路的所述第二部分25b(在顶部)进料。所述接触器71内的冷却是通过使所述气体与所述液体之间的直接接触而实现的。所述接触器71可以位于设置有用于喷淋吸收溶液的装置的简单的容器内、或者优选位于板式塔(或填充塔)内。
而且，可以在下游压缩装置41的入口处设置冷却系统。
如下面结合图3而进行的描述，可以在所述第一再生器的上游设置闪蒸膨胀系统。
现在参考图2，先前描述的设备可以通过增加用于抽出富含硫化氢的气体混合物的管路37而方便地进行改造，所述管路37可以与用于将气体从所述第二再生器21输送至所述第一再生器11的所述管路25相连，或者优选如此处所示出的，所述管路37可以与用于将气体从所述第三再生器31输送至所述第二再生器21的所述管路35相连，所述管路37可以连接在所述压缩机36的上游或下游，甚至同时与上述两条管路相连。
仍然参考图2，可以进行另外一种改造，该改造优选与先前描述的改造同时进行。该改造为在所述吸收溶液的再生回路上设置另外的吸收塔43。
更具体地，所述另外的吸收塔43(该另外的吸收塔43可以为前面描述的与所述吸收塔2相连的类型)由所述管路15(所述管路15用于抽出富含二氧化碳的气体混合物，所述富含二氧化碳的气体混合物可以是经冷却的并且经压缩的)从底部供料，而在顶部由另外的吸收溶液供给管路44供料。优选地，所述另外的吸收溶液供给管路44源自所述吸收溶液供给管路33上的一个连接器。所述另外的吸收溶液供给管路44也可以源自用于将液体在通过冷却装置和泵之后从所述第二再生器21输送至所述第三再生器31的所述管路23上的一个连接器(该情形此处没有示出)。在所述另外的吸收塔43的顶部的出口处连接有管路45，该管路45用于抽出极富二氧化碳的气体混合物，并为上述下游的压缩装置41进料。在所述另外的吸收塔43的底部出口处连接有管路46，该管路46用于抽出吸收溶液，并为所述第一再生器11在顶部供料。
图3可以看到所述设备的其他的可行的选择。这些选择可以相互独立地使用，也可以结合使用。这些选择也可以独立于先前结合图1和图2所描述的选择而使用，或者与先前结合图1和图2所描述的选择结合使用。
第一种可行的选择包括：在所述吸收塔2与所述第一再生器11之间设置闪蒸膨胀室51，该闪蒸膨胀室51由所述富含吸收溶液的抽出管路4供料。一方面在该闪蒸膨胀室51的出口处连接有管路52而另一方面还连接有管路53，所述管路52用于抽出闪蒸气体，所述管路53用于抽出膨胀的吸收溶液并为所述第一再生器11的顶部供料。在所述再生器11的入口处可以设置另外的减压阀5-2。
第二种可行的选择包括：在所述吸收塔2上设置管路61，该管路61用于排出吸收溶液。所述吸收溶液的排出管路61为冷却装置62供料，在所述冷却装置62的输出端处，冷却的吸收溶液的注入管路63反过来为所述吸收塔2供料。该第二种选择是所述吸收塔2上的中间冷却系统，例如：大约位于该吸收塔2的中间位置。
第三种可行的选择包括：所述冷却的吸收溶液的注入管路63完全或部分地由所述吸收溶液的旁通管路64供料。
可以通过以下方式为所述吸收溶液的旁通管路64供料：
-由旁路64a进料，该旁路64a连接在膨胀的吸收溶液抽出管路53上，在所述旁路64a上设置有冷却装置65a以及泵66a；或者
-由旁路64b进料，该旁路64b连接在用于将液体从所述第一再生器11输送至所述第二再生器21的管路13上，在所述旁路64b上设置有冷却装置65b以及泵66b；或者
-由旁路64c进料，该旁路64c连接在用于将液体从所述第二再生器21输送至所述第三再生器31的管路23上，在所述旁路64c上设置有冷却装置65c以及泵66c；或者
-由旁路64d进料，该旁路64d直接连接在所述另外的吸收塔43的底部出口处(该旁路64d可以任选地捕获所有的流出的流体)，在所述旁路64d上设置有冷却装置65d以及泵66d；或者
-由所述旁路64a、64b、64c和64d中的一条或几条的组合而进料。
当几条旁路组合使用时，一方面可以共用所述冷却装置65a、65b、65c和/或65d，而另一方面也可以共用所述泵66a、66b、66c和/或66d。但是，优选为独立的，温度和压力通常根据各自的旁路而不同。
出于使能量最大化的目的，所述冷却装置65a、65b、65c和/或65d可以包括：使用外部介质(空气、水、海水等)的热交换器；以及任选的热交换器，该热交换器具有吸收溶液用于所述冷却装置65b和65c并位于所述冷却装置65b和65c的上游(例如，热交换可以利用所述管路4内的流体来完成，所述管路4用于抽出所谓的富吸收溶液)。当设置有具有所述吸收溶液的热交换器时，任选地，可以将使用外部介质的所述热交换器设置在所述泵66b或66c之后；并且任选地，一个或多个使用外部外部介质的热交换器共用所述冷却装置62。
而且，所述加热装置12、22和32以及所述冷却装置62、65a、65b、65c和/或65d之间的能量耦合(energy coupling)是可能的。
例如，本发明的设备可以整合至液化天然气生产车间内，甚至整合至离岸平台上。这显示了本发明的方法的应用。
用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的方法
本发明可以对气体混合物(特别是天然气)进行处理。下面的描述考虑的是天然气的情形，但是含有酸性气体的其他类型的气体混合物也可以采用本发明的方法进行处理。例如，烟雾就可以使用本发明的方法进行处理。
天然气含有酸性气体，特别是硫化氢和/或二氧化碳和/或氧硫化碳，以体积量计的总量为例如：0-60％的H2S，0-80％的CO2以及0-100ppm的COS。所述气体混合物中也存在硫醇(R-SH)以及二硫化碳(CS2)，有利的是前述气体中的各种酸性气体的含量基本上都可以通过本发明的方法而降低。
在通过与所述吸收溶液进行接触的脱酸化(de-acidification)步骤之后，可以接着将天然气脱水。然后，任选地，该天然气可以在天然气网络中进行配送。而且，脱酸和脱水之后的天然气接着可以进行能够使其液化的处理，以便可以获得液化天然气。
本发明的范围内所使用的吸收溶液可以为化学吸收溶液、物理吸收溶液或物理-化学吸收溶液。优选为化学或物理-化学吸收溶液。已知其对与混合有烃类的酸性气体的吸收能力的所有的吸收溶液均可使用。
优选地，所述吸收溶液为基于胺的溶液，特别为基于烷醇胺的溶液。同样，特别地，烷醇胺可以选自由单乙醇胺(MEA)、二甘醇胺(DGA)、二异丙醇胺(DIPA)、二乙醇胺(DEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、活化的甲基二乙醇胺(例如：富含羟乙基哌嗪或哌嗪的甲基二乙醇胺)、三乙醇胺(TEA)、位阻胺、以及它们的混合物所组成的组中。
优选地，将所述烷醇胺与水混合，并任选地与物理溶剂混合。
任何已知的物理溶剂均适合于本发明，特别是环丁砜。因此，根据一种具体的实施方式，所述吸收溶液含有二异丙醇胺(DIPA)、水以及环丁砜的混合物，或者甲基二乙醇胺(MDEA)、水以及环丁砜的混合物。
另外一类特别有用的物理溶剂是由C2-C4的用式R-S-C2-4-OH(其中，R为任意基团，例如：烷基、醇基、硫羟基、或烷基硫代烷醇基，特别是含有最多6个碳原子的基团)所表示的硫代烷醇(thioalkanols)形成的。硫二甘醇(TDG)是特别优选的物理溶剂。硫二甘醇是用式S(CH2-CH2-OH)2表示的化合物。除TDG之外，本发明也可以使用其他的C2-C4的硫代烷醇，特别是甲巯基乙醇甚至二聚的分子，并特别为用式(HO-CH2-CH2)-S-(CH2-CH2)-S-(CH2-CH2-OH)表示的亚乙基-二硫代乙醇。
这方面，此处可以参考于2006年1月18日提交的公开号为2,896,244的法国专利申请No.06/00448以及国际申请WO 2007/083012。
根据第一种优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的二乙醇胺；以及
约40-80重量％的水。
根据第二种优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的甲基二乙醇胺；以及
约40-80重量％的水。
根据第三种优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的活化的甲基二乙醇胺；以及
约40-80重量％的水。
根据第四种特别优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的二乙醇胺；
约20-60重量％的水；以及
约10-40重量％的硫代二乙二醇(thiodiethylene glycol)；
或者更有利地，所述吸收溶液含有：
约30-45重量％的二乙醇胺；
约30-50重量％的水；以及
约15-30重量％的硫代二乙二醇；
或者甚至更有利地，所述吸收溶液含有：
约40重量％的二乙醇胺；
约40重量％的水；以及
约20重量％的硫代二乙二醇。
根据第五种特别优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的甲基二乙醇胺；
约20-60重量％的水；以及
约10-40重量％的硫代二乙二醇。
根据第六种特别优选的实施方式，所述吸收溶液含有：
约20-60重量％的活化的甲基二乙醇胺；
约20-60重量％的水；以及
约10-40重量％的硫代二乙二醇。
使用所述硫代烷醇助溶剂(特别是TDG)是有利的，因为所述助溶剂可以除去相当一部分的包含于被处理的气体混合物内的硫醇。
使向上流动至所述吸收塔2内的待处理的天然气与向下流动的所述吸收(所谓的贫)溶液接触。所述吸收溶液吸收了大多数的酸性气体并将处理过的天然气回收。所述塔内的温度为约20-100℃，优选为约40-90℃。所述塔内的压力的表压处于1-150巴之间，优选处于40-100巴之间。该操作在气体混合物流速为0.23×106至56×106标准立方米/天(Nm3/day)且所述吸收溶液流速为800-100,000立方米/天的条件下运行。
然后，使由此而处理的(脱酸化的)的天然气进行其他的后续处理步骤，例如：用于生产液化天然气的液化步骤。
另外，使负载有酸性气体的吸收溶液或富吸收溶液进行再生。用于再生的一个预备且任选的步骤为：在所述闪蒸膨胀室51内使所述吸收溶液闪蒸膨胀。在该闪蒸膨胀之后，所述吸收溶液的温度为30-90℃，压力的表压为10-30巴。利用简单而有效的压力差而将闪蒸后的气体回收。该闪蒸的气体可以在下游进行处理，特别是用于将包含于所述闪蒸的气体内的除所述酸性气体之外的可能的烃组分回收的处理。
接着，使所述吸收溶液进入所述第一再生器11或高压再生器，该第一再生器11在例如压力的的表压为5-20巴下运行(第一再生步骤)。温度优选尽可能的高，但是应当低于所述吸收溶液的化学分解或热分解的温度。例如，所述温度可以为90-150℃，优选约为130℃。在所述第一再生器11的出口处将高压酸性气体回收，对于系统内的所述酸性气体在回注入油井方面的后续应用前景而言，这是有利的，因为该后续应用需要对所述酸性气体进行压缩。因此，本发明的情形下的压缩比标准设备内的压缩小得多。
在所述减压阀14处进行膨胀之后，在所述第一再生器11内进行了脱气的吸收溶液在所述第二再生器21或中压再生器内进行二次脱气。该二次再生步骤例如在压力的表压为2-6巴下进行。同样，此处的温度优选尽可能的高，但是应该低于所述吸收溶液的化学分解或热分解的温度。例如，该温度可以为90-150℃，优选为约130℃。
在所述减压阀24处进行膨胀之后，在所述第二再生器21内进行了脱气的吸收溶液在所述第三再生器31或低压再生器内进行第三次脱气。该第三次再生步骤例如可以在压力的表压为0.5-1.5巴下进行。温度优选为能够使所述吸收溶液在再生压力下沸腾的温度，并且应该低于所述吸收溶液的化学分解和热分解的温度。例如，所述温度可以为90-150℃，优选为130℃。
由于运行压力(operational pressure)相对较高，所述第一再生步骤和所述第二再生步骤(第一和第二再生器)内的温度通常低于所述吸收溶液的沸腾温度。另一方面，由于运行压力较低，所述第三再生步骤(第三再生器)内的温度通常与所述吸收溶液的沸腾温度相同。因此，采用本发明的分段式的再生可以克服标准设备的缺点，其中，为了获得沸腾方面的优势，热再生是直接在低压下进行的，而在将回收的酸性气体回注到沉积物中之前，将该酸性气体进行显著的再压缩被证明是不利的。
各个步骤的温度是由提供的热量维持的。任选地，当存在所述加热装置12、22和32时，所述热量的供给由上述加热装置提供，并且在各种情况下，通过将来自于所述第三再生器31的再压缩气体注入所述第二再生器21以及将来自于所述第二再生器21的在压缩气体注入所述第一再生器11可以提供部分的热量供给。因此，实现了所述加热装置的节能。整个设备内的总的能量受益为10％的数量级。
在所述第三再生步骤之后，所述吸收溶液得到充分地再生(得到所谓的贫溶液)并且可以再次用于吸收酸性气体。
本发明可以运用四个或四个以上的再生步骤(四个再生器)是显而易见的。
根据本发明的一种可选择的实施方式，在所述第三再生步骤之后(甚至任选地，在所述第二再生步骤之后)，可以排出部分酸性气体。所述酸性气体富含H2S，即H2S/CO2的摩尔比高于被处理的初始的气体混合物内的H2S/CO2的摩尔比。相反地，在所述第一再生步骤中回收的酸性气体富含CO2，即H2S/CO2的摩尔比低于被处理的初始的气体混合物内的H2S/CO2的摩尔比。因此，根据该可选择的实施方式，能够将酸性气体H2S和CO2选择性地分离。
优选地，酸性气体内富含H2S的组分所含有的H2S高于90％，优选高于95％，或更优选高于99％。
优选地，富含CO2的气体混合物内的CO2含量为高于50％、高于60％、高于70％、或高于80％。更优选地，富含CO2的气体混合物内的CO2含量高于90％，甚至高于95％，并且理想的是处于95-98％之间。
如果对富含二氧化碳的气体混合物进行后处理，以提高CO2的纯度并提供所述的“极富”二氧化碳的气体混合物，该极富二氧化碳的气体混合物中的二氧化碳的含量为高于50％、高于60％、高于70％、或高于80％。更优选地，该极富二氧化碳的气体混合物中的二氧化碳的含量为高于90％、或高于95％，并且理想的是处于95-98％之间。
除非另有说明，所有的气体百分含量均为体积百分含量。
优选地，选择因子([H2S]1+[CO2]2)/([CO2]1+[H2S]2)为大于15，其中，[H2S]1表示富含H2S的组分内的H2S的体积浓度，[CO2]1表示富含H2S的组分内的CO2的体积浓度，[H2S]2表示富含CO2的组分内的H2S的体积浓度，[CO2]2表示富含CO2的组分内的CO2的体积浓度。更优选地，该选择因子大于30，并且理想的是高于60。
使用对硫化氢的亲和性高于对二氧化碳的亲和性的吸收溶液，可以获得上述效果，这在使用基于MDEA或活化的MDEA的吸收溶液的情形下尤为明显，而在使用基于DEA、甚至使用基于DEA/TDG或MDEA/TDG或活化的MDEA/TDG混合物的吸收溶液的情形下也很明显。如果将来自于较低再生阶段的富含H2S的压缩气体注入较高阶段，则具有能够将包含于所述吸收溶液内的CO2去除掉的效果，从而在H2S上具有优势。对于CO2和H2S的选择性分离而言，非常适合的条件包括温度为100-130℃，压力的表压为5-20巴。选择性分离是十分有效的，因为所述选择性分离能够对硫化氢进行特别地处理(例如：在生产硫的克劳斯转化器(Claus converter)内)，并且所述选择性分离为二氧化碳提供了具体的用途，例如：用于改善烃类的回收(EOR)，即在压力下回注入油井。所述富含H2S的组分明显不含烃类，特别是不含芳香性物质(BTEX)，而对于克劳斯转化器而言，这始终是一个问题。另外，如果不考虑将H2S投入使用并将其限定在地基(subsoil)内，则这种选择性不能够在含有二氧化碳的所述地基内提供空间，而使该空间被浪费。
标准的选择性分离过程使用两个独立的管路，这两个管路使用了两种不同的吸收溶液，因此，标准的选择性分离过程比本发明的方法成本高。
通过使用贫吸收溶液对在第一再生步骤(所述第一再生器11的出口)中回收的酸性气体进行处理，可以改进选择性分离(请见图2和图3的设备内的另外的吸收塔43)。因此，该阶段存在的大部分的残留的H2S再循环至用于使所述吸收溶液再生的环路中，从而使最终回收的未被吸收的酸性气体部分还富含有CO2。
另外的吸收塔43的运行压力高于或等于第一再生器11的运行压力，运行温度为20-90℃，优选尽可能的低，例如：为20-50℃，或者理想的为20-30℃。
利用标准蒸馏塔CO2/H2S代替所述另外的吸收塔43，也可以对在所述第一再生步骤中回收的酸性气体(富含二氧化碳的组分)进行处理。
一方面所述富含CO2的组分的纯度等级以及另一方面所述富含H2S的组分的纯度等级主要取决于以下四个因素：
1)系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比；
2)所述富含H2S的组分内去除掉的总H2S的比例(或者在所述第三再生器的顶部出口处，从系统中排出的组分与回注和再压缩至上游阶段的组分之间的分享系数(sharing coefficient))；
3)对富含CO2的组分进行处理或者不对富含CO2的组分进行处理；
4)运行压力，并且特别是所述第一再生器的运行压力。
系统运行参数(温度、压力、吸收溶液)以及设备(再生器)的选择也具有影响。
关于因素2)，即富含H2S的组分内去除掉的总H2S的比例(或者所述第三再生器的顶部出口处的分享系数)的影响，应该注意到的是，富含H2S的组分的流速越大，所述富含CO2的组分的CO2含量提高得越多，但是所述富含H2S的组分内的H2S的纯度降低得越多。该现象在图4-8中进行了说明。
为了使CO2与H2S的选择性分离最佳化，通常将系统内存在的H2S的总量的40-90％去除掉、优选50-80％、且更优选65-75％。与来自于所述第三再生器的顶部的总的物流(分享系数)相比，从通过抽出管路37而排出的体积中回收10-70％、优选15-50％是有利的。但是，本领域技术人员可以认识到的是，既可以采用上述数值也可以根据其他的相关参数对上述数值进行修改，特别是根据上述因素1)和3)。
特别地，当系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比为小于10，特别是当所述体积浓度之比小于8，更特别的是当所述体积浓度之比小于6，并且最特别的是当所述体积浓度之比小于4时，为了获得期望的选择性分离，优选对所述富含CO2的组分进行处理。相关地，当系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比大于4，特别的是当所述体积浓度之比大于6，更特别的是当所述体积浓度之比大于8，并且最特别的是当所述体积浓度之比大于10时，根据对于上述两个组分各自的期望的纯度，不对所述富含CO2的组分进行处理是有利的。
通过以下5个实施例进行了说明。在这些实施例中，所述吸收器底部的胺原料之比约为0.5mol/mol，所述第一再生器、所述第二再生器以及所述第三再生器各自的运行压力的表压为14、4和1巴。
作为第一个实施例，如果系统的入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于0.5，并且不对CO2物流进行处理(见图4)，则通过抽出所述低压再生器(所述第三再生器)的顶部的所有的物流，可以回收到进料的H2S的至少82％，并且生产出的CO2流体中的CO2含量仅为57％。
作为第二个实施例，如果体系入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于1(见图5)，并且不对所述CO2物流进行处理，则抽出的H2S占原始H2S的65％，这使得H2S物流的纯度为94％，而CO2物流的纯度为72％。与之相对应的，所述低压再生器顶部处的分享系数为50％。提高抽出量使其超过上述数值，不能使所述CO2物流的质量有任何提高(无任何另外的处理)，并且这将迅速降低所述H2S物流的质量，因为提高了该物流内的CO2的份额。相对地，低于上述数值，所述CO2物流内的H2S含量更高，并且当抽出物流降低时，提高了所述CO2物流内的H2S的含量。所述H2S物流的组成保持不变，并且纯度也类似。
作为第三个实施例，如果系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于3(见图6)，并且不对所述CO2物流进行处理，从原始的H2S中排出的H2S的量的最佳值为74％(分享系数为40％)，这使得H2S物流的纯度为99％，而CO2物流的纯度为83％。
作为第四个实施例，如果系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于5(见图7)，并且不对所述CO2物流进行处理，从原始的H2S中排出的H2S的量的最佳值为69％(分享系数为25％)，这使得H2S物流的纯度为99％，而CO2物流的纯度为89％。
作为第五个实施例，如果系统入口处的CO2/H2S的体积浓度之比等于8(见图8)，并且不对所述CO2物流进行处理，则排出66％的原始H2S(分享系数为18％)，这使得产品质量更好：H2S的纯度为99％，CO2的纯度为92％。在EOR的应用中，所述CO2物流的质量是特别受关注的。
因此，当入口处的CO2/H2S之比小于8时，CO2物流的质量并不是最优化的，并优选需要进行补充处理，例如：用一部分再生的溶剂进行洗涤。超过这个比值，所述CO2物流将仅含有百分之几的H2S，这样的CO2物流适合于ROE再注入。
在各种情形下，通过对CO2物流进行处理，可以在H2S的出口物流处最大限度地回收存在于所述吸收溶液内的H2S的总量。
关于因素4)，换句话说，所述第一再生器内的运行压力的影响，优选在高压下运行，以提高分离质量。因此，所述第一再生器的压力的表压为10-20巴，优选为12-18巴，且更优选为接近14巴，这使得选择性分离的效果更好。
作为实施例，当入口处的CO2/H2S之比为1时，采用在14巴的表压下运行的高压再生器，可以以90％的纯度回收约74％的进料H2S，与之对照，采用7巴的表压，只能回收67％的进料H2S。相似地，当CO2/H2S之比为3时，采用在14巴的表压下运行的高压再生器，可以以90％的纯度回收78％的进料H2S，与之对照，在7巴的表压下可以回收71％的进料H2S。总之，对于给定量的H2S物流，将表压从7巴提高到14巴的事实可以多回收约10％的H2S(并且，另外可以提高相关CO2物流的质量)。
然而，提高高压再生器压力的事实表明，后续的压缩功率和压缩机尺寸需要相应进行调整。关于各阶段之间需要保持的压缩值，压力的表压为约14巴是一个好的折衷方案，并考虑到了通常所使用的管路的类别。
根据本发明的一种可选择的实施方式，可以将来自于所述第三再生器(分别地来自于所述第二再生器)的气体冷却，并在进行再压缩之前分离出冷凝水。因此，可以在适当的参数范围内运行所述压缩机(特别是关于所述压缩机容量以及材料的强度)。所述冷却强化了所述再生器上的再沸器的功率的提高，但是相应的过量的功率消耗可以通过降低压缩功率而得到部分补偿(由于冷凝的水不能再压缩，因此所述压缩机内的流量较小)。另外，对于所述冷却的选择不会影响H2S和CO2气体的选择性分离的质量。
如果存在所述冷却，将所述压缩机入口(抽吸)处的温度降低至20-60℃(与无冷却时的90-120℃相对)是合适的。所述压缩机的出口(排出)的温度相应地被冷却降低至140-180℃(与无冷却时的200-260℃相对)。
作为一个实例，下表1表明了具有如上所描述的冷却装置的第二再生器和第三再生器的运行与不具有如上所描述的冷却装置的第二再生器和第三再生器的运行之间的比较。
表1所述压缩机入口处具有与不具有冷却装置的运行之间的比较
根据本发明的一种可选择的实施方式，在所述吸收塔2内的吸收步骤中，通过将吸收溶液的一部分(甚至全部)排出，将所述吸收溶液冷却并使其重新与所述吸收塔2内的待处理的气体混合物接触是可以进一步提高所述方法的效率的。排出和回注是在所述塔的底部和顶部之间的中间位置进行的，例如：大约在所述塔的中部。在吸收期间，通过降低所述吸收溶液的温度可以提高所述塔的底部处的吸收溶液的负载速率。相关地，可以降低吸收溶液的流速，例如：对于酸性气体含量较高的处理气体而言，可以降低约10％。
而且，压缩并冷却的半富(semi-rich)吸收溶液可以用于为所述吸收塔2供料(在其中部)，所述半富吸收溶液既可以与从所述吸收塔2内排出的吸收溶液结合并进行冷却，也可以不与从所述吸收塔2内排出的吸收溶液结合并进行冷却，可以在所述闪蒸膨胀之后获取所述半富吸收溶液，也可以在所述第一再生步骤或所述第二再生步骤之后获取所述半富吸收溶液，还可以在用于对在所述第一再生步骤之后回收的酸性气体进行处理的步骤之后获取所述半富吸收溶液。所述半富溶液还可以为不同来源的半富溶液流的组合。

Claims (23)

1、一种用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的方法，该方法包括：
使所述气体混合物与吸收溶液接触，由此得到脱酸化的气体混合物以及负载有所述酸性气体的吸收溶液；以及
使负载有所述酸性气体的所述吸收溶液进行再生；
其中，所述再生包括以下步骤：
将所述吸收溶液通入到处于第一压力下的第一再生器；然后
将所述吸收溶液通入到处于第二压力下的第二再生器，所述第二压力低于所述第一压力；
将来自于所述第二再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第一再生器；
使所述吸收溶液通过所述第二再生器之后，将所述吸收溶液通入到处于第三压力下的第三再生器，所述第三压力低于所述第二压力；以及
将来自于所述第三再生器的气体压缩，并将由此而压缩的气体再循环至所述第二再生器；
并且其中，将来自于所述第二再生器和/或所述第三再生器的气体的至少一部分排出，以提供富含硫化氢的气体混合物，并将来自于所述第三再生器的气体的至少一部分排出，以提供富含二氧化碳的气体混合物。
2、根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一压力的表压为5-20巴，所述第二压力的表压为2-6巴，且所述第三压力的表压为0.5-1.5巴。
3、根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述第一再生器和/或第二再生器和/或第三再生器被加热。
4、根据权利要求1-3中的任意一项所述的方法，其中，所述吸收溶液在所述第一再生器和所述第二再生器内不是沸腾的，而所述吸收溶液在所述第三再生器内是沸腾的。
5、根据权利要求1-4中的任意一项所述的方法，其中，在使所述气体混合物与所述吸收溶液接触的步骤中，将部分吸收溶液排出、冷却、并重新与所述气体混合物接触。
6、根据权利要求1-5中的任意一项所述的方法，其中，在将所述吸收溶液通入到所述第一再生器之前，将所述吸收溶液闪蒸膨胀。
7、根据权利要求1-6中的任意一项所述的方法，其中，将获得自所述闪蒸膨胀的吸收溶液的一部分和/或通过所述第一再生器之后获得的吸收溶液的一部分和/或通过所述第二再生器之后获得的吸收溶液的一部分冷却并重新与所述气体混合物接触。
8、根据权利要求1-7中的任意一项所述的方法，其中，所述气体混合物是基于烃类的，并且优选为天然气。
9、根据权利要求1-8中的任意一项所述的方法，其中，使所述富含二氧化碳的气体混合物与来自于所述第二再生器或所述第三再生器的吸收溶液的至少一部分接触，以提供极富二氧化碳的气体混合物，接着将接触之后获得的吸收溶液进行再生或进行冷却，并重新与所述气体混合物接触。
10、根据权利要求1-9中的任意一项所述的方法，其中，所述吸收溶液含有：
至少一种烷醇胺，该烷醇胺优选选自由二乙醇胺、甲基二乙醇胺、以及活化的甲基二乙醇胺所组成的组中；
任选的C2-C4的硫代烷醇，该硫代烷醇优选为硫二甘醇；以及
水。
11、根据权利要求1-9中的任意一项所述的方法，其中，所述吸收溶液含有：
至少一种烷醇胺，该烷醇胺优选选自由二异丙醇胺和甲基二乙醇胺所组成的组中；
任选的环丁砜；以及
水。
12、根据权利要求1-11中的任意一项所述的方法，其中，该方法还包括以下步骤：
将所述脱酸化的气体混合物脱水。
13、根据权利要求1-12中的任意一项所述的方法，其中，所述富含硫化氢的气体混合物中所含有的硫化氢高于90％、优选高于99％，和/或所述富含二氧化碳的气体混合物中所含有的二氧化碳高于90％、优选高于95％。
14、根据权利要求1-13中的任意一项所述的方法，其中，与从所述第三再生器的顶部输出的总物流相比，从所述第三再生器中排出的所述富含硫化氢的气体混合物的量为10-70％，优选为15-50％。
15、一种用于对含有酸性气体的气体混合物进行处理的设备，其中，该设备包括：
吸收塔(2)；
为所述吸收塔(2)的底部供料的气体混合物供给管路(1)；
为所述吸收塔(2)的顶部供料的吸收溶液供给管路(33)；
第一再生器(11)，该第一再生器(11)的入口通过富吸收溶液的抽出管路(4)而与所述吸收塔(2)的底部出口相连；
第二再生器(21)；
用于将液体从所述第一再生器(11)输送至所述第二再生器(21)的管路(13)；
用于将气体从所述第二再生器(21)输送至所述第一再生器(11)的管路(25)；
位于用于将气体从所述第二再生器(21)输送至所述第一再生器(11)的所述管路(25)上的压缩机(26)；
第三再生器(31)；
用于将液体从所述第二再生器(21)输送至所述第三再生器(31)的管路(23)；
用于将气体从所述第三再生器(31)输送至所述第二再生器(21)的管路(35)；
位于用于将气体从所述第三再生器(31)输送至所述第二再生器(21)的所述管路(35)上的压缩机(36)；
用于抽出富含硫化氢的气体混合物的管路(37)，该管路(37)连接在所述第二再生器(21)的出口处和/或所述第三再生器的出口处；以及
用于抽出富含二氧化碳的气体混合物的管路(15)，该管路(15)连接在所述第一再生器(11)的出口处。
16、根据权利要求15所述的设备，其中，该设备包括以下部件中的一种或几种：
位于用于抽出富吸收溶液的管路(4)上的减压阀(5)；
位于所述吸收溶液的供给管路(33)上的冷却装置(34)和泵(39)；
位于用于将液体从所述第一再生器(11)输送至所述第二再生器(21)的管路(13)上的减压阀(14)；
位于用于将液体从所述第二再生器(21)输送至所述第三再生器(31)的管路(23)上的减压阀(24)。
17、根据权利要求15或16所述的设备，其中，所述第一再生器(11)和/或所述第二再生器(21)和/或第三再生器(31)设置有加热装置(12，22，32)。
18、根据权利要求15-17中的任意一项所述的设备，其中，该设备包括：
冷却装置(62)；
用于排出吸收溶液的管路(61)，该管路(61)连接在所述吸收塔(2)上，并为所述冷却装置(62)供料；
用于注入冷却的吸收溶液的管路(63)，该管路(63)连接在所述冷却装置(62)的出口处，并为所述吸收塔(2)供料。
19、根据权利要求15-18中的任意一项所述的设备，其中，在所述吸收塔(2)与所述第一再生器(11)之间，该设备包括：
闪蒸膨胀室(51)。
20、根据权利要求15-19中的任意一项所述的设备，该设备包括：
另外的吸收塔(43)，该另外的吸收塔由用于抽出富含二氧化碳的气体混合物的管路(15)在底部供料；
另外的吸收溶液供给管路(44)，该管路(44)为所述另外的吸收塔(43)的顶部供料；
用于抽出极富二氧化碳的气体混合物的管路(45)，该管路(45)连接在所述另外的吸收塔(43)的顶部出口处；以及
用于抽出吸收溶液的管路(46)，该管路(46)连接在所述另外的吸收塔(43)的底部出口处，并任选地为所述第一再生器(11)供料。
21、根据权利要求15-20中的任意一项所述的设备，该设备包括：
吸收溶液旁通管路(64)，该旁通管路(64)由第一旁路(64a)、第二旁路(64b)、第三旁路(64c)、第四旁路(64d)、或上述四条旁路中的几条供料，每条旁路(64a、64b、64c、64d)都设置有冷却装置(65a、65b、65c、65d)和泵(66a、66b、66c、66d)，其中：
所述第一旁路(64a)连接在所述闪蒸膨胀室(51)的出口处；
所述第二旁路(64b)连接在所述第一再生器(11)的出口处；
所述第三旁路(65c)连接在所述第二再生器(21)的出口处；以及
所述第四旁路(65d)连接在所述另外的吸收塔(43)的出口处。
22、根据权利要求15-21中的任意一项所述的设备，其中，每个压缩机(26、36)在入口处都设置有冷却器，或者每个压缩机(26、36)都被分成两个连续的压缩机，在这两个连续的压缩机之间设置有冷却装置。
23、一种用于生产液化天然气的方法，其中，该方法包括以下步骤：
根据权利要求1-14中的任意一项所述的方法对含有酸性气体的天然气进行处理；以及
将处理过的天然气液化。
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