CN104918681B - 从气流中除去酸性气体并再生吸收溶液的设备和方法 - Google Patents

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Abstract

从气流中除去酸性气体和使水性溶液再生的设备和方法，可以回收汽提蒸汽的废热，更经济地再生水性溶液。在至少一个实施方式中，一个或多个富溶剂旁路与富溶剂热交换器组合，以回收废热。在另一个实施方式中，所述设备和方法包括一个或多个富溶剂旁路，和位于汽提器上游的加热器，从而更经济地再生水性溶液。

Description

从气流中除去酸性气体并再生吸收溶液的设备和方法
发明人：(1)G·罗切尔
奥斯汀，得克萨斯
国籍：美国
(2)T·马丹
奥斯汀，得克萨斯
国籍：印度
(3)Yu-Jeng Lin
奥斯汀，得克萨斯
国籍：台湾
代理机构案卷号：13-21010-WO
客户编号：6227 ROC
政府支持：无
从气流中除去酸性气体并再生吸收溶液的设备和方法
相关申请的交叉参考
本申请要求2012年11月14日提交的美国临时专利申请序列号61/726,355以及2013年1月8日提交的美国临时专利申请序列号61/750,261的优先权，这两篇申请的内容被纳入本文作为参考。
背景
全球性的气候变化促使人们主动降低酸性气体如二氧化碳(CO2)的排放。通过吸收/汽提除去酸性气体是有商业前景的技术，因为它非常适于隔绝CO2。二氧化碳排放可通过不同方法来产生，例如通过燃煤电厂和化石燃料动力汽车产生的气流。从这些气流中除去CO2是昂贵的过程，潜在的将电力成本增加大于或等于50％。因此，高度期望降低与除去CO2相关的成本的技术改进。
气体吸收是这样的过程，其中气体混合物的可溶组分溶解在液体中。汽提基本上是吸收的相反过程，因为它涉及将挥发性组分从液体混合物中转移到气体中。在典型的CO2除去过程中，使用吸收从燃烧气中除去CO2，然后使用汽提来再生溶剂，并捕集溶剂所含的CO2。一旦从燃烧气和其它气体中除去CO2，可捕集和压缩CO2以用于多种应用，包括隔绝、生产甲醇和三次采油。
美国专利第4,384,875号中描述了使用吸收/汽提方法从气流中除去CO2的常规方法，该专利的内容纳入本文作为参考。在本文中，该方法称为"简单汽提"。在吸收阶段，在较高压力和较低温度条件下，使包含待除去的CO2的待处理的气体在吸收器中与选定的吸收剂(即"贫溶剂")接触，从而吸收溶液除去基本上所有的CO2。纯化的气体从吸收器顶部逸出，如有需要，可随后将其导向使用氢氧化钠的洗涤器，在那里除去最后的痕量的CO2。在吸收器的底部，放掉含CO2的吸收溶液(也称为“富溶剂”)，并进行汽提过程以使它不含CO2，并再生它的吸收性质。美国专利第2011/0171093和美国专利第7,938,887号中描述了使用吸收/汽提方法从气流中除去CO2的其它方法，这些专利的内容纳入本文作为参考。
为了使吸收溶液再生，从吸收器底部排出的富溶剂被引入汽提器的上半部分，富溶剂在汽提器中的压力下保持在其沸点。通过再沸器实现汽提器中维持富溶剂沸点所需的热量。特别是，通过位于汽提器下半部分的待再生的部分溶液与适当温度下的热流体(通常是饱和水蒸气)之间的间接热交换来使汽提器中所含的吸收溶液再沸。在再生过程中，通过吸收溶液的蒸汽释放和汽提包含于富溶剂中的CO2。含汽提的CO2的蒸汽从汽提器顶部逸出，通过冷凝器系统，该冷凝器系统将由吸收溶液的蒸汽的冷凝所得的液相返回至汽提器。在汽提器底部，放掉热的再生的吸收溶液(也称为“贫溶剂”)，并在通过于将待再生的富溶剂引入汽提器之前与它的间接热交换使用掉待加热的溶液的部分热含量之后，再循环至吸收器。
这些现有系统的主要缺点是汽提器大量的蒸汽消耗。由这些系统产生大量的废热。现有系统的另一缺点是使用再沸器，再沸器会明显增加进行汽提的成本(如果不使用热回收装置)。
发明内容
本发明一般涉及通过汽提器从烟道气或其它气体或气流中除去和捕集酸性气体，包括CO2、硫化氢(H2S)和它们的混合物。本发明的设备、系统和方法等提供改善的能量效率。
此外，本发明一般涉及闪蒸汽提器的构造，闪蒸汽提器利用冷旁路、温旁路和热富溶剂旁路中的至少一种或它们的组合来更可逆地(即所需的能量较少)回收废汽提蒸汽热量。还可使用富旁路热交换器和/或对流蒸汽加热器产生更能量有效的方法。基于本发明的闪蒸汽提器，模拟中试设备情况以确认中试设备的构造。
此外，本发明一般涉及再沸汽提器的构造，再沸汽提器利用富旁路热交换器以及冷旁路、温旁路和热富溶剂旁路中的至少一种或它们的组合来回收废汽提蒸汽。
通过阅读以下实施方式的描述，本发明的特征和优点对于本领域技术人员来说应当是显而易见的。
附图说明
通过部分地参考以下说明和附图可以理解本发明的一些具体示例性实施方式。
图1是依据本发明第一实施方式的使用闪蒸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
图2是依据本发明第一实施方式的改变方式的使用闪蒸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
图3是简单汽提器、第一实施方式和第一方式的改变形式的贫负载范围与当量功比较的图。
图4-6是依据本发明第一实施方式的其它改变方式的使用闪蒸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
图7是简单汽提器、两种改变形式的样品汽提器，和三种形式的本发明第一实施方式的闪蒸汽提器的贫负载范围与当量功比较的图。
图8和9是依据本发明第一实施方式的其它改变方式的使用闪蒸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
图10是依据本发明第二实施方式的使用再沸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
图11是依据本发明第二实施方式的改变方式的使用再沸汽提器的酸性气体吸收和汽提的示意性方法的流程图。
尽管本发明可以进行大量的改变，采用替代形式，在附图和以下详述中显示了具体的示例性实施方式。但是应当理解,具体示例性实施方式的描述并不是将本发明的范围限制在所揭示的特定形式，相反，本发明应包括所附权利要求书所揭示的本发明范围内的所有变化和等价形式。
发明详述
为简便起见，在下文中使用一些术语，不起限制作用。术语"上游"和"下游"表示附图中和/或某些使用了该术语的流体流动中的方向。术语包括上述词语，其衍生词和近义词。除非另有具体说明，术语"一个""一种"和"这个(种)"不限于一种要素，而应理解为"至少一个(种)"。
参考附图，其中相同的附图标记表示相同的要素，图1-9说明依据本发明第一实施方式的使用闪蒸汽提器从气流中除去/吸收酸性气体和再生/汽提溶剂的设备和方法的各种方式。或者，本发明旨在获得高浓度酸性气体的溶剂，产生酸性气体浓度较低的溶剂。溶剂可以是能吸收酸性气体的吸收溶剂溶液，该溶剂的再生依赖于温度变化。合适的溶剂的例子包括但不限于哌嗪(PZ)的单乙醇胺(MEA)或其它胺的水性溶液。更具体地，溶剂可以是哌嗪或其它活性胺与不形成氨基甲酸酯的叔胺或位阻胺的水性掺混物，例如哌嗪/甲基二乙醇胺，哌嗪/2-氨基丙醇胺，2-甲基哌嗪和哌嗪/2-哌啶乙醇。溶剂可包括活性伯胺或仲胺，例如二甘醇胺和二乙醇胺。溶剂可使用酶或其它催化剂来提高CO2的吸收率，例如甲基二乙醇胺和一种或多种酶。溶剂可以是哌嗪与其它热稳定的胺的掺混物，例如哌嗪/氨基乙基哌嗪和哌嗪/2-甲基哌嗪。溶剂可以是含胺官能团的离子性液体。图1和2提供一些样本特征(例如温度，量，流量百分数，压力等),具体取决于使用的溶液。文中显示或讨论的建模和设计说明使用方法模拟软件如Aspen进行的。
本发明主要讨论CO2的去除。但是，这些讨论不是限制性的，因为能通过本发明方法除去的任何酸性气体混合物都可以考虑采用本发明方法。这些酸性气体可包括，但不限于：硫化氢(H2S)，硫化羰(COS),二硫化碳(CS2)和硫醇。此外，可在吸收酸性气体之后回收胺。在一些实施方式中，待处理的气体混合物可包括作为化学过程的副产物的任意气体混合物。合适的气体混合物可包括烟道气、天然气、氢气和其它气体中的一种或更多种。例如，本发明的闪蒸汽提器构造可用于最大程度地减少从燃煤动力设备或化石燃料动力汽车中捕集CO2所用的能量。类似地，本发明的设备、系统和方法可用在锅炉、火焰加热器，或燃气轮机，石灰和水泥设备中的天然气燃烧以及从氢气中除去CO2中。
参见图1，吸收器或吸收塔10可操作性的流体连接于闪蒸汽提器或汽提塔14。吸收器10包括用于接收待纯化的酸性气体的第一进口10a，用于接收通过汽提器14产生的贫溶剂的第二进口10b，用于排出富溶剂的第一出口10c和用于排出纯化的气体的第二出口l0d。如下文详细描述的，富溶剂和贫溶剂通过吸收器10和汽提器14，或在吸收器10和汽提器14之间交换。
闪蒸汽提器14是使用塔板、规整填料、随机填料和/或喷射(未示出)的气/液接触器，所述塔板、规整填料、随机填料和/或喷射任何组合，以实现逆流接触。本发明实施方式的闪蒸汽提器14与常规再沸汽提器的区别在于汽提器14不使用再沸器。相反，汽提器14使用加热器28(下文所述)，例如对流蒸汽加热器，位于汽提器14上游。在运行过程中，富溶剂被加热器28加热，然后通过闪蒸产生CO2和贫溶剂。因为在较高的温度下溶剂的保持和保留时间较低，加热器28可以最大程度地降低溶剂的热降解。单级闪蒸可以位于汽提器14的汽提部分42中，或者汽提部分42的底部或底部附近。汽提部分42包括一个或多个传热装置的部分，例如填料、塔板或喷射。汽提器14还包括至少一个用于接收吸收器10产生的富溶剂的进口14a，用于释放贫溶剂的第一出口14b和用于释放含经过汽提的酸性气体的蒸汽的第二出口14c。如下文所述和图1所示的，汽提器14可包括用于接收富溶剂的多个进口端口或开口14a，因此，汽提器14可称为多点闪蒸汽提器。
第一流动路径12将吸收器10的第一出口与汽提器14的至少一个进口连接。汽提器14的至少一个进口与第一流动路径12的出口直接连接。结果，第一流动路径12使吸收器10产生的至少一些富溶剂流向汽提器14或以其它方式向汽提器14移动。第二或返回流动路径18将汽提器14的第一出口与吸收器10的第二进口连接。结果，第二流动路径18使汽提器14产生的贫溶剂流向吸收器10或以其它方式向吸收器10移动。可通过系统维持的内部压力促进富溶剂和/或贫溶剂的移动。或者或另外地，一个或多个泵13可促进富溶剂和/或贫溶剂在系统中的移动。例如，泵13可位于吸收器10的第一出口10c和/或汽提器14的第一出口14b的下游并接近所述出口。
至少一个热交换器22和任选的两个或更多个独立的热交换器将第一流动路径12与第二流动路径18可操作性地连接。具体地，第一或低温热交换器22位于第二或高温热交换器24(统称为"主交换器")的上游。各热交换器22，24可以是间接热交换器，允许第一流动路径12中较冷的富溶剂与第二流动路径18中较热的贫溶剂之间发生传热。至少一个加热器28位于第一流动路径12中，在汽提器14的上游和各热交换器22，24的下游。
热交换器22,24和加热器28可以是任何合适的传热装置。热交换器可以是板框型(plate-and-frame type)。一个或多个加热器28可以是简单的冷凝蒸汽在壳侧的壳管式交换器或其它类型的对流蒸汽加热器。可允许或迫使富溶剂在第二热交换器25和/或加热器28中闪蒸。这样提供了较大的用于传热的温度驱动力，减小了热交换器所需的尺寸。本发明中考虑的加热器28的成本低于现有技术的简单汽提器中使用的再沸器。对流蒸汽加热器比再沸器更经济，至少部分是因为对流蒸汽加热器可以优化。在本发明实施方式中，汽提器14不使用再沸器。而且，由富溶剂流的闪蒸，在汽提器14中产生蒸汽。在本发明实施方式中，通过一种或多种强迫对流蒸汽加热器28加热富溶剂流(例如，第一流动路径12)，比釜式或热虹吸再沸器提供更高的传热系数。多点方法还可以通过与任何热源塞流逆流的方式运行富溶剂来实现加热器28中更高的温度驱动力。
至少一个富溶剂旁路将第一流动路径12中的上游位置与富溶剂热交换器44(下文详细描述)和汽提器14上的预定点中的至少一个流体连接。如图1所示，至少一个富溶剂旁路可包括冷富溶剂旁路16和温富溶剂旁路20。冷富溶剂旁路16的进口16a位于第一热交换器22的上游，温富溶剂旁路20的进口20a位于第一热交换器22的下游和第二热交换器24的上游。结果，温富旁路20中的任何富溶剂的温度高于冷富旁路16中的任何富溶剂的温度。例如，冷富旁路16中的富溶剂的温度约为46℃，或者在30℃-50℃的范围内，而温富旁路20中的富溶剂的温度约为100℃-121℃。汽提器14的至少一个进口14a与温富溶剂旁路20的出口20b直接连接。冷富旁路16的出口16b在温富溶剂旁路20的出口20b的上游位置与温富溶剂旁路20连接。
如图1所示，当使用PZ溶液时，第一流动路径12中约5％的富溶剂进入冷富旁路16中，第一流动路径12中约10％的富溶剂进入温富旁路20中。当使用MEA溶液时，第一流动路径12中约9％的富溶剂进入冷富旁路16中，第一流动路径12中约14％的富溶剂进入温富旁路20中。上述值和附图中所示的值仅仅只是作为非限制性参考点给出，因为其它量或范围也是可以接受或优选的。由吸收器10产生的大部分富溶剂通过第一流动路径12被输送到汽提器14。在运行过程中，通过第一流动路径12和旁路16，20，富溶剂被输送到汽提器14的汽提部分42中的填料或塔的合适位置，使用来自闪蒸的蒸汽进行额外的汽提。
在使用多旁路的实施方式中，各旁路在不同的温度下或不同的温度范围内将富溶剂递送到汽提器14。更具体地，各旁路中的富溶剂具有逐步增加的温度和蒸汽分数(例如，进入汽提器14的低进料比高进料具有更高的温度和蒸汽分数)。任何旁路中的富溶剂的温度低于富溶剂通过第一流动路径12在汽提器14底部或底部附近进入汽提器14处的温度。热交换器22,24和/或加热器28提供额外或增加的热量。
对于PZ在被加热器28加热到约150℃或者对于MEA被加热到120°之后，第一流动路径12中残留的富溶剂被输送到汽提器14的底部或底部附近。CO2蒸汽在汽提塔42中闪蒸，并与温富旁路20接触。如上所述，可通过任何合适的装置，包括填料、塔板、喷射等提供汽提器14中的传质。如果使用填料，各旁路在汽提器14内被填料部分隔开。如果使用塔板，各旁路可以位于单独的塔板上或塔板中，可以通过其它塔板与其它旁路隔开。最底部的旁路可通过填料与蒸汽进料隔开，或者旁路连接塔板，通过其它塔板与蒸汽进料隔开。
富溶剂热交换器44可操作性地连接至少一个富溶剂旁路与容纳蒸汽的管道，所述蒸汽包含从汽提器14的顶部或顶部附近释放的经过汽提的酸性气体。更具体地，富溶剂热交换器44可操作性地连接冷富旁路16与从汽提器14的第二出口14c释放的蒸汽。富溶剂热交换器44可以是间接热交换器，允许冷富旁路16中的富溶剂与离开汽提器14的第二出口14c的蒸汽之间的传热。在运行中，富溶剂热交换器44使用过量或其它废弃的汽提器14产生的热量，在富溶剂进入汽提器14之前，提高冷富旁路16中的富溶剂的温度。因此，富溶剂热交换器44提高了系统的效率。在通过富溶剂热交换器44后，含有经过汽提的酸性气体的蒸汽可通过冷凝器39，以除去水。剩余的气体进入压缩器38，酸性气体如CO2离开压缩器38。离开汽提器14和/或冷凝器39和压缩器38的组合的CO2几乎不含有或完全不含有残余的水蒸汽或显热。在本发明实施方式中，冷凝水不直接循环回汽提器14中，所以水的补充更灵活，取决于系统的水平衡。
在汽提器14中完成再生后，汽提器14的第一出口14b释放出贫溶剂，用于吸收过程中。离开汽提器14的贫溶剂约为150℃。贫溶剂流过第二和第一热交换器24,22，并且任选地，流过调温冷却器46，然后通过第二进口进入吸收器10。如果使用调温冷却器46，该调温冷却器46可以位于第二流动路径18中热交换器22,24的下游。
上述组合和方法通过提供可逆地汽提和最大的回收以及在汽提器中再利用热量而最大程度地降低了加热器28的总热负荷。具体地，当从富溶剂热交换器14可以有效地回收更多CO2蒸汽中的热量时，加热器28中所需的显热更少。此外，任何更热的旁路流通过使来自单级闪蒸的水蒸汽可逆转化为CO2可以最大程度地增加CO2的汽提。更冷的旁路流从残余的水蒸汽中回收潜热并回收CO2中的显热。系统的酸性气体负载和各旁路的流量和/或温度可以优化，从而最大程度地提高汽提器14的可逆性，并且最大程度地降低耗热率。因为存在与各旁路相关的多种自由度，可以将汽提器14设计为整个汽提器14中运行和平衡曲线之间非常接近，从而最大程度地降低可用功的损失，并且最大化可逆性。
参见图2，第一实施方式的改变形式基本类似于上文参考图1详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。在该形式中，冷富旁路16的出口16b与第一热交换器22和加热器28之间的第一流动路径12连接。该形式仅仅包括第一热交换器22作为"主交换器"。该形式仅仅包括一个旁路，该旁路不独立连接于汽提器14。因此，该形式的汽提器14仅仅包括一个接收富溶剂的进口。
参见图3，当量功是总能量性能的计量或指示。希望产生尽可能低的当量功。可以使用下式计算当量功：
通过改变贫负载，冷富旁路流量和/或温富旁路流量可以获得最佳的当量功。图3显示对于简单汽提器、图1所示的本发明构造("闪蒸汽提器+温富BPS+富ExBPA")和图2所示的本发明构造(("闪蒸汽提器+富Ex BPS")，对于9 m MEA，0.30-0.44摩尔CO2/摩尔碱度的贫负载对应的当量功。随着贫负载变化，汽提蒸汽热、显热、压缩功和泵功之间形成平衡。当贫负载小于0.519时，解吸热没有明显改变。较高的贫负载导致较高的CO2分压和降低的压缩功。CO2产品中水蒸汽的浓度也降低，但因溶剂容量下降而显热提高。
因为大量水蒸汽随着CO2产物损失，单级闪蒸比简单汽提器使用约多9％的功。可通过冷富旁路和/或富交换器旁路改进该方法。当仅仅一个旁路与闪蒸汽提器一起使用时，与简单汽提器相比，对于PZ，使用能量降低约4.2％，对于MEA，使用能量降低约0.2％-1.5％。闪蒸汽提器14与温富旁路20和富旁路热交换器的组合对于PZ使用的功降低约8.9％，对于MEA降低约5.0％。因为汽提蒸汽热对总当量功的贡献的下降，最佳贫负载变化到更低的值。与具有温富旁路和富交换器旁路的再沸汽提器(在下文第二实施方式中将更详细地描述)相比，闪蒸汽提器14在低贫负载下的效率更低，但是在最佳贫负载下提供几乎相同的能量性能。
参见图4，第一实施方式的另一种改变形式基本类似于上文参考图1详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。在该形式中，冷富旁路16，温富旁路20和热富旁路26与富溶剂热交换器44组合使用。汽提器14包括在不同温度下的接收富溶剂的三个独立的进口14a。温富旁路20的进口位于热交换器22,24之间，并在其中富溶剂正好开始气化的点("泡点")。
参见图5，第一实施方式的另一种改变形式基本类似于上文详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。在该形式中，单级闪蒸汽提器14使用2 m Mellapak 25 OX填料，8m PZ和约4富负载。该形式仅使用一个温富旁路20。与第一实施方式相反，该形式在第一热交换器22上游不使用旁路。该形式的另一种选择可包括在富溶剂液体泡点处的温富溶剂旁路20的进口。下表1提供了该形式的各贫负载含量的当量功。
表1：各贫负载的当量功(8m PZ,0.4富负载,150℃汽提器温度,5℃LMTD非闪蒸交叉交换器,2.5m Mellapak 250X填料)
出乎意料地发现，图5所示的组合，即使用单级闪蒸14和温富旁路20，优于现有的使用两级闪蒸和温富旁路的方法(未示出)。本领域技术人员通常相信两级闪蒸明显优于单级闪蒸，因为在较高的压力下产生大量CO2，同时降低压缩器的运行和资金成本。结果，本领域技术人员没有发现本发明中使用的单级闪蒸显然以比现有技术的任何两级闪蒸更优越(即更有效)的方式运行。本申请发明人发现在明显的次优化下，单级闪蒸与温富旁路和/或冷富交换旁路的组合改善了再生过程的效率。
参见图6，第一实施方式的另一种改变形式基本类似于上文详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。在该形式中，使用冷富旁路16，温富旁路20和热富旁路26。该形式与图4所示的形式不同，因为该形式不使用富溶剂热交换器。更具体地，不同于将冷富旁路流加入或导向热交换器或交叉交换器的一侧(在此所述冷富旁路流被来自汽提器14的顶部蒸汽流加热)，在该形式构造中，冷富溶剂旁路流被直接导向汽提器顶部或顶部附近。
在该形式中，各旁路16,20,26具有直接与汽提器14的不同部分连接的出口。因此，汽提器14包括四个独立的用于富溶剂的进口14a。如果需要，该形式中可以省略温富旁路20。下表2提供了该形式的各贫负载含量的当量功。
表2：各贫负载的当量功(8m PZ,0.4富负载,150℃汽提器温度,5℃LMTD非闪蒸交叉交换器)
图7示出了对于本发明第一实施方式的不同构造，一定范围内贫负载对应的当量功值。具体而言，图7比较了简单的汽提器、简单汽提器的两种改变形式、图5所示的第一实施方式的改变形式("闪蒸汽提器与一个富旁路")、图6所示的第一实施方式的改变形式("闪蒸汽提器与三个富旁路")、以及图6所示的实施方式的另选形式("闪蒸汽提器与两个富旁路")。
下表3中示出了与简单汽提器的基本情况相比，不同汽提器构造的当量功的改进。
表3：与简单汽提器的基本情况(8 m PZ,5℃LMTD交叉交换器,150℃汽提温度,压缩至150巴)相比，不同汽提器构造的当量功的改进
构造 当量功(千焦/摩尔CO2) 与基本情况相比的改进
简单汽提器 32.6 -
图5 31.4 2.2％
图6 29.7 7.5％
参见图8，第一实施方式的另一种改变形式基本类似于上文详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。该形式类似于图6所示的形式。但是，该形式包括其它部件，例如第二下游或较高温度加热器32("高温加热器")，具有在第一较低温度加热器28("低温加热器")和第二加热器32之间的进口的更热的富旁路30，以及在汽提器14底部或底部附近的气/液分隔器34("贫分隔器")。冷富旁路16减少了汽提器14顶部或顶部附近的水蒸汽，从而提高了胺洗涤工艺的效率。系统中全部富溶剂的一小部分(例如约1-10％)通过各旁路16,20,26,30。各旁路16,20,26，30具有直接与汽提器14的不同部分连接的出口。因此，汽提器14包括五个独立的用于富溶剂的进口14a。
最热的富溶剂(即保留在第二加热器32下游的第一流动路径12中的富溶剂)可以被加入气/液分隔器34，该气/液分隔器将蒸汽加入到汽提器14的底部或底部附近。气/液分隔器34还可以接收从汽提器14底部离开的热贫液体溶剂，通过第一和第二交换器22,24将其输送到任选的调温冷却器36和/或吸收器10。该构造可以与两级闪蒸或两个或更多个独立的汽提器组合。在这种实施方式中，旁路的数量可以翻倍，以适应额外的汽提器。汽提器14和气/液分隔器34可在大致相同的压力下运行。它们可以是两个独立的容器，或者可以构造为单个容器，其中分隔器34用作汽提器的贮槽。
图8的系统的简化可在任何一个或两个旁路流16,20,26,30中具有零流动。例如，系统可包括一个或多个手动或自动阀(未示出)，允许选择性地打开和/或关闭旁路流16,20,26,30中的一个或多个。根据阀门的位置和/或构造，阀门还可以增加或减少各旁路流16,20,26,30中的流动。在系统运行过程中可以实现阀门的操作。汽提器14可以设计为比文中所示和所述的具有更多的旁路流。例如，三个交换器可以串联使用，或者三个加热器串联使用，允许额外的旁路流。在所有情况中，全部富溶剂流质量的不到50％(例如，摩尔)通过全部旁路流被输送。因此，全部富流的质量的大于50％通过最后的加热器(例如，第二加热器32)被输送到气/液分隔器。最热的富流包括或携带冷富流质量的至少50％。汽提器14还可以这样运行，一种进料处于大于10℃但是低于富溶剂在汽提器14压力下泡点的温度下。这种单进料可以从温富旁路20、热富旁路26或最热富旁路30提取，但是不能从冷富旁路16提取。
参见图9，第一实施方式的另一种改变形式基本类似于上文详细描述的第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。该形式类似于图8所示的形式。但是，该形式包括两个液体旁路16,20和两个旁路26,30，它们可容纳所有或部分来自第一流动路径12的蒸汽。两个独立的分隔器即"热"分隔器48和"更热"分隔器50可将一部分或全部来自第一流动路径12的蒸汽分隔进入热或更热富溶剂旁路26,30。这种构造是有利的，因为较富的蒸汽应该降低热负荷，而加热器29，30中较少的蒸汽可以实现更高的传热系数。经过旁路的物流可包括最优量的液体，或者不包含液体。
本发明的第一实施方式优于现有技术，例如美国专利申请公开第2010/0242731号(Baburao)。例如，Baburao的图3揭示了温富旁路与改进的单级汽提器。Baburao中大部分富溶剂通过热交换被输送到再沸器。但是，在Baburao的设计中，来自汽提器底部的其它溶剂(物流304)与大部分富溶剂混合，返回再沸器。这种设计需要高温泵，而在本发明第一实施方式中不需要该装置。另外，Baburao的设计不允许使用对流加热器。Baburao的其它实施方式，如Baburao的图4所示，不能将富溶剂直接进料到塔底部，可能需要额外的泵。而且，在现有系统中没有揭示，甚至没有考虑使用两个串联的热交换器22,24和/或两个串联的蒸汽加热器28,30，以获得最优排列的富旁路。
图10示出依据本发明第二实施方式的使用再沸汽提器从气流中除去/吸收酸性气体和再生/汽提吸收溶液的设备和方法。该实施方式与第一实施方式(例如图2所示的改变形式)的区别在于第二实施方式包括与汽提器14可操作性和/或物理连接的再沸器52。虽然第二实施方式的确包括热交换器22和富溶剂热交换器44，但是第二实施方式在汽提器14的上游并接近汽提器14的位置并不使用额外的加热器。
参见图11，第二实施方式的改变形式基本类似于上文详细描述的第二实施方式。此外，该形式基本上类似于第一实施方式。为了清楚和简便，文中省略了第一/第二实施方式和该改变形式之间某些类似内容的讨论和描述，因此是非限制性的。该形式与第一实施方式的区别在于该形式包括再沸器52，省略了在汽提器14的上游并接近汽提器14的位置处的加热器。对流过温富旁路20的富溶剂进行选择，或者在其泡点将其从第一流动路径12中除去。
下表4提供了使用8 m PZ作为吸收溶剂的简单汽提器和本发明各种构造的最佳结果。
表4：使用8 m PZ的最佳结果。

Claims (15)

1.一种设备，其包括：
闪蒸汽提器，其包括至少一个用于接收待再生的富溶剂的进口，用于释放贫溶剂的第一出口和用于释放含经过汽提的酸性气体的蒸汽的第二出口；
将至少一部分富溶剂输送到闪蒸汽提器进口的第一流动路径；
从闪蒸汽提器的第一出口去除至少一部分贫溶剂的第二流动路径；
连接第一流动路径与第二流动路径的至少一个主热交换器，该主热交换器使富溶剂和贫溶剂之间发生传热；
设置在第一流动路径中的至少一个加热器，该加热器位于闪蒸汽提器的上游和主热交换器的下游；和
至少一个旁路，该至少一个旁路将第一流动路径中的至少一个主热交换器的上游位置与富溶剂热交换器和闪蒸汽提器上预定点中的至少一个连接，所述富溶剂热交换器与供至少一部分从闪蒸汽提器第二出口释放的蒸汽通过的管道连接，所述至少一个旁路包括温富溶剂旁路和冷富溶剂旁路，所述温富溶剂旁路将在主热交换器下游位置的第一流动路径与闪蒸汽提器连接，所述冷富溶剂旁路将在主热交换器上游位置的第一流动路径与富溶剂热交换器和闪蒸汽提器顶部中的一个连接。
2.如权利要求1所述的设备，其特征在于，温富溶剂旁路与闪蒸汽提器连接的位置在冷富溶剂旁路的位置下方，其中所述设备被构造为在宽范围的贫溶剂负载范围内使用。
3.如权利要求2所述的设备，其特征在于，至少一个旁路还包括：
热富溶剂旁路，该旁路将在一个主热交换器下游位置的第一流动路径与在温富溶剂旁路下方的位置的闪蒸汽提器连接。
4.如权利要求3所述的设备，其特征在于，各旁路中的富溶剂在相同的压力下进入闪蒸汽提器，其中各旁路中的富溶剂在进入闪蒸汽提器后具有逐渐增加的蒸汽分数。
5.如权利要求1所述的设备，其特征在于，在富溶剂热交换器的下游，冷富溶剂旁路与温富溶剂旁路在温富溶剂和闪蒸汽提器之间连接位置的上游位置连接。
6.如权利要求1所述的设备，其特征在于，至少一个旁路将第一流动路径的至少一个主热交换器的上游位置与富溶剂热交换器连接，该富溶剂热交换器使该旁路中的富溶剂和从闪蒸汽提器第二出口释放的蒸汽之间发生传热。
7.一种设备，其包括：
闪蒸汽提器，其包括至少一个用于接收待再生的富溶剂的进口，用于释放贫溶剂的第一出口和用于释放含经过汽提的酸性气体的蒸汽的第二出口；
将至少一部分富溶剂输送到闪蒸汽提器进口的第一流动路径；
从闪蒸汽提器的第一出口去除至少一部分贫溶剂的第二流动路径；
连接第一流动路径与第二流动路径的至少一个主热交换器，该主热交换器使富溶剂和贫溶剂之间发生传热；
与闪蒸汽提器连接的再沸器，用于在至少一部分闪蒸汽提器中保持所需的温度；
与供至少一部分从闪蒸汽提器第二出口释放的蒸汽通过的管道连接的富溶剂热交换器；和
至少一个旁路，该至少一个旁路将第一流动路径中的至少一个主热交换器的上游位置与富溶剂热交换器连接，该富溶剂热交换器使该旁路中的富溶剂和从闪蒸汽提器第二出口释放的蒸汽之间发生传热，所述至少一个旁路包括冷富溶剂旁路和温富溶剂旁路，所述冷富溶剂旁路将在主热交换器上游位置的第一流动路径与富溶剂热交换器连接，所述温富溶剂旁路将在主热交换器下游位置的第一流动路径与闪蒸汽提器连接。
8.如权利要求7所述的设备，其特征在于，在富溶剂热交换器的下游，冷富溶剂旁路与温富溶剂旁路在温富溶剂和闪蒸汽提器之间连接位置的上游位置连接。
9.如权利要求7所述的设备，其特征在于，至少一个主热交换器包括：至少两个独立且间隔开的主热交换器，各主热交换器将第一流动路径与第二流动路径连接，各主热交换器使富溶剂和贫溶剂之间发生传热，其中温富旁路与两个主热交换器之间的第一流动路径连接。
10.一种方法，其包括：
引导至少一部分富溶剂通过与闪蒸汽提器连接的第一流动路径，第一流动路径通过主热交换器，然后与闪蒸汽提器连接；
引导至少一部分富溶剂通过至少一个旁路离开第一流动路径，所述至少一个旁路通过富溶剂热交换器，然后与闪蒸汽提器连接，所述至少一个旁路包括冷富溶剂旁路和温富溶剂旁路，该冷富溶剂旁路将在主热交换器上游位置的第一流动路径与富溶剂热交换器连接，该温富溶剂旁路将在主热交换器下游位置的第一流动路径与闪蒸汽提器连接；和
引导来自闪蒸汽提器的贫溶剂通过第二流动路径，第二流动路径通过主热交换器。
11.如权利要求10所述的方法，所述方法还包括：
引导来自闪蒸汽提器的蒸汽通过富溶剂热交换器。
12.如权利要求10所述的方法，所述方法还包括：
引导至少一部分富溶剂通过至少两个旁路离开第一流动路径，各旁路在不同的预定点与闪蒸汽提器连接。
13.如权利要求10所述的方法，所述方法还包括：
引导至少一部分富溶剂通过至少三个独立的旁路离开第一流动路径，各旁路在不同的预定点与闪蒸汽提器连接，各旁路将至少一部分富溶剂在不同的温度下输送到闪蒸汽提器。
14.如权利要求10所述的方法，其特征在于，第一流动路径通过在主热交换器下游和闪蒸汽提器上游的加热器。
15.如权利要求10所述的方法，所述方法还包括：
通过再沸器向闪蒸汽提器提供热量。
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