CN112351830A - 含硫材料的分离 - Google Patents

Abstract

本公开涉及用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统和方法。所述系统和方法可以包括使所述多组分进料流与溶剂在接触塔中接触以使得所述含硫材料的至少一部分从所述多组分进料流转移到所述溶剂中。因此，可以提供基本上纯化的气流以及包含至少大部分的所述含硫材料的液流。特别是，所述溶剂可以包含液态二氧化碳，这对于从多组分进料流中去除含硫材料可以是特别有利的。

Description

含硫材料的分离

技术领域

本公开涉及从混合流，特别是气流中分离含硫材料。可以利用系统和方法进行分离，由此使所述混合流与去除溶剂接触并且特别是其中所述去除溶剂包含二氧化碳。

背景技术

天然气流通常被一种或多种另外的组分，如硫化合物(例如硫化氢或H₂S)和二氧化碳(CO₂)污染。除了含有甲烷(CH₄或“C₁”)之外，天然气和伴生天然气流通常还含有大量的更长链烃，如乙烷(C₂H₆或“C₂”)以及甚至更高碳数的烃，包括C₃和更大的烃。可以分离这些更高碳数的烃以提供有价值的烃流，特别是在去除诸如硫化氢和二氧化碳的污染物时。例如，源自阿布扎比的天然气流可以具有如下大致组成(按摩尔(无水)计)：65％CH₄；6.5％C₂H₆；3％C₃H₈；0.46％nC₄H₁₀；0.54％C₄H₁₀；0.4％C₅H₁₂；0.1％C₆H₁₄；16％H₂S；和8％CO₂。

当前从诸如天然气流的混合气流中去除H₂S和CO₂的方法包括：胺洗涤；膜处理；吸附在固体吸附剂上；在低温分离系统中处理，如瑞安-霍尔姆斯工艺(Ryan-Holmesprocess)(参见美国专利号4,318,723)、Controlled-Freeze

工艺(参见美国专利号8,312,738)和美国专利号9,945,605中描述的工艺；以及使用任何前述方法的组合的混合工艺，如美国专利号8,955,354中描述的混合工艺。这些工艺都涉及高的资本投资和高的持续操作成本并且不可避免地导致CO₂从与其相关的能源系统中大量排放到大气中。如果在酸性气体中有大量的H₂S，那么诸如瑞安-霍尔姆斯工艺或Controlled-Freeze zone的低温工艺可能不经济，而常规的胺工艺由于总成本更低而可能是优选的。在高H₂S含量存在下使用低温天然气脱硫工艺将需要另外的处理步骤以从甲烷或乙烷流中去除H₂S。这是因为这些工艺不能将进料流中的H₂S含量限制为单一产物流。例如，在瑞安-霍尔姆斯工艺中，酸性气体原料中的H₂S杂质一般与乙烷产物混合并且将需要进一步将H₂S与乙烷分离。这种条件可能偏向于使用常规的胺设备以实现更低的总成本。用于高H₂S和/或CO₂气体的胺工艺往往是能量密集的并且具有高的投资和操作成本。

在本领域中仍然需要更低成本、更简单的工艺，所述工艺向大气中的CO₂排放减少或向大气中的CO₂排放基本上为零。本公开因此涉及系统和方法，由此从天然气(或另一混合气流)中去除的CO₂连同源自于为该过程提供电力的相关能源系统的CO₂一起优选地可以在高压下被提供而具有可忽略不计的烃含量，以用于回注到地质层中或用于其它用途。该CO₂流进一步优选地可以被提供用于提高采油率。从混合气流中分离出的C₃加烃优选地可以被分离而具有低于约2ppm的H₂S含量(或其它含硫材料含量)。H₂S(或其它含硫材料)优选地可以作为浓缩流被分离以用作克劳斯(Claus)硫生产设备的进料流、硫酸设备的进料和/或用于其它潜在的用途。含H₂S的物流或其它含硫材料优选地可以在高压下产生以用于封存在地质层，如贫气井或贫油井中。按体积计，天然气流(或至少去除了含硫材料而被纯化的其它气流)优选地可以具有低于约2ppm的硫含量(如H₂S含量)和低于约2％的CO₂含量。

发明内容

本公开涉及可用于从混合气流中分离含硫材料的系统和方法。所述系统和方法特别地可以被适配或被配置成使包含含硫材料的混合气流与包含适用于从所述混合气流中去除含硫材料的至少一部分的一种或多种组分的溶剂接触。例如，在一些实施方案中，液态二氧化碳对于从混合气流中选择性地分离多种硫物质可以是特别有用的。结果是基本上纯化的气体产物和液流，可以根据需要进一步处理所述气体产物和液流。在一些实施方案中，用于从多组分进料流中分离含硫材料的方法特别地可以包括：将包括至少含硫材料和燃料气体的多组分进料流注入到接触塔中；将包含液态二氧化碳的溶剂流注入到所述接触塔中以使得所述包含液态二氧化碳的溶剂流与所述多组分进料流接触；从所述接触塔中抽出含有来自所述多组分进料流的含硫材料的至少一部分的塔底产物流；以及从所述接触塔中抽出含有所述燃料气体的至少一部分的塔顶蒸气流。

在一个或多个实施方案中，本公开涉及利用二氧化碳分离和/或纯化各种多组分进料流，特别是从其中分离含硫材料的系统和方法。本公开提供了一种非常简单且经济的工艺以从燃料气体流和/或其它多组分进料流中分离例如酸性杂质，如硫化合物。例如，适合根据本公开使用的燃料气体流可以从诸如氧-燃料燃烧和发电、天然气加工和氢产生的各种过程产生。当在气流内存在相对大量的硫化氢并且二氧化碳源容易获得时，本发明公开的系统和方法是特别有用的。本工艺可以在接近纯二氧化碳的三相点(即在5.2巴下为-56.4℃)的温度下操作，这消除了污染物的固化和处理固体颗粒的需要。该工艺具有简单的布局并且需要相对少量的电力以产生所需的制冷。

本系统和方法被配置成使用制冷和分馏从包括含硫材料的多组分进料流产生纯化的且基本上清洁的含碳材料(例如燃料气体)流。可以将含有含硫材料的多组分进料流冷却到接近CO₂三相点的温度，然后在合适的接触塔(例如传质塔或蒸馏塔)中使用液态二氧化碳处理以产生塔顶蒸气处来自起始材料的基本上不含硫的物流和富硫塔底产物。所述工艺可以与需要净化被诸如硫化氢的硫物质污染的工艺物流的任何化学工艺集成。用于洗涤流体中的二氧化碳可以源自于集成工艺内的含二氧化碳的物流或源自于外部来源，并且所述二氧化碳可以是基本上纯的或可以含有一种或多种污染物。本发明公开的系统和方法因此可以有效地将含碳流(例如燃料气体流)与污染化合物(例如硫化氢、硫化羰、硫醇和具有接近于硫化氢的冷凝温度的其它硫化合物以及水蒸气)分离。例如，所述工艺可以包括使用分离塔系统以使用液态二氧化碳溶剂在接近于二氧化碳的凝固点的温度下处理被污染的物流以产生无污染物的塔顶蒸气和富含含硫污染物的塔底液体产物。

在另外的实施方案中，所述分离塔可以具有再沸器以用于通过与冷却被污染的工艺物流进行间接热交换以产生冷却的被污染的工艺物流流体来使富含硫污染物的塔底液体的一部分沸腾。此外，可以使用热交换器以用于使用分离塔的塔底产物和塔顶产物通过间接热交换来冷却纯CO₂以产生冷凝的纯二氧化碳流体。更进一步，可以使用第一减压布置以降低被污染的工艺物流的压力而产生减压的被污染的工艺物流。类似地，可以使用第二减压布置以使被污染的工艺物流膨胀而将它的温度降低到与CO₂的凝固点相差约5℃以内(即降低到约-56.4℃的温度)。在某些实施方案中，本公开特别地可以提供一种纯化含有含硫材料的工艺物流的方法，所述方法包括使所述含有含硫材料的工艺物流与包含液态二氧化碳的溶剂流一起通过接触塔(例如传质塔)以使得离开接触塔的工艺物流包含降低水平的含硫材料。

在一些实施方案中，本公开可以特别地提供用于从多组分进料流中分离含硫材料的方法。例如，所述方法可以包括：将至少包括含硫材料和燃料气体的多组分进料流注入到接触塔中；将包含液态二氧化碳的溶剂流注入到所述接触塔中以使得所述包含液态二氧化碳的溶剂流与所述多组分进料流接触；从所述接触塔中抽出含有来自所述多组分进料流的含硫材料的至少一部分的塔底产物流；以及从所述接触塔中抽出含有所述燃料气体的至少一部分的塔顶蒸气流。在另外的实施方案中，可以关于以下陈述中的一个或多个陈述来另外地描述所述方法，所述陈述可以任何数量和顺序组合。

所述方法可以包括将多组分进料流和溶剂流以空间上分开的布置注入到接触塔中以使得所述溶剂流沿向下的方向流动以与所述多组分进料流接触并且所述多组分进料流沿向上的方向流动以与所述溶剂接触。

所述接触塔可以是蒸馏塔。

所述接触塔可以是逆流接触塔。

在将所述多组分进料流注入到接触塔中之前，所述多组分进料流可以包含按摩尔计至少2％的量的二氧化碳。

所述多组分进料流中的含硫材料可以选自由硫化氢、硫化羰、含硫醇的化合物和其组合组成的组。

被注入到接触塔中的多组分进料流可以在约-10℃至约-55℃的温度下。

被注入到接触塔中的溶剂流可以在约-10℃至约-55℃的温度下。

接触塔可以在这样的条件下操作：使得在通过接触塔期间，接触塔中基本上没有任何二氧化碳的一部分固化。

被注入到接触塔中的溶剂流可以在这样的的温度和压力下：使得其中所含的基本上所有的二氧化碳都处于液态。

被注入到接触塔中的溶剂流可以在约7巴至约100巴的压力下。

在注入步骤之前，所述方法还可以包括使多组分进料流和溶剂流中的一者或两者相对于从接触塔中抽出的塔顶蒸气流的至少一部分通过热交换器，从而加热所述塔顶蒸气流并且冷却所述多组分进料流和所述溶剂流中的一者或两者。

所述方法还可以包括在所述热交换器中蒸发一个或多个液体制冷剂流以维持其热平衡。

所述一个或多个液体制冷剂流可以包含液态二氧化碳。

从接触塔中抽出的塔顶蒸气流可以包含少于2摩尔％的含硫材料。

从接触塔中抽出的塔顶蒸气流可以包含按摩尔计少于2ppm的含硫材料。

所述接触塔可以在约7巴至约100巴的压力下操作。

所述接触塔可以被配置用于在接触塔中的一级或多级处去除热量，所述一级或多级位于接触塔中比用于注入多组分进料流的位置高的位置。

所述接触塔可以包括再沸器。

在所述注入到接触塔中之前，多组分进料流的至少一部分可以通过再沸器。

所述方法还可以包括使塔顶蒸气流通过分离单元，所述分离单元被配置用于去除塔顶蒸气流中存在的任何二氧化碳的至少一部分。

所述分离单元可以是膜式分离器，其被配置用于将塔顶蒸气流分离成产物燃料气体流和至少包含二氧化碳的渗透物流。

所述产物燃料气体流可以含有按摩尔计少于2ppm的含硫材料。

所述产物燃料气体流可以含有少于2摩尔％的溶剂。

所述方法还可以包括在所述将溶剂流注入到接触塔中之前，将至少一部分二氧化碳从渗透物流中再循环到溶剂流中。

所述方法还可以包括使塔底产物流通过一个或多个蒸馏塔，所述蒸馏塔被配置用于除了分离出含硫材料之外，还分离出塔底产物流中存在的一种或多种另外的组分。

所述多组分进料流可以是酸性天然气。

所述塔底产物流可以含有酸性天然气中存在的任何硫化氢和C₁至C₅烃的至少一部分。

塔顶蒸气流可以含有酸性天然气中存在的大部分甲烷。

可以将塔顶蒸气流中的燃料气体的至少一部分提供到电力生产单元的燃烧室中。

可以在第二蒸馏塔中将来自第一蒸馏塔的塔底液体产物流分离成含有优选地少于2ppm的含硫材料的塔顶蒸气产物流和含有优选地少于10ppm的甲烷的塔底液体产物流。

塔顶蒸气产物流优选地可以含有少于100ppm的C₃烃和C₄烃。

可以在第三蒸馏塔中将来自第二蒸馏塔的塔底液体产物流分离成含有优选地少于2ppm的含硫材料的塔底烃液体产物流和含有基本上所有的剩余含硫材料的塔顶蒸气产物流。

进入第三蒸馏塔的进料流可以在约10巴至约20巴的压力范围。

可以将来自外部来源(或来自再循环流)的液态烃添加剂流在位于进料级与冷凝器之间的级引入到第二蒸馏塔的顶部区段中。所述液态烃添加剂流可以主要包含C₄烃和更大的烃而具有少于约2摩尔％的丙烷含量。

可以将来自外部来源的液态烃添加剂流在位于进料级与冷凝器之间的级引入到第三蒸馏塔的顶部区段中。

所述液态烃添加剂流可以主要包含C₄烃和更大的烃而具有少于2摩尔％的丙烷含量。

可以处理来自第三蒸馏塔的塔底液体产物以分离C₄烃和更大的烃作为至少一种产物并且将所述C₄烃和更大的烃的至少一部分作为烃添加剂流再循环回到第二蒸馏塔和第三蒸馏塔中的一者或两者中。

来自第一蒸馏塔的塔底液体产物可以含有至少足够的甲烷以确保来自第一塔的塔底产物中大于75摩尔％并且优选地大于90摩尔％的任何乙烷可以作为来自第二蒸馏塔的塔顶蒸气流的一部分被分离。

可以将额外的二氧化碳添加到来自第一蒸馏塔的塔底产物中以使得来自第一蒸馏塔的塔底产物的二氧化碳和甲烷的总含量可以足以确保塔底产物中大于75摩尔％并且优选地大于90摩尔％的乙烷可以作为来自第二塔的塔顶蒸气流的一部分被分离。

在分离乙烷之前，可以将接近环境温度的来自第二蒸馏塔的塔顶蒸气流通入第二膜式二氧化碳分离单元中以去除优选地至少90％的二氧化碳。

可以将来自第二蒸馏塔的塔顶蒸气流引入第四蒸馏塔中，还可以在进料级与冷凝器之间的级向第四蒸馏塔中引入液态烃添加剂流和/或液态烃再循环流以使得可以抽出富含二氧化碳的塔顶蒸气流。

可以将来自第四蒸馏塔的塔底液体产物引入第五蒸馏塔中，在所述第五蒸馏塔中可以抽出富含乙烷的塔顶蒸气流和富含液态烃化合物的塔底液体产物。

可以将来自膜式二氧化碳分离器的压缩的二氧化碳渗透物流冷却到约-40℃至约-55℃并且供给到第六蒸馏塔中，在所述第六蒸馏塔中可以抽出富含二氧化碳的塔底液体产物，所述二氧化碳具有优选地至少80摩尔％的纯度并且更优选地大于95摩尔％的纯度。

进入第一膜式二氧化碳分离器的环境温度进料可以包含来自第一塔和第六塔的塔顶蒸气流加来自第二膜式单元的压缩的渗透物流。

在另外的实施方案中，本公开可以特别地提供用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统。所述系统可以包括如本文所述的部件的组合，如一个或多个接触塔(例如蒸馏塔)、一个或多个热交换器、一个或多个分离膜、一个或多个压缩机、一个或多个干燥器、一个或多个阀和一个或多个用于将各种部件相互连接并且提供各种物流通过其的流动的管线。在本公开关于分离方法描述了硫分离的情况下，应当了解的是，被描述用于执行所述方法的部件可以用于形成用于执行所述分离的系统。

附图说明

已经由此在上文大体上描述了本公开，现在将参考附图，所述附图不一定是按比例绘制的并且在所述附图中：

图1是示出根据本公开的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统的流程图；

图2是示出根据本公开的另外的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统的流程图；

图3是示出根据本公开的另外的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统的流程图；

图4是示出根据本公开的实施方案的用于从酸性天然气中分离含硫材料的系统的流程图；

图5是示出根据本公开的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料并且处理分离的含硫材料的系统的流程图；

图6是示出根据本公开的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料并且处理分离的含硫材料的系统的流程图；

图7是示出根据本公开的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料并且处理分离的含硫材料的系统的流程图；并且

图8是示出根据本公开的实施方案的用于从多组分进料流中分离含硫材料并且处理分离的含硫材料的系统的流程图。

具体实施方式

现在将在下文中参考本发明的主题的示例性实施方案更充分地描述本发明的主题。描述这些示例性实施方案以使得本公开将是全面的和完整的并且将向本领域技术人员充分传达主题的范围。实际上，所述主题可以许多不同的形式实施并且不应当被解释为限于本文所述的实施方案；相反，提供这些实施方案以使得本公开将满足适用的法律要求。除非上下文另外明确规定，否则如本说明书和所附权利要求中所用的单数形式“a/an(一)”、“所述”包括复数指代对象。

本公开提供了适用于从混合气流中分离含硫材料的系统和方法。更特别是，已经发现呈液体形式的二氧化碳可以非常有效地作为用于从气流中吸收含硫材料的溶剂。因而，在一些实施方案中，可以使用液态二氧化碳(或如本文所限定的另一种溶剂)从还包括一种或多种燃料气体的多组分进料流中去除含硫材料。然后，这可以提供一种用于通过去除其中可能存在的基本上所有的污染性含硫材料来纯化燃料气体(或其它产物)的高成本效益的手段。

适合于根据本公开进行处理的多组分进料流可以包含至少两种组分，即要被纯化以作为产物提供的气态组分和要从多组分进料流中分离或去除的含硫材料。在一些实施方案中，所述要纯化的气态组分可以是燃料气体。例如，甲烷或甲烷和乙烷的混合物可以是燃料气体。在这些实施方案中，所述多组分进料流因此可以是含有甲烷和一定含量的更高碳数烃(例如C₂至C₅)的天然气混合物。在一些实施方案中，所述燃料气体可以包含一氧化碳和/或氢气。例如，所述燃料气体可以是合成气。因而，在本文中提到燃料气体时，可以意指适合用作燃料并且在它的正常条件下呈气态的任何材料。在一些实施方案中，多组分进料流可以包括以下组分中的任一种或组合：甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、一氧化碳和氢气。优选地，所述多组分进料流至少包含气态组分并且因此，所述多组分进料流可以被称为气态混合物。

要从多组分进料流中分离或去除的含硫材料有利地可以基本上是任何含硫材料，这是因为根据本公开利用的溶剂可以被配置为实现从气态源中去除基本上所有的含硫物质。例如，液态二氧化碳尤其可以有效地从气态源中吸收和/或冷凝基本上所有的含硫物质。因而，根据本公开的实施方案，可以从多组分进料流中分离或去除诸如硫化氢(H₂S)、硫化羰(COS)、含硫醇的材料、二硫化碳和含二硫键的化合物之类的含硫材料。应当了解的是，含硫醇的材料可以是式R-SH的任何有机硫化合物，其中R是烷基或其它有机取代基。含硫醇的材料可以被称为硫醇。要去除的含硫材料应当被理解为在如本文所述的去除条件下主要呈气态形式。

在一个示例性实施方案中，本公开可以涉及酸性气体的处理，所述酸性气体被理解为天然气或含有大量硫化氢的任何其它气体。酸性气体可以含有另外的酸性气体，如二氧化碳气体。尽管在本文中可以在示例性实施方案中关于酸性气体的处理来论述本发明，但是应当了解的是，本公开扩展到含有含硫材料的任何多组分进料流的处理。

适合于根据本公开进行处理的多组分进料流可以含有按摩尔计至少5ppm、至少10ppm、至少50ppm、至少100ppm、至少500ppm、至少1,000ppm、至少1％或至少2％的含硫材料。所述多组分进料流同样可以含有其它酸性气体。然而，在一些实施方案中，当按摩尔计，所述多组分进料流含有比其它酸性气体更大含量的含硫材料时，可以改善对含硫材料的有效去除。在这些情况下，溶剂中的液态二氧化碳可以优先去除含硫材料并且可以更有效地提供其中基本上不残留有含硫材料的纯化的燃料气体。

大体上参考图1，可以处理至少包括含硫材料和产物气体(例如燃料气体)的多组分进料流以将含硫材料的至少一部分与产物气体分离。具体地，可以将多组分进料流通过管线105从多组分进料流源102注入到接触塔110中。如下文进一步所述，在注入到接触塔110中之前，可以对所述多组分进料流进行一个或多个处理步骤。例如，可以将多组分进料流冷却到接近二氧化碳的凝固点的温度。因而，在管线105中注入到接触塔110中的多组分进料流可以包括液体馏分以及气体馏分。优选的是，如所述的多组分进料流可以包含按摩尔计少于50％、少于40％、少于30％、少于20％、少于10％或少于5％的液体馏分(例如按摩尔计，在约0.1％至约40％、约0.1％至约20％或约0.1％至约10％的液体馏分的范围)。因而，术语气态混合物可以用于定义多组分进料流，但是不应当被视为排除包含液体馏分以及气体馏分的流体流，这是因为根据本公开可以容易地处理两相流物流。例如，在一些实施方案中，可以使用通道式塔盘、烟囱式塔盘和/或通常用于容纳两相注入流的类似的内部结构部件将包括液体馏分和气体馏分的多组分进料流直接注入到接触塔110中。作为另一个实例，在注入到接触塔110中之前，可以对包括液体馏分和气体馏分的多组分进料流进行闪蒸。在另外的实例中，可以通过分馏来分离含有液体馏分和气体馏分的多组分进料流，其中将气体馏分注入到接触塔110的中间段中，并且液体馏分绕过接触塔110并且与离开接触塔的塔底液流混合以注入到第二塔(例如图2中的第二接触塔221)中。

管线105中的多组分进料流优选地在接触塔110内与溶剂接触。多组分进料流与溶剂之间的接触可以被表征为回流或其它紧密混合，包括但不限于提供多组分进料流相对于溶剂的逆流流动。如图1中所示，通过溶剂管线103将来自溶剂源101的溶剂注入到接触塔110中。然而，应当了解的是，可以将来自管线103的至少一部分溶剂注入到多组分进料流源102和/或多组分进料流管线105中以使得在注入到接触塔110中之前，可以开始从多组分进料流中去除含硫材料。例如，基于通过管线105进入接触塔中的流体的总重量，从管线105进入接触塔110中的多组分进料流可以包含至多约50重量％、至多约40重量％、至多约30重量％、至多约20重量％、至多约10重量％或至多约5重量％的溶剂。更特别地，基于通过管线105进入接触塔中的流体的总重量，从管线105进入接触塔110中的多组分进料流可以包含约0.1重量％至约40重量％、约0.2重量％至约20重量％、约0.5重量％至约15重量％或约1重量％至约10重量％的溶剂。当将溶剂与多组分进料流一起包括在管线105中时，应当了解的是，溶剂仍然可以独立地通过溶剂管线103进入接触塔110中。

管线105中的多组分进料流源102和/或多组分进料流可以包含至少一定含量的二氧化碳。例如，按摩尔计，多组分进料流源102可以包含诸如约0.01％至约20％、约0.05％至约10％、约0.1％至约5％或约0.5％至约3％的量的气态二氧化碳。在另外的实例中，如上文所述，在将多组分进料流注入到接触塔中之前，可以将来自溶剂的液态二氧化碳添加到多组分进料流中。在一些实施方案中，在所述将多组分进料流注入到接触塔中之前，按摩尔计，所述多组分进料流可以包含至少0.01％、至少0.05％、至少0.1％、至少0.5％、至少1％或至少2％的量的二氧化碳(气态或液态)。如本文另外所述，在注入到接触塔110中之前，可以将管线105中的多组分进料流冷却到基本上低温。在这样的温度下，多组分进料流中的二氧化碳可以呈液体形式(来自被液化的先前存在的气态二氧化碳或来自被注入到多组分进料流中的溶剂的液态二氧化碳)。然而，应当了解的是，最初存在于多组分进料流源102中的至少一部分气体可以保持气态。因而，管线105中的多组分进料流可以呈混合形式，其中混合物的一部分是液体，而混合物的一部分是气态的。在优选的实施方案中，当注入到接触塔110中时，大部分(即大于50％)的多组分进料流(按摩尔计)保持呈气态形式。

如本文所论述，已经发现液态二氧化碳是一种用于从多组分进料流中去除含硫材料的特别有用的溶剂。应当了解的是，用于气态含硫材料的其它合适的溶剂可以与液态二氧化碳组合。在示例性实施方案中，可能有益的是，溶剂基本上仅包含液态二氧化碳或至少不包括其它材料。例如，在一些实施方案中，所述溶剂可以由液态二氧化碳组成或可以基本上由液态二氧化碳组成并且因此不包括任何其它液体溶剂。在其它实施方案中，所述溶剂可以包含按摩尔计至少60％、至少80％、至少95％、至少99％或至少99.9％的液态二氧化碳。特别是，可能有益的是，溶剂基本上不包括任何含硫材料(即意味着溶剂包括按摩尔计少于2ppm的任何含硫材料)。更优选地，所述溶剂可以完全不含任何含硫材料。溶剂特别地可以是这样的材料，所述材料被适配成或被配置成溶解、冷凝或以其它方式使含硫材料与多组分进料流的另外的组分分离并且与液流一起离开接触塔，而多组分进料流的其余部分与气流一起离开接触塔。因而，可以利用被适配成或被配置成在如本文针对接触塔110另外限定的操作条件(例如压力和/或温度)下引起含硫材料的分离的任何溶剂。

引入到接触塔110中的溶剂优选地在使得溶剂中可能存在的基本上所有的二氧化碳都呈液态的温度和压力下。同样，可能优选的是，当引入到接触塔110中时，所利用的任何溶剂材料均呈液态。此外，优选的是，在使得二氧化碳基本上接近于它的凝固点，同时仍保持液态的温度和压力下将溶剂引入到接触塔110中。因此，注入到接触塔110中的溶剂优选地在约-10℃至约-55℃、约-25℃至约-55℃或约-40℃至约-55℃的温度下。在一些实施方案中，注入到接触塔110中的溶剂在与溶剂(或溶剂中具有最高相对凝固点的任何部分)的凝固点相差约2℃以内、约3℃以内、约4℃以内、约5℃以内、约10℃以内或约20℃以内的温度下。在优选的实施方案中，注入到接触塔110中的溶剂在与二氧化碳的凝固点相差约2℃以内、约3℃以内、约4℃以内、约5℃以内、约10℃以内或约20℃以内的温度下。接触塔110同样可以在任何上述温度范围内操作。优选地，操作接触塔110以使得溶剂(或任何其它溶剂材料)中的液态二氧化碳在接触塔内的任何点处都不会凝固成固体形式。因此，接触塔110的操作可以基本上不含任何固态二氧化碳和/或可以基本上不含任何固体溶剂组分。特别是，二氧化碳在接触塔110内不会固化(即凝固)，然后液化(即熔融)。相反，溶剂(特别是二氧化碳)在接触塔110内保持液态以使得从多组分进料流中去除含硫材料的能力达到最大。优选地使用在不引起溶剂、接触塔110和离开接触塔的塔顶蒸气流中的任何一者或多者中的二氧化碳(或任何另外的溶剂组分)固化的情况下最低可能的操作温度。在一个或多个实施方案中，注入到接触塔中的多组分进料流在上文已经针对溶剂和接触塔110的操作所描述的一个或多个范围内的温度下。应当了解的是，当注入到接触塔110中时，溶剂可以包括呈气态的馏分。然而，优选的是，大部分的溶剂呈液态以提供含硫材料的分离。因此，接触塔的操作条件和溶剂的预处理可以使得当注入到接触塔中时，溶剂包含按摩尔计少于50％、少于25％、少于10％、少于5％、少于1％或少于0.5％的气体馏分(例如按摩尔计，在约0.01％至约40％、约0.01％至约10％或约0.01％至约1％的气体馏分的范围内)。因而，当注入到接触塔中时，大于50％、大于75％、大于90％、大于95％、大于99％或大于99.5％的溶剂(按摩尔计)可以呈液态。更特别是，当注入到接触塔中时，溶剂可以包含按摩尔计约60％至约99.99％、约90％至约99.99％或约95％至约99.99％的液体馏分。

在一些实施方案中，溶剂可以含有烃含量。如本文进一步所述，溶剂的至少一部分可以是再循环流并且可以包括例如甲烷，如基于溶剂流的总浓度，在0摩尔％至约25摩尔％的范围内。优选地，溶剂流的任何烃含量将维持尽可能低。同样，存在于溶剂中的任何烃材料优选地在保持高于溶剂的凝固温度的同时可能的最低温度下。所述温度实际上应当比溶剂流的凝固温度高约2℃至约10℃并且优选地比溶剂流的凝固温度高约3℃至约5℃。优选地将溶剂以相对于多组分进料流足够的浓度提供到接触塔110中以使得所产生的管线111中的塔顶蒸气流将具有低于2ppm的含硫材料浓度。管线111中的塔顶蒸气流中含硫材料的浓度可以根据需要变化。例如，管线111中的塔顶蒸气流可以具有按摩尔计少于2％、少于1％、少于0.1％、少于100ppm、少于10ppm或少于2ppm的含硫材料浓度。溶剂流优选地将具有最低可能的烃含量以使得溶剂对含硫材料的捕集效率达到最大，使管线111中的塔顶蒸气流中的烃浓度减到最低限度并且使可能与下游二氧化碳去除相关的任何问题减到最低限度。任选地，如果需要的话，接触塔110可以配备有塔顶冷凝器和再沸器以减轻这些问题。关于所附实施例描述了冷凝器和再沸器的各种实施方式，并且应当了解的是，本文所述的接触塔(例如蒸馏塔)中的任何一个或任何组合都可以配备有冷凝器和再沸器中的一者或两者。

在注入到接触塔110中之前，可以对溶剂和/或多组分进料流进行一种或多种处理以实现对应物流的一种或多种所期望的物理条件。例如，可以将溶剂和多组分进料流中的一者或两者冷却到所期望的温度范围。如图1中所示，离开溶剂源101的溶剂和离开多组分进料流源102的多组分进料流已经在所期望的温度下。然而，如果要进行冷却，那么可以使用适于将一个或两个物流冷却到所期望的温度范围(例如冷却到接近约-56℃的温度)的任何制冷或其它热交换。关于实施例1更具体地描述了根据本公开合适的冷却单元的示例性实施方案。特别是，用于冷却溶剂和多组分进料流中的一者或两者的热交换系统也可以用于将管线111中的塔顶蒸气流和/或如本文另外所述的一个或多个另外的气流加热到更高的温度，如加热到接近环境温度。当使用热交换器(参见所附实施例中的热交换器7)时，可以通过合适的系统提供任何制冷不足，如使用能够在所需的低温水平下提供制冷的工作流体的闭环制冷回路(参见实施例1中的制冷单元8)。任选地，所述制冷回路可以在两个或更多个温度水平下提供制冷。任选地，可以通过制冷剂流体来提供制冷，所述制冷剂流体包含纯二氧化碳或与在接近二氧化碳的凝固温度的温度水平下蒸发的其它气体(例如甲烷)混合的二氧化碳。如果需要的话，可以利用本领域已知的任何制冷手段。例如，可以进行膨胀和再压缩的合适组合以提供冷却，并且这可以涵盖被设计成利用焦耳-汤姆逊效应(Joule-Thomson Effect)的系统和方法。

更特别是，在将管线105中的多组分进料流和/或管线103中的溶剂注入到接触塔110中之前，可以使这些物流中的一者或两者相对于从接触塔110中抽出的塔顶蒸气流111的至少一部分通过热交换器，从而加热塔顶蒸气流并且冷却多组分进料流和溶剂流中的一者或两者。在一个或多个实施方案中，可以通过使用合适的制冷剂的制冷系统(例如闭环回路)来提供对管线105中的多组分进料流和管线103中的溶剂中的一者或两者的制冷。以这种方式，一个或多个液体制冷剂流可以在热交换器中蒸发(例如在相同或不同的温度水平下)以维持其热平衡。在一些实施方案中，液体制冷剂可以包含液态二氧化碳。

优选地，可以在一定的压力和温度下提供管线103中的液体溶剂中利用的二氧化碳以使得二氧化碳在所期望的密度范围。例如，二氧化碳可以具有约0.6Kg/L或更大、约0.7Kg/L或更大或约0.75Kg/L或更大的密度。为此，在进入接触塔110中之前通过热交换器以被冷却的二氧化碳可以在基本上接近或高于二氧化碳的临界压力并且基本上接近环境温度的压力下。更特别是，二氧化碳可以具有约50巴至约85巴或约65巴至75巴的范围的压力。在热交换器中冷却之后，可以在合适的阀中将溶剂流的压力降低到塔压力(参见图4中的阀31)。或者，可以将溶剂流在略高于接触塔110的操作压力的压力下提供并且在制冷热交换器中冷却到接近它的凝固点的期望温度。

在一个或多个实施方案中，可以对多组分进料流进行预处理以分离任何液相水和任选的高于C₄的烃。然后可以将经过如此处理的多组分进料流干燥到低于接触塔110的操作温度的露点，优选地低于约-56℃的露点或低于约-60℃的露点。这样的干燥可以例如在热再生干燥剂式干燥器中进行。同样可以使溶剂流具有在一个或多个上述范围的露点。然后将干燥的粗制多组分进料流和干燥的溶剂流在热交换器中冷却到接触塔110的操作所需的低温。如图1中所示，离开溶剂源101的溶剂和离开多组分进料流源102的多组分进料流可能已经具有所期望的露点。或者，参考所附的实施例，本发明的系统和方法可以包括进行所期望的干燥以达到所期望的露点。

在一些实施方案中，可以利用另外的或替代的部件以在适当的温度和/或压力范围将管线103中的溶剂和管线105中的多组分进料流中的一者或两者提供到接触塔110中。例如，可以将来自多组分进料流源102的多组分进料流在中间冷却的多级压缩机中压缩(例如压缩到至少60巴的压力)，之后在干燥床(例如填充有适当的干燥剂材料，如分子筛或沸石的床)中干燥，优选地干燥到基本上接近-60℃的露点。然后可以使干燥的物流通过第一阀来降低其压力，之后使其通过热交换器。最后，可以使物流在第二膨胀阀中进一步膨胀以形成温度接近约-56.4℃的二氧化碳三相点温度的物流。如本文另外所述，然后可以将该物流(即溶剂流和多组分进料流中的任一者或两者)供给到接触塔中。来自接触塔110的冷塔顶蒸气可以用作一个或多个另外的物流的制冷源，如在如所述的系统中使用的主热交换器(参见所附实施例中的热交换器7)中。

接触塔110可以是允许注入必要的物流并且提供所注入的物流在其中的接触的任何结构。例如，在一些实施方案中，接触塔110可以是蒸馏塔并且因此可以包括在典型的分馏塔中可能存在的任何数量的板。或者，接触塔110可以含有在分馏塔中通常可能利用的任何合适的填充材料。接触塔110可以被表征为逆流接触塔，其中所注入的气流向上通过以与所注入的向下通过的液流接触。接触塔110优选地可以被适配成或被配置成有效地处理两相进料流。例如，接触塔110可以被适配成或被配置成提供以下各项中的任何一种或多种：在进入塔中之前在闪蒸容器中闪蒸进料流；使用通道式塔盘或烟囱式塔盘；在塔的内部区段中包括加热元件，如容纳加热流体，如蒸汽或其它工艺物流的加热盘管或管道，以调节塔内的沸腾并且对它的塔顶产物和塔底产物获得所期望的分离性能。

接触塔110的操作压力优选地在所有点处都低于接触塔中的流体的临界压力。在示例性实施方案中，接触塔可以在约7巴至约100巴、约10巴至约70巴、约7巴至约60巴、约30巴至约50巴或约20巴至约50巴的范围的压力下操作。同样，可以将溶剂流和/或多组分进料流在上述一个或多个范围内的压力注入到接触塔110中。

实际上，来自管线105的多组分进料流在接触塔110内与来自管线103中的溶剂的液态二氧化碳接触以实现所期望的从混合气流中去除含硫材料。如上所述，在注入到接触塔110中之前，可以将溶剂流的一部分与多组分进料流组合；然而，应当了解的是，从多组分进料流向溶剂的至少一部分含硫材料的转移是在接触塔110内进行的。特别是，含硫材料在接触塔内从多组分进料流转移到液态二氧化碳中，并且可以从其中抽出两个独立的物流。可以从接触塔110的下部抽出塔底产物流116，所述塔底产物流含有来自多组分进料流的含硫材料的至少一部分，并且可以从接触塔的上部抽出管线111中的塔顶蒸气流，所述塔顶蒸气流含有来自多组分进料流的产物气体的至少一部分。在一个或多个实施方案中，塔底产物流116可以包括来自多组分进料流的基本上所有的含硫材料。在其中多组分进料流是天然气的实施方案中，塔底产物流116可以同样包括存在的基本上所有的C₃或更高级的烃以及少量的气态二氧化碳和甲烷和/或乙烷。

在一个或多个实施方案中，在接触塔110的基部可以利用再沸器(例如热交换器)以确保来自接触塔的塔底产物流116含有来自多组分进料流的基本上所有的含硫材料。在其中多组分进料流包括天然气的情况下，再沸器的使用可以进一步确保产物流116含有多组分进料流中存在的基本上所有的高级烃(例如C₃至C₅或更大)。再沸器的示例性实施方案描述于实施例1中。再沸器的使用还可以用于确保来自接触塔110的管线111中的塔顶蒸气流含有来自多组分进料流的大部分的气态二氧化碳，并且在其中多组分进料流是天然气的情况下，确保塔顶蒸气流含有多组分进料流中存在的大部分的甲烷和乙烷。所述再沸器可以是与接触塔110分开的部件或可以与接触塔一体形成。再沸器的加热流可以来自任何合适的来源。在一些实施方案中，在注入到接触塔110中之前，使多组分进料流的至少一部分通过再沸器。以这种方式，多组分进料流在进入到接触塔110中之前可以在被冷却的同时为再沸器提供加热。

在其中多组分进料流是天然气的实施方案中，管线111中的塔顶蒸气流优选地基本上不包含大于C₂的烃。例如，按摩尔计，离开接触塔110的管线111中的塔顶蒸气流优选地包括各自单独地或总共少于1％、少于0.1％、少于100ppm、少于10ppm或少于5ppm的C₃、C₄或C₅。

可以使离开接触塔110的管线111中的塔顶蒸气流通过一个或多个单元以进行进一步处理。塔顶蒸气处理单元121示于图1中并且可以包括一个或多个处理区段。在一些实施方案中，首先加热蒸气流，如加热到接近环境温度可能是有用的。这可以利用专用加热(例如作为塔顶蒸气处理单元121的部件)或利用可从另一个单元获得的热量来完成。例如，可以使管线111中的塔顶蒸气流通过用于冷却溶剂流和多组分进料流中的一者或两者的热交换器。这利用了从原始溶剂流和原始混合气流中的一者或两者中抽出的热量以加热塔顶蒸气流。

可以对管线111中的塔顶蒸气流进行一个或多个分离步骤以将蒸气流分离成所期望的成分。因此，塔顶蒸气处理单元121可以包括一个或多个分离单元。例如，当混合气流105是天然气流时，管线111中的塔顶蒸气流可以至少包含甲烷和气态二氧化碳。因此，可能有益的是，将至少大部分的气态二氧化碳与甲烷分离以提供高纯度的甲烷流。这样的概念同样可以应用于任何塔顶气流，只要它包括多种组分即可。管线125中的产物气流中含硫材料的浓度可以根据需要基于接触塔110中含硫材料的去除效率而变化。例如，按摩尔计，管线125中的产物气流(例如燃料气体)可以具有少于2％、少于1％、少于0.1％、少于100ppm、少于10ppm或少于2ppm的含硫材料浓度。含硫材料的这样低的浓度可能是特别有益的，这是因为在一个或多个实施方案中，产物可以是燃料气体，并且可以将这样的燃料气体的至少一部分提供到电力生产单元的燃烧室中。

在一个或多个实施方案中，管线111中的塔顶蒸气流可以通过的塔顶蒸气处理单元121可以包括单级或多级(例如两级)膜式气体分离器。可以利用任何合适的膜式气体分离器，例如被特别设计用于从天然气中分离酸性气体和水的UOP Separex^TM膜式系统。在其中管线111中的塔顶蒸气流源自于作为多组分进料流源102的酸性天然气的实例中，膜式分离器的使用可以有效地将大部分的气态二氧化碳与作为非渗透物高压流离开膜式系统的产物天然气流(主要是甲烷)分离。关于实施例1对此进行进一步描述。由此纯化的产物气流优选地具有在期望低的范围内的二氧化碳含量，如按摩尔计少于5％、少于4％、少于3％或少于2％的二氧化碳含量。可以通过使用两级膜式单元将离开膜式分离器的气态二氧化碳流中甲烷和乙烷的存在减到最低限度。所利用的膜式分离器的数量可以基于原始多组分进料流源102的二氧化碳含量来选择。分离的气态二氧化碳的甲烷含量的进一步降低可以取决于回收更多纯化天然气的经济性。在一个实施方案中，例如，可以将来自单级膜式单元的渗透物流压缩到大于接触塔的操作压力的压力，然后在热交换系统中冷却到略高于二氧化碳的凝固温度的范围(例如比二氧化碳的凝固温度高约2℃至约10℃或约3℃至约5℃)的温度。然后可以将气流供给到具有再沸器和任选的塔顶冷凝器的第二蒸馏塔中。该塔的功能可以是在进料点下方的级的区段中将甲烷与二氧化碳分离以产生含有少于10％的甲烷并且通常含有约1％至6％的甲烷的纯化的二氧化碳液体塔底产物流，这提供了净二氧化碳产物流以及冷却后进入接触塔的液态二氧化碳回流。

如图1中所示，可以在塔顶蒸气流处理单元121中处理管线111中的塔顶蒸气流以至少提供二氧化碳渗透物流123和气体产物流125。由于二氧化碳渗透物流123优选地含有少于2ppm的含硫材料，因此可以将二氧化碳渗透物流再循环以供应溶剂流中的至少一部分二氧化碳。因而，二氧化碳渗透物流123可以提供以下各项中的一者或多者：二氧化碳产物124、进入溶剂源101的二氧化碳进料126、进入多组分进料流管线105的二氧化碳进料127和进入溶剂管线103的二氧化碳补充进料128。优选地，在与溶剂合并之前，可以将二氧化碳压缩并且冷却到接近环境温度。在另外的实施方案中，可以将管线123中的经过压缩的二氧化碳渗透物流的至少一部分冷却到基本上接近它的凝固点，如通过使其通过如本文进一步描述的热交换器(参见例如所附实施例中的热交换器7)。可以将二氧化碳渗透物流冷却到例如约-20℃至约-55℃、约-30℃至约-55℃或约-40℃至约-55℃的温度。然后可以将经过冷却的二氧化碳渗透物注入到蒸馏塔(参见所附实施例中的塔50)中，并且可以从蒸馏塔中抽出富含二氧化碳(例如按摩尔计至少80％、至少85％、至少90％或至少95％纯)的液体塔底产物。参考图1，抽出的液态二氧化碳流可以是在管线126和管线128中的一者或两者中提供的物流，并且该液态二氧化碳流可以占管线103中提供给接触塔110的溶剂的大部分。

有利地，在一个或多个实施方案中，本发明的系统和方法可以在多组分进料流中二氧化碳的浓度基本上较低的情况下利用二氧化碳的内部再循环进行操作，这是因为在该过程中基本上唯一的二氧化碳消耗是残留在离开膜式分离器的产物气流中的二氧化碳含量。由多组分进料流中的过量二氧化碳产生的任何净二氧化碳产物124可以被去除以进行处理。这样产生的二氧化碳可以用于多种最终目的，如用于提高采油率的流体，或封存在地质层中。在一些实施方案中，所述净二氧化碳可以用作CO₂电力生产循环的燃料进料流的至少一部分，其中甲烷含量将有助于燃料需求。源自于过量的二氧化碳和甲烷馏分中的碳的二氧化碳将以100％回收率输送，并且将利用少量甲烷含量的所有燃烧热。控制气态产物流的二氧化碳含量的其它替代性选择方案可以包括基于吸收的系统(如胺法)或其它类型的二氧化碳去除设备单独或与上文说明的第一选择方案和第二选择方案的任何组合。例如，可以实现在单级膜后进行胺法。当预期将纯化的天然气产物流在LNG设备中进一步冷藏并且期望50ppm或更低的二氧化碳含量时，下游胺吸收剂可能是特别有用的。

可以根据需要对管线116中的塔底产物流进行进一步处理以将该物流分离成它的一种或多种成分，并且这样的处理可以根据引入到接触塔110中的原始多组分进料流的组成而变化。如图1中所示，可以在塔底产物分离单元131中对管线116中的塔底产物流进行进一步处理，所述塔底产物分离单元131可以包括多个独立的部件。在特定的实施方案中，可以使管线116中的塔底产物流通过一个或多个另外的接触塔(例如蒸馏塔)以将该物流依次分离成单个馏分，所述单个馏分各自主要包含塔底产物流的期望组分。使用塔底产物分离单元131进行的分离可以引起至少两个排出流的形成。具体地，物流132可以至少包含二氧化碳，并且物流133可以至少包含含硫材料。

在一些实施方案中，塔底产物分离单元131可以被适配成或被配置成进行克劳斯工艺(Claus process)，其中硫化合物可以被转化成元素硫。在一些实施方案中，塔底产物分离单元131可以被适配成或被配置成进行其中将硫化合物转化成浓硫酸的工艺步骤。在一些实施方案中，塔底产物分离单元131可以被适配成或被配置成进行硫燃烧和烟气脱硫，其中硫化合物被转化成石膏。在一些实施方案中，塔底产物分离单元131可以被适配成或被配置成进行矿物碳酸化储存，其中二氧化碳和硫化氢可以与另外的化合物混合。

使用塔底产物分离单元131进行的分离可以使用其中原始的多组分进料流源102是至少包含甲烷、C₂和更大的烃、气态二氧化碳和硫化氢的酸性天然气流的实例来说明。在这样的实例中，可以设计分离顺序以提供优选地含有少于1％的CO₂含量的硫化氢流并且还提供优选地具有少于2ppm的硫化氢含量的烃流(例如含有C₃或更大的烃)。在下文中参考图2和图3进一步论述该实例。

参考图2，可以将酸性天然气通过管线205从酸性天然气源202注入到第一接触塔210中，并且将来自溶剂源201的含有液态二氧化碳的溶剂通过管线203注入到第一接触塔中。第一接触塔210可以被表征为脱甲烷塔接触塔，这是因为离开第一接触塔的管线211中的塔顶蒸气流可以主要包含甲烷(即可以含有酸性天然气中存在的大部分甲烷)。在图2的系统中，塔顶蒸气流处理单元221可以是被配置成提供在管线225中离开的非渗透物流的单级膜式分离器或多级膜式分离器。源自于酸性天然气的非渗透物流可以基本上完全包含甲烷而具有较低的气态二氧化碳含量并且优选地基本上没有硫化氢(例如按摩尔计少于2ppm的硫化氢)。管线225中的非渗透物产物气流优选地具有按摩尔计约5％或更少、约4％或更少、约3％或更少或约2％或更少的气态二氧化碳含量。塔顶蒸气流处理单元221还可以被配置成提供管线223中的渗透物流，该渗透物流主要或基本上完全由二氧化碳形成并且优选地含有少于2ppm的硫化氢。管线223中的二氧化碳渗透物流的至少一部分作为管线224中的二氧化碳产物流从系统中抽出。任选地，可以将二氧化碳渗透物流的一部分在二氧化碳补充进料管线228中再循环到溶剂管线203中。

在包括多个部件的塔底产物分离单元中对管线216中的塔底产物流进行进一步处理。管线216中的塔底产物流可以包含酸性天然气中存在的任何硫化氢和C₁至C₅烃的至少一部分。在一些实施方案中，管线216中的塔底产物流可以含有最初存在于天然气中的基本上所有的任何C₃或更大的烃、基本上所有的硫化氢以及变化量的C₂(乙烷)和二氧化碳。在所示的实施方案中，首先将管线216中的塔底产物流通入第二接触塔231中，所述第二接触塔231可以被配置成分离塔底产物流中存在的大部分或基本上所有的乙烷。第二接触塔例如可以被配置成包括再沸器和塔顶冷凝器以在第二接触塔内提供再沸和回流。因此，第二接触塔可以被表征为脱乙烷塔单元。因而，乙烷流可以在管线232中离开第二接触塔231，并且所述乙烷流可以包含没有在管线211中的塔顶蒸气流中离开第一接触塔210的大部分任何二氧化碳。更特别是，第二接触塔231中的分离可以被适配成或被配置成产生塔顶富含二氧化碳的蒸气流，其含有优选地少于2ppm的硫化氢(按摩尔计)、优选地少于100ppm的C₃或更大的烃(按摩尔计)和优选地大于50摩尔％的最初存在于酸性天然气源中的任何乙烷。可以任选地将在管线232中离开第二接触塔231的C₂/CO₂流进一步压缩，然后与管线211中的塔顶蒸气流组合或直接注入到塔顶蒸气流处理单元221中。

根据酸性天然气源的组成和第一接触塔210的特定设计，管线216中的塔底产物流可以包括一定含量的甲烷。例如，在各种实施方案中，按摩尔计，塔底产物流可以包含50％或更少、40％或更少、30％或更少、20％或更少、10％或更少、5％或更少或1％或更少的甲烷。在一些实施方案中，按摩尔计，管线216中的塔底产物流的甲烷含量可以是约500ppm或更少、约100ppm或更少、约10ppm或更少或少于1ppm。在第二接触塔231中可以形成几种共沸混合物，如C₂/CO₂、C₂/H₂S和C₃/H₂S。由于非常期望将最大量的乙烷分离到在管线232中离开第二塔的塔顶产物流中，因此优选地在塔底物中有足够的甲烷含量以通过调节在管线216中进入第二接触塔中的物流的甲烷含量来确保第二接触塔231在塔顶产物流中产生酸性气体源202中至少75％并且优选地大于90％的乙烷。任选地，第一接触塔210可以被适配成或被配置成在塔底产物流中提供少于5摩尔％的甲烷浓度，并且可以将液态二氧化碳流添加到管线216中的塔底产物流中以在管线232中的第二接触塔塔顶流中获得高的乙烷回收率。此外，第二接触塔231可以被适配成或被配置成在管线232中提供塔顶蒸气流，该塔顶蒸气流基本上不含C₃烃和/或C₄烃，即按摩尔计约500ppm或更少、约200ppm或更少、约100ppm或更少。

在一些实施方案中，第二接触塔231可以被适配成或被配置成提高管线232中的塔顶流中的乙烷回收率。例如，第二接触塔231可以包括一个或多个输入以用于接收包含C₄烃和任选的C₃和/或C₅或更大的烃的物流。在一些实施方案中，添加剂流可以主要包含C₄或更大的烃并且可以包含少于5％或少于2％(按摩尔计)的任何C₃烃。如图2中所示，所述烃流可以从管线258中的外部来源提供和/或可以是从系统的另一部件中获取的管线257a中的再循环流(如下文所述)。将高级烃流添加到第二接触塔231中可以用于改善二氧化碳和乙烷与管线216中的塔底液流中存在的含硫材料与C₃和更高级的烃的混合物的分离。因此，管线232中的塔顶蒸气流可以富含乙烷和二氧化碳并且可以基本上不包括硫化氢(例如按摩尔计少于2ppm)。同样，管线233中的塔底液流可以含有进料流内基本上所有的硫化氢以及C₃和更大的烃。

在一个或多个实施方案中，可以将一定含量的二氧化碳添加到在管线216中离开第一接触塔210的塔底产物流中。这样的添加可以是合适的以使得管线216中的塔底产物流的总二氧化碳加甲烷含量足以确保塔底产物流中存在的大于75％并且优选地大于90％的任何乙烷可以作为塔顶蒸气流的一部分从第二蒸馏塔231中分离，所述第二蒸馏塔231可以包括再沸器和/或塔顶冷凝器。特别是，可以根据需要将管线216中的塔底产物流中的二氧化碳含量调节到按摩尔计约2％至约50％、约5％至约45％、约10％至约40％或约20％至约40％的范围内。

液体塔底产物在管线233中离开第二接触塔231并且被供给到第三接触塔241中，所述第三接触塔241可以包括再沸器和/或塔顶冷凝器。在管线233中离开第二接触塔231的液体塔底产物优选地基本上不包括甲烷，即按摩尔计约500ppm或更少、约100ppm或更少、约10ppm或更少或少于1ppm。在一些实施方案中，管线233中的物流可以在约5巴至约50巴、约7巴至约30巴或约10巴至约20巴的压力下。在管线242中离开第三接触塔241的塔顶蒸气流可以包含来自原始的酸性天然气源202的基本上所有(例如按摩尔计至少98％、至少99％、至少99.5％或至少99.9％)的硫化氢。在第三接触塔241中去除硫化氢可以包括向该塔中添加包含C₄和更大的烃的回流物流，所述回流物流可以从外部来源提供或任选地可以从系统的另一部件的出口流获取(如下文所述)。将高级烃流添加到第三接触塔241中允许来自酸性天然气源202的基本上所有的C₃和更大的烃作为基本上不包括硫化氢(例如按摩尔计少于2ppm)的管线243中的塔底液流被输送。在一些实施方案中，管线242中的塔顶蒸气流可以富含二氧化碳，例如包含按摩尔计约0.1％至约20％、约0.5％至约15％或约1％至约10％的二氧化碳。可以将在管线243中离开第三接触塔的塔底产物提供到分离单元251中，所述分离单元251可以基本上充当脱丙烷塔并且可以包括再沸器和/或塔顶冷凝器，并且可以包括例如常规的天然气液分离系统。分离中的处理可以有效地将管线243中的塔底液流分离成各种产物流，如丙烷、丁烷以及轻质C₅和更大的烃(例如石脑油)。可以在管线252中抽出丙烷流，并且可以在管线253中抽出C₄和更大的烃流。如所示，石脑油流(或C₄和更大的烃的其它混合物)的全部或一部分可以作为管线255中的产物流被获取。如果需要的话，可以将管线253中的C₄和更大的烃流的一部分作为再循环流分离到管线257中以提供回流物流的一部分或全部，例如在管线257a中提供到第三接触塔241中和/或在管线257b中提供到第二接触塔中。因此，本发明公开的系统可以在资金成本较低、动力消耗量较低(并且因此操作成本较低)并且二氧化碳向大气中的排放为零的情况下提供从酸性天然气进料流中高效分离硫化氢、二氧化碳和轻质烃流(例如液化石油气(LPG)，其可以主要包含丙烷，主要包含丁烷，或其混合物)。

在一个或多个实施方案中，当从酸性天然气源202开始时，可能期望提供与主要包含甲烷的在管线225中离开的非渗透物流分开的乙烷产物流。所述系统和方法可以基本上如上文已经描述的那样来实现。然而，参考图3，可以处理在管线232中离开第二接触塔231的塔顶蒸气流(其包含乙烷和二氧化碳)以从乙烷和二氧化碳中分离基本上纯的乙烷流。这可以例如通过将管线232中的塔顶蒸气流通入二氧化碳分离单元261中来实现，其中将乙烷和二氧化碳的物流加热到接近环境温度，并且分离出管线232中的物流中存在的按摩尔计至少50％、至少75％或至少90％的二氧化碳。然后，基本上纯的二氧化碳流可以在管线262中离开二氧化碳分离单元261，并且可以将乙烷和高级烃的物流在管线263中通入乙烷分离器271中，所述乙烷分离器271可以包括再沸器和/或塔顶冷凝器，并且可以包括任何常规的乙烷分离系统。所述乙烷分离器可以有效地提供管线272中的乙烷流(其优选地是基本上纯的)和管线273中的C₄和更大的烃的物流，该物流可以与主要包含C₄和更大的烃的管线255中的产物流混合。这在其中酸性天然气源中的乙烷量相对高的实施方案中可以是特别有用的。在一些实施方案中，分离单元261可以是膜式分离单元。此外，分离单元261可以被适配成或被配置成去除在管线232中离开第二蒸馏塔231的塔顶蒸气流中存在的至少80％、至少85％或至少90％的任何二氧化碳。

提高第二接触塔231中的乙烷回收率并且潜在地产生高纯度的乙烷产物流的另一种替代配置可以包括将添加剂流引入到第二接触塔231的塔顶附近的适当位置以破坏塔内的共沸物。如上文所述，这可以使在管线232中离开第二接触塔231的塔顶蒸气流中的乙烷和二氧化碳的回收率达到最大。可以另外地或可选地将添加剂流添加到第三接触塔241中。所述添加剂流优选地是富含C₄烃的烃流，但是也可以含有C₃烃和/或C₅烃或更大的烃。在一些实施方案中，添加剂流可以主要包含C₄或更大的烃并且可以包含少于5％或少于2％(按摩尔计)的任何C₃烃。因此，在管线232中离开第二接触塔的塔顶蒸气流可以在分离二氧化碳之前与在管线211中离开第一接触塔210的塔顶蒸气流混合，或可以被进一步处理以分离乙烷和二氧化碳并且还回收添加剂流。当分离单元261是二氧化碳回收塔，并且将在管线232中离开第二接触塔的塔顶蒸气流引导到配备有再沸器和冷凝器的二氧化碳回收塔时，可以实现后者，其中可以在管线262中从塔顶部分中抽出富含二氧化碳的物流。可以将在管线263中来自二氧化碳回收塔的液体塔底产物引入到配备有再沸器和冷凝器的乙烷分离器271(例如乙烷回收塔)中，其中在管线272中提供富含乙烷的塔顶蒸气流并且在管线273中提供主要含有添加剂流组分的液体塔底物。可以将管线257中的C₄烃和更大的烃流的一部分在管线257c中提供到分离单元261中。可以设置另一个二氧化碳分离单元281以接收主要包含二氧化碳的管线223中的渗透物流。该分离单元281可以被适配成或被配置成提供管线223a中的蒸气流(其可以主要包含甲烷和可变含量的二氧化碳和/或乙烷)，在输入到塔顶蒸气流处理单元221中之前，可以将该蒸气流与管线211中的物流混合。所述分离单元281可以进一步被适配成或被配置成在管线223b中提供液态二氧化碳流。在一些实施方案中，这样的液态二氧化碳可以是基本上纯的。根据需要，管线223b中的液态二氧化碳可以用作溶剂并且通过管线228添加到物流203中和/或可以在管线224中输出。

本文所述的系统和方法可以与需要包括硫物质，特别是硫化氢的气流的净化的任何化学过程集成。溶剂中利用的任何二氧化碳可以源自于多种来源，并且例如可以源自于集成过程内的含二氧化碳流或外部来源。

在一些实施方案中，本文所述的系统和方法可以与其中燃料气体流被诸如硫化氢的硫物质污染的氧气燃料电力循环集成。氧气燃料燃烧的固有性质使得能够容易地从燃料燃烧中分离副产物二氧化碳。如果燃料气体进料被硫物质污染，那么可以使用该二氧化碳副产物来净化该燃料气体进料。本文所述的包含燃料气体的任何一个或多个物流可以用于氧气燃料燃烧系统中。作为非限制性实例，以下任何物流都可以用作燃料流：在管线111/211中离开第一接触塔(110、210)的塔顶蒸气流；在管线123/223中离开单级膜式分离单元(121、221)的渗透物流；在管线223a中离开分离单元281的蒸气流。

在一个或多个实施方案中，可能期望提供具有非常低的二氧化碳含量的产物流。因而，可能有益的是，利用一个或多个另外的接触塔处理塔顶蒸气流(111、211)。例如，参考图1至图3，注入塔顶蒸气流(111、211)的塔顶蒸气流处理单元(121、221)可以是蒸馏塔。更特别是，可以将塔顶蒸气流(111、211)注入到形成塔顶蒸气流处理单元(121、221)的蒸馏塔的基本上中间段中，并且可以将C₄和更大的烃的物流在塔顶蒸气流的注入点上方引入到蒸馏塔中。C₄烃和更大的烃的物流的至少一部分可以是从管线257(或其分支)中获取的物流。如果有益的话，C₄烃和更大的烃的物流的至少一部分可以从外部来源提供。将C₄烃和更大的烃引入到蒸馏塔中可以用于基本上抑制塔顶蒸气流(111、211)中存在的二氧化碳的凝固，否则所述凝固预期将在获得大于90摩尔％的甲烷纯度所需的典型温度下发生。例如，在约40巴的压力下，获得具有按摩尔计约50ppm的二氧化碳含量的甲烷所需的冷凝器温度是约-88℃。可以选择注入到蒸馏塔中的C₄烃和更大的烃的量以使得将在蒸馏塔和任何相关的冷凝器内的所有点处基本上或完全抑制二氧化碳的凝固。根据这些实施方案，塔底液体产物可以在管线123/223中离开蒸馏塔并且可以主要含有二氧化碳以及引入到塔中的基本上所有的C₄烃和更大的烃。可以任选地降低塔底液体产物的压力并且在另一个二氧化碳分离单元(参见图3中的281)中进行处理，所述二氧化碳分离单元可以是闪蒸塔或第二蒸馏塔。该额外的处理可以提供高纯度的二氧化碳作为塔顶产物(例如在图3的管线223b中)并且回收C₄烃和更大的烃作为塔底液体产物流。可以将从二氧化碳分离单元中回收的C₄烃和更大的烃泵送并且再循环回到系统中。可以任选地将二氧化碳再压缩并且再用作接触塔(110、210)的溶剂和/或输出。因此，管线125/225中的产物流可以包含具有显著低的含硫材料含量(例如按摩尔计少于2ppm)和可调节的二氧化碳含量的产物气体(例如甲烷)，所述二氧化碳含量可以根据需要类似地较低(例如少于500ppm、少于100ppm或少于10ppm)。

在另外的实施方案中，本发明的系统和方法可以提供现有的天然气加工设备的扩展，其中现有的二氧化碳去除系统产生纯二氧化碳副产物流。在此所述的方法可以利用可用的CO₂流并且提高设备的硫去除能力。

在其它实施方案中，本发明的系统和方法可以用于从由煤气化过程产生的合成气中去除硫，并且净化后的合成气可以用于发电或化学生产，如使用整体气化联合循环(IGCC)或Poly-Gen工艺。通常，清洁且纯的二氧化碳可以由具有燃烧前二氧化碳去除的IGCC系统或化学生产系统产生。二氧化碳可以用于去除由煤气化过程产生的粗合成气中的H₂S/COS和其它还原性硫物质。

本发明公开的系统和方法一般可以用于处理被污染的多组分进料流(例如被含硫材料污染)以提供清洁的产物气体和至少包含污染物的物流。可以通过多种方式处理后者物流以提供另外的产物。该进一步处理的非限制性实例提供于下文中。

在一个或多个实施方案中，本公开可以涵盖这样的系统和方法，其中将包括含硫材料的多组分进料流在管线505中注入到硫分离系统500中，该硫分离系统500可以包括如本文另外描述的零件的任何组合，以提供从多组分进料流中分离至少一部分含硫材料。因此，在管线525中提供基本上纯化的气态产物，并且将含硫产物在管线542中提供到硫处理单元590中。硫处理单元中的处理可以通过多种方式进行并且可以被适配成或被配置成提供管线591中的基本上纯化的硫产物流、管线592中的溶剂输出流和管线593中的溶剂再循环流。

在一个或多个实施方案中，本公开可以涵盖这样的系统和方法，其中使包括含硫材料的多组分进料流与包含液态二氧化碳的溶剂接触，并且进行富氧克劳斯工艺中的一个或多个处理步骤以提供基本上清洁的产物气体、元素硫和二氧化碳。在这些实施方案中，可以如本文已经描述的那样处理包括含硫材料的多组分进料流以使得多组分进料流中的含硫材料被液态二氧化碳分离并且作为液体塔底产物被去除并且基本上不含含硫材料的气态产物作为塔顶蒸气流被去除。如图6中所示，将包括含硫材料的多组分进料流在管线605中注入到硫分离系统600中，该硫分离系统600可以包括如本文另外描述的零件的任何组合，以提供从多组分进料流中分离至少一部分含硫材料。因此，在管线625中提供基本上纯化的气态产物，并且将含硫产物在管线642中提供到硫处理单元690中，在该示例性实施方案中，该硫处理单元690是富氧克劳斯单元。将二氧化碳溶剂流在管线693中提供到硫分离系统600中，并且因此，管线642中的含硫产物可以包括一定含量的二氧化碳。富氧克劳斯单元690可以被适配成或被配置成提供按摩尔计大于90％、大于95％或大于99％的硫回收率。为此，可以将管线642中的含硫产物流中存在的期望浓度的含硫材料转化为液态元素硫作为副产物并且在管线691中去除。可以将回收的二氧化碳的一部分液化并且在管线693中再循环到硫分离系统600中。可以将一部分二氧化碳在管线692中输出以进行封存和/或用于EOR和/或用于其它化学过程。由富氧克劳斯单元690产生的热量Q可以用于在电力单元699中进行发电或用于其它化学过程。富氧克劳斯单元690可以被适配成或被配置成根据以下反应将氧气与硫化氢结合以产生元素硫和水：

2H₂S+O₂＝2S+2H₂O+热量。

因此，所述系统和方法可能需要在管线698a中从氧气源698输入氧气并且可以输出热量Q(其可以用于发电)以及元素硫、水和二氧化碳产物(该二氧化碳是从原始塔底液流中存在的该一定含量的二氧化碳中再循环的)。

在一个或多个实施方案中，本公开可以涵盖这样的系统和方法，其中使包括含硫材料的多组分进料流与包含液态二氧化碳的溶剂接触，并且进行氧气燃烧加烟气脱硫。在这些实施方案中，可以如本文已经描述的那样处理包括含硫材料的多组分进料流以使得多组分进料流中的含硫材料被液态二氧化碳分离并且作为液体塔底产物被去除并且基本上不含含硫材料的气态产物作为塔顶蒸气流被去除。如图7中所示，将包括含硫材料的多组分进料流在管线705中注入到硫分离系统700中，该硫分离系统700可以包括如本文另外描述的零件的任何组合，以提供从多组分进料流中分离至少一部分含硫材料。因此，在管线725中提供基本上纯化的气态产物，并且将含硫产物在管线742中提供到氧气硫燃烧器790中。将二氧化碳溶剂流在管线793中提供到硫分离系统700中，并且因此，管线742中的含硫产物可以包括一定含量的二氧化碳。将管线742中的含硫产物和二氧化碳与在管线798a中来自氧气源798的氧气一起送到氧气硫燃烧器790中以将硫物质完全氧化(例如形成SO₂和SO₃)。可以将燃烧烟气(其通常将包含CO₂、H₂O、SO₂和SO₃)在管线790a中送到具有通过管线797a进行的石灰石注入的烟气脱硫单元797中，并且硫可以通过管线797b的石膏以及管线797c中的水的形式从烟气中分离。可以将清洁的二氧化碳的一部分液化并且通过管线792再循环以用于如上文另外所述的用途。由氧气硫燃烧器790产生的热量Q可以用于发电(例如在蒸汽循环发电单元796中)或其它化学过程。

在一个或多个实施方案中，本公开可以涵盖这样的系统和方法，其中使包括含硫材料的多组分进料流与包含液态二氧化碳的溶剂接触，并且进行氧气燃烧加湿法硫酸处理。在这些实施方案中，可以如本文已经描述的那样处理包括含硫材料的多组分进料流以使得多组分进料流中的含硫材料被液态二氧化碳分离并且作为液体塔底产物被去除并且基本上不含含硫材料的气态产物作为塔顶蒸气流被去除。如图8中所示，将包括含硫材料的多组分进料流在管线805中注入到硫分离系统800中，该硫分离系统800可以包括如本文另外描述的零件的任何组合，以提供从多组分进料流中分离至少一部分含硫材料。因此，在管线825中提供基本上纯化的气态产物，并且将含硫产物在管线842中提供到硫酸处理单元890中。将二氧化碳溶剂流在管线893中提供到硫分离系统800中，并且因此，管线842中的含硫产物可以包括一定含量的二氧化碳。然后将含硫产物和二氧化碳送到湿法硫酸处理单元890中，其中它与在管线898a中来自氧气源898的氧气结合以产生管线895中的浓硫酸。硫可以包括浓硫酸的液相形式从气态二氧化碳流中去除。可以将清洁的二氧化碳的一部分液化并且在管线893中再循环和/或输出以用于如上文已经描述的用途。由所述过程产生的热量Q可以用于在电力单元896中进行发电或用于其它化学过程。

在一个或多个实施方案中，本公开可以涵盖这样的系统和方法，其中使包括含硫材料的多组分进料流与包含液态二氧化碳的溶剂接触，并且进行矿物碳酸化处理。在这些实施方案中，可以如本文已经描述的那样处理包括含硫材料的多组分进料流以使得多组分进料流中的含硫材料被液态二氧化碳分离并且作为液体塔底产物被去除并且基本上不含含硫材料的气态产物作为塔顶蒸气流被去除。然后将包含二氧化碳和含硫材料的液体塔底产物的压力升高(例如升高到约120巴)并且送到加热器中。可以通过使产物气体的一部分在氧气或空气燃烧条件下燃烧将加热器维持在约120℃的温度下。可以使经过加热和加压的包括二氧化碳和含硫材料的塔底物流与高品位或低品位的赤铁矿反应。所述反应引起诸如固相磁黄铁矿、白铁矿和/或黄铁矿的化合物的形成。所得的化学物质可以就地处理或用于商业用途。

实施例

在下文中关于图4描述了用于从多组分进料流中分离含硫材料的系统和方法的一个示例性实施方案。该示例性实施方案特别地涉及从酸性天然气流中分离硫化氢。然而，应当了解的是，下文所述的系统中使用的部件和下文所述的方法中使用的工艺步骤可以与如本文另外描述的用于从天然气或其它多组分进料流中分离其它含硫材料的系统和方法的任何组合形式使用(或明确排除在外)。

以下基于示例性天然气流源18来计算用于从酸性天然气流中去除硫化氢、二氧化碳以及C₃烃和更大的烃的具体工艺条件，该天然气流源18包含(按摩尔计)65％的CH₄、6.5％的C₂H₆、3％的C₃H₈、0.46％的nC₄H₁₀、0.54％的iC₄H₁₀、0.4％的C₅H₁₂、0.1％的C₆H₁₄、16％的H₂S和8％的CO₂。将在约30℃的温度和约42巴的压力下并且水蒸气饱和的天然气流源18在热交换器1中冷却到约5℃，从而在管线19中离开。使管线19中的首先冷却的天然气流通过分离器2，并且在管线20中从分离器2中去除冷凝水和残留的可冷凝的重质烃流，同时在管线21中提供饱和进料气流。在干燥剂式干燥器3(例如双床干燥剂式干燥器包装)中将管线21中的饱和进料气流干燥到约-60℃或更低的露点，通过氮气入口管线22a和氮气出口管线22b使用氮气流将该干燥剂式干燥器3进行热再生。

干燥的天然气流在管线27中离开干燥剂式干燥器3以输送到逆流多级气/液接触的第一蒸馏塔10中，该第一蒸馏塔10设置有两个接触器区段(23和24)，其可以是塔盘或规整填充。第一蒸馏塔10设置有再沸器热交换器17，该再沸器热交换器17使管线25中的塔底液流的一部分沸腾，从而在管线26中提供部分气化的出口流，使该出口流返回到第一蒸馏塔10的基部。任选地，再沸器热交换器17中的加热负荷可以通过将管线27中的干燥的粗制天然气进料流的至少一部分作为入口流27a和出口流27b分流到再沸器热交换器中来提供，该出口流27b被重新插入到管线27中。

在进入第一蒸馏塔10中之前，将干燥的天然气进料流27在热交换器7中冷却到约-50℃的温度以在管线28中提供冷却的天然气进料流，其进入在两个分离区段23和24之间第一蒸馏塔。热交换器7还用于冷却管线29中的二氧化碳溶剂流，该二氧化碳溶剂流在约67巴的压力和约30℃的温度下。将二氧化碳溶剂流冷却到约-50℃的温度，并且通过跨过阀30的膨胀将二氧化碳溶剂流的压力降低到约41巴，之后在分离区段23上方在管线31中进入第一蒸馏塔10中。

在第一蒸馏塔10内，来自管线31的向下流动的液体溶剂与来自管线28的向上流动的蒸气接触以在约-56℃的温度下形成塔顶产物气流32，该塔顶产物气流优选地含有最多约2ppm的硫化氢并且更优选地含有少于1ppm的硫化氢。管线25中的塔底液流在管线33中分支以在约-46℃的温度下提供液流，该液流从第一蒸馏塔的基部去除并且含有天然气进料流18中存在的基本上所有的硫化氢以及C₂烃和更大的烃。

可以通过尽可能地降低溶剂流31的温度而不达到其中的二氧化碳的凝固温度来使管线32中的塔顶蒸气流中的二氧化碳含量减到最低限度。可能期望(例如当硫化氢浓度高时)使供给到第一蒸馏塔中的回流液态二氧化碳的量减到最低限度。这可以通过在管线31中从第一蒸馏塔10中酸性天然气进料点上方的一级或两级传质的同时去除热量来实现，以提供制冷来促进硫化氢的冷凝，而不是依靠从二氧化碳回流物流提供的制冷。作为非限制性实例，合适的接触装置是具有两组通道的铝板翅式热交换器。第一组通道容纳在允许从蒸馏级传热的压力下的蒸发的液态二氧化碳流。第二组通道将来自上一级的向下流动的液体和来自下一级的向上流动的气体引入到每一个通道基部处的两相分配器中，以使得混合的蒸气和液体可以向上流入分离器中，该分离器将平衡的气流和液流送回到塔中。

在一些实施方案中，可以通过处理来自第一蒸馏塔10的塔顶蒸气流以去除过量的二氧化碳来实现进入分离单元4中的气流38的二氧化碳含量的显著降低。这可以确保可以使用单级膜式单元来产生含有2％二氧化碳的最终纯化的天然气流41。这是通过以下方式实现的：从膜式二氧化碳分离器4中获取管线40中的二氧化碳渗透物流，将其在压缩机5中压缩，在热交换器6中冷却(以提供管线29中的物流)并且在热交换器7中进一步冷却以提供管线53中的物流，将该物流供给到第三蒸馏塔50中。第三蒸馏塔50配备有再沸器51。用于塔底产物流的管线54分支到管线54a以将塔底产物液体输送到再沸器中，并且液体塔底产物在管线54b中返回到第三蒸馏塔中。热流体入口管线90a和热流体出口管线90b可以将任何合适的加热流输送到再沸器51中。第三蒸馏塔50可以被配置成从离开单级膜式单元4的渗透物流中汽提出大部分的甲烷，从而在约41巴的压力和约-1℃的温度下得到含有甲烷和乙烷的约5摩尔％的混合物的塔底液体产物二氧化碳流54。可以从管线54中的液态二氧化碳流中获取管线80中的净二氧化碳产物流。将在约41巴的压力和约-52℃的温度下在管线55中离开第三蒸馏塔50的塔顶物流在热交换器7中加热到约25℃以在56中离开并且与在管线38中进入二氧化碳分离膜式单元4的气流合并。

用于将进入第一蒸馏塔10的含液态二氧化碳的溶剂流和进料天然气流冷却到所需的温度水平并且将其它物流进行热交换的热交换器7的制冷负荷可以使用闭环制冷回路来提供，该闭环制冷回路优选地利用二氧化碳作为制冷剂。如图4中所示，在约-53℃/6巴和约2℃/36巴的管线41和管线42中的第一蒸发液态CO₂流和第二蒸发液态CO₂流通入热交换器7中并且在管线62和管线63中注入回到制冷系统8中。可以利用任何合适的制冷系统。例如，制冷系统8可以包括再循环压缩机和级间水冷却器。

在管线32中离开第一蒸馏塔10的塔顶蒸气流可以在约41巴的压力下并且具有基本上以下组成(按摩尔计)：80％的CH₄；0.9％的C₂H₆；18.39％的CO₂；和1.0ppm的H₂S。将管线32中的塔顶蒸气流在热交换器7中加热到约25℃以形成管线38中的物流。为了在管线41中的最终天然气产物流中实现期望的低二氧化碳浓度，二氧化碳分离器膜4可以是单级膜式系统或多级膜式系统，如UOP Separex^TM系统。在本实施例中，使用单级二氧化碳膜式单元，这将导致离开膜的渗透物流40中的烃损失相对较高。管线40中的二氧化碳渗透物流可以在约1.1巴的压力下提供并且可以具有以下组成(按摩尔计)：52.2％的CH₄；1.5％的C₂H₆；和46.4％的CO₂。可以将管线40中的渗透物流在压缩机5(其可以是中间冷却的压缩机)中压缩到约67巴并且在冷却器6中冷却到约30℃以提供管线53中的物流，将该物流输送到第三蒸馏塔50中。

来源18中的酸性天然气流优选地至少含有天然气产物流可能需要的量的二氧化碳，例如在2摩尔％的范围内。如上文已经描述的那样，来源18中的酸性天然气流中高于所需产物量的任何额外的二氧化碳可以作为净产物二氧化碳产生。

可以将离开第一蒸馏塔10的管线33中的塔底产物流输送到配备有塔顶冷凝器15和再沸器16的第二蒸馏塔14的中点中。在第二蒸馏塔12的操作中，可能有用的是，诸如利用阀86，将管线33中的进料流的压力降低到约15巴至约45巴的范围的压力以确保分离的硫化氢在气相中并且增加硫化氢相对于烃组分的相对挥发度。在这样的减压范围内操作可以用于提高乙烷和混合物中的其它成分的相对挥发度并且促进乙烷从含硫材料的分离。热流体入口管线92a和热流体出口管线92b可以将任何合适的加热流输送到再沸器16中。第二蒸馏可以被适配成或被配置成在约40巴的压力和约-39℃的温度下在管线34中产生塔顶蒸气流，该塔顶蒸气流含有从管线33中的塔底产物流中分离的基本上所有的二氧化碳以及少于2ppm的硫化氢和少于100ppm的C₃H₈与C₄H₁₀的混合物。第二蒸馏可以被适配成或被配置成在管线35中产生塔底产物液流，该塔底产物液流含有少于2％(摩尔)的二氧化碳。可以通过管线57注入含有轻石脑油(例如主要包括C₄烃至C₆烃)的再循环流来帮助硫化氢流的基本上完全分离，所述注入是注入到用于管线33的物流的入口进料点上方的中间回流点。管线34中的塔顶蒸气流可以具有以下组成(按摩尔计)：60.2％的CH₄；11.7％的C₂H₆；和28.1％的CO₂。管线34中的塔顶蒸气流与在管线55中离开第三蒸馏塔50的塔顶蒸气流合并，然后将其在热交换器7中加热到约25℃，在管线56中离开热交换器7。任选地，在与管线55的物流混合之前，可以将管线34中的塔顶蒸气流在压缩机85中压缩。然后将管线56中的混合塔顶蒸气流添加到管线32中的来自第一蒸馏塔10的塔顶产物流中以在管线38中提供膜入口流。任选地，可以通过以下方式处理含有酸性天然气源流18中约91.7％(摩尔)的乙烷的管线34中的物流以分离乙烷产物：首先使用聚合物膜式单元在约25℃下去除大部分的二氧化碳，继而使用蒸馏塔以从塔基部分离出作为液体产物的基本上纯的乙烷流并且从塔顶分离出CH₄+CO₂产物，将该CH₄+CO₂产物如所述进行再循环。

在管线35中离开第二蒸馏塔14的塔底液体产物流可以具有以下组成(按摩尔计)：1.0％的C₂H₆；34.5％的C₃H₈+C₄H₁₀；63.4％的H₂S；和1.1％的CO₂。管线35中的物流进入配备有塔顶冷凝器11和再沸器13的第四蒸馏塔12的中点。热流体入口管线94a和热流体出口管线94b可以将任何合适的加热流输送到再沸器13中。同样，冷却流体入口管线96a和冷却流体出口管线96b可以将任何合适的冷却流输送到冷凝器11中。第四蒸馏塔可以被适配成或被配置成将管线35中的进料流分离成管线36中的含有基本上所有的硫化氢的塔顶蒸气流和管线37中的含有少于0.1ppm的硫化氢的塔底液态烃流。可以将管线37中的塔底液态烃流的一部分通过再沸器13循环。

在第四蒸馏塔12的操作中，可能有用的是，诸如利用阀39，将管线35中的进料流的压力降低到约10巴至约20巴范围的压力以确保分离的硫化氢在气相中并且增加硫化氢相对于烃组分的相对挥发度。还可能有用的是，将富含C₄烃和更大的烃的烃添加剂流添加到第四蒸馏塔12内冷凝器与进料入口级之间的适当级中。所述烃添加剂流优选地是挥发性相对较低的组分并且可以具有例如以下组成(按摩尔计)：1％的C₃；61.1％的C₄；29.8％的C₅；和8.1％的C₆。烃添加剂流可以充当管线35中的进料流中存在的C₃烃和更大的烃的洗涤溶剂。可以使用任何轻石脑油流；然而，优选的添加剂流将富含C₄烃和C₅烃。

在管线36中在约17巴的压力和约12℃的温度下离开第四蒸馏塔12的塔顶产物蒸气流可以具有以下组成(按摩尔计)：83.6％的H₂S；13.6％的C₂H₆；1.4％的CO₂；和1.4％的C₃H₈+C₄H₁₀。其余的烃组分存在于在管线37中在约118℃的温度下离开第四蒸馏塔12的塔底液体产物流中，将该物流在标准的C₃至C₆回收系统9中进行处理，该C₃至C₆回收系统9还分离出轻石脑油流，将该轻石脑油流在管线38和管线64中再循环到第四蒸馏塔并且在管线57中再循环到第二蒸馏塔14。在一些实施方案中，回收系统9可以包括一个或多个蒸馏塔，其中可以进行C₃烃和更大的烃的分离和分馏以提供期望的烃共混物。如所示，回收系统9特别地可以包括与图3中的分离器251相似的脱丙烷塔，其中可以产生纯化的丙烷流以及C₄烃和更大的烃的物流。特别是，管线66中的塔顶产物流可以包含丙烷以及任选的较少含量的C₄烃和更大的烃(例如至少80摩尔％、至少85摩尔％或至少90摩尔％的丙烷)。管线65中的塔底产物流可以主要包含C₄烃和更大的烃。可以从管线66中抽出上述轻石脑油流作为管线66a以输入到管线38和管线57。

如上文所述，本发明举例说明的系统和方法利用由制冷系统8提供的制冷进行操作，该制冷系统8优选地使用二氧化碳作为工作流体。热交换器7设置有两个液态CO₂制冷流。在本实施例中，第一液态二氧化碳流41在6巴的压力和-53℃的温度下蒸发，并且第二液态二氧化碳流42在37巴的压力和2℃的温度下蒸发。二氧化碳制冷剂的精确蒸发压力可以取决于入口天然气流的组成和压力。与第二蒸馏塔14附连的冷凝器15也可以使用由制冷系统8提供的制冷来冷却。如所示，管线60从管线41分支以将液态二氧化碳制冷剂输送到冷凝器15中，并且管线61中的返回流与管线62合并。在冷凝器11的管线96a和管线96b中通过的冷却剂可以是例如冷却盐水，其也可以为进料天然气热交换器1提供制冷。再沸器16和再沸器13和再沸器17可以例如使用低压蒸汽来加热。在其中环境温度非常高并且冷却水系统不可用的区域中，则可以将空气冷却与基于二氧化碳和/或丙烷系统的闭合循环制冷一起使用。应当注意的是，蒸馏塔10、蒸馏塔14、蒸馏塔12和蒸馏塔50的性能可以基于通过控制所提供的加热负荷和冷却负荷来调节再沸和回流速率。

上述实施例是基于在管线27中在42巴的压力和30℃的温度下8,000Kg mol/hr的干燥的多组分进料流流速进行建模的，其中所述多组分进料流具有以下组成(按摩尔计)：65％的CH₄；6.5％的C₂H₆；3.0％的C₃H₈；1.0％的C₄H₁₀；0.4％的C₅H₁₂；0.1％的C₆H₁₄；8.0％的CO₂；和16.0％的H₂S。所述评价还考虑了在管线41中在40巴的压力和30℃的温度下并且具有以下组成(按摩尔计)的基本上纯的天然气产物的5,596.75Kg mol/hr的流速：92.9％的CH₄；5.1％的C₂H₆；2.0％的CO₂；和1.0ppm的H₂S。所述评价进一步考虑了在管线80中在42巴的压力和25℃的温度下来自单级膜式分离单元，继而在塔50中进行了二氧化碳纯化的净二氧化碳产物的533.2Kg mol/hr的流速，所述二氧化碳流具有以下组成(按摩尔计)：3.1％的CH₄；95.0％的CO₂；和1.9％的C₂H₆。所述评价同样考虑了在17巴的压力和1℃的温度下并且具有以下组成(按摩尔计)的硫产物的1531Kg mol/hr的流速：13.7％的C₂H₆；1.0％的C₃H₈；0.3％的C₄H₁₀；83.6％的H₂S；和1.4％的CO₂。所述评价还进一步考虑了在管线37中具有以下组成(按摩尔计)的液化石油气的1389.1Kg mol/hr的流速：16.9％的C₃H₈；51.6％的C₄H₁₀；24.8％的C₅H₁₂；6.7％的C₆H₁₄；和0.1ppm的H₂S。应当注意的是，进入第二塔和第三塔的添加剂是具有1％的C3、34％的nC4、27％的iC4、30％的C5和8％的C6(按摩尔计)的组成的轻石脑油流，其必须被分离和再循环。

本发明公开的主题的许多修改方案和其它实施方案将由获益于上述说明和相关附图中所呈现的教导的本主题所属领域的技术人员所想到。因此，应当了解的是，本公开不限于本文所述的具体实施方案并且修改方案和其它实施方案意图被包括在所附权利要求的范围内。尽管在本文使用了特定的术语，但是它们仅在一般性和描述性的意义上使用而不是为了限制的目的而使用。

Claims (31)

1.一种用于从多组分进料流中分离含硫材料的方法，所述方法包括：

将包含至少含硫材料和燃料气体的多组分进料流注入到接触塔中；

将包含液态二氧化碳的溶剂流注入到所述接触塔中以使得包含所述液态二氧化碳的所述溶剂流与所述多组分进料流接触；

从所述接触塔中抽出含有来自所述多组分进料流的所述含硫材料的至少一部分的塔底产物流；和

从所述接触塔中抽出含有所述燃料气体的至少一部分的塔顶蒸气流。

2.根据权利要求1所述的方法，所述方法包括将所述多组分进料流和所述溶剂流以空间上分开的布置注入到所述接触塔中以使得所述溶剂流沿向下的方向流动以与所述多组分进料流接触并且所述多组分进料流沿向上的方向流动以与所述溶剂接触。

3.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔是蒸馏塔。

4.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔是逆流接触塔。

5.根据权利要求1所述的方法，其中在所述将所述多组分进料流注入到所述接触塔中之前，所述多组分进料流包含按摩尔计至少2％的量的二氧化碳。

6.根据权利要求1所述的方法，其中所述多组分进料流中的所述含硫材料选自由硫化氢、硫化羰、含硫醇的化合物、二硫化碳、含二硫键的化合物和其组合组成的组。

7.根据权利要求1所述的方法，其中注入到所述接触塔中的所述多组分进料流在约-10℃至约-55℃的温度。

8.根据权利要求1所述的方法，其中注入到所述接触塔中的所述溶剂流在约-10℃至约-55℃的温度。

9.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔是在使得在通过所述接触塔期间所述接触塔中基本上没有任何二氧化碳的一部分固化的条件下操作的。

10.根据权利要求1所述的方法，其中注入到所述接触塔中的所述溶剂流是在使得其中所含的基本上所有的所述二氧化碳处于液态的温度和压力。

11.根据权利要求1所述的方法，其中注入到所述接触塔中的所述溶剂流是在约7巴至约100巴的压力。

12.根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其中在所述注入步骤之前，所述方法还包括使所述多组分进料流和所述溶剂流中的一者或两者相对于从所述接触塔中抽出的所述塔顶蒸气流的至少一部分通过热交换器，从而加热所述塔顶蒸气流并且冷却所述多组分进料流和所述溶剂流中的一者或两者。

13.根据权利要求12所述的方法，其中所述方法还包括在所述热交换器中蒸发一个或多个液体制冷剂流以维持其热平衡。

14.根据权利要求13所述的方法，其中所述一个或多个液体制冷剂流包含液态二氧化碳。

15.根据权利要求1所述的方法，其中从所述接触塔中抽出的所述塔顶蒸气流包含少于2摩尔％的所述含硫材料。

16.根据权利要求15所述的方法，其中从所述接触塔中抽出的所述塔顶蒸气流包含按摩尔计少于2ppm的所述含硫材料。

17.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔是在约7巴至约100巴的压力下操作的。

18.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔被配置用于在存在于所述接触塔中的以下位置处的一级或多级处去除热量，所述位置是比用于所述注入所述多组分进料流的位置高的位置。

19.根据权利要求1所述的方法，其中所述接触塔包括再沸器。

20.根据权利要求19所述的方法，其中在所述注入到所述接触塔中之前，使所述多组分进料流的至少一部分通过所述再沸器。

21.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括使所述塔顶蒸气流通过分离单元，所述分离单元被配置用于去除所述塔顶蒸气流中存在的任何二氧化碳的至少一部分。

22.根据权利要求21所述的方法，其中所述分离单元是膜式分离器，其被配置用于将所述塔顶蒸气流分离成产物燃料气体流和包含至少二氧化碳的渗透物流。

23.根据权利要求22所述的方法，其中所述产物燃料气体流含有按摩尔计少于2ppm的所述含硫材料。

24.根据权利要求22所述的方法，其中所述产物燃料气体流含有少于2摩尔％的二氧化碳。

25.根据权利要求22所述的方法，所述方法还包括在所述将所述溶剂流注入到所述接触塔中之前，将所述二氧化碳的至少一部分从所述渗透物流再循环到所述溶剂流中。

26.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括使所述塔底产物流通过一个或多个蒸馏塔，所述蒸馏塔被配置用于除了分离所述含硫材料之外，还分离出所述塔底产物流中存在的一种或多种另外的组分。

27.根据权利要求1所述的方法，其中所述多组分进料流是酸性天然气。

28.根据权利要求27所述的方法，其中所述塔底产物流含有所述酸性天然气中存在的任何硫化氢和C₁烃至C₅烃的至少一部分。

29.根据权利要求27所述的方法，其中所述塔顶蒸气流含有所述酸性天然气中存在的大部分甲烷。

30.根据权利要求1所述的方法，其中将所述塔顶蒸气流中的所述燃料气体的至少一部分提供到电力生产单元的燃烧室中。

31.一种用于从多组分进料流中分离含硫材料的方法，所述方法包括：

提供在约-10℃至约-55℃的温度的包含至少含硫材料和燃料气体的多组分进料流；

提供在约-10℃至约-55℃的温度和约7巴至约100巴的压力的溶剂，其中大于90摩尔％的所述溶剂呈液体形式；

将所述多组分进料流和所述溶剂注入到接触塔中以使所述溶剂与所述多组分进料流接触；

从所述接触塔中抽出含有来自所述多组分进料流的所述含硫材料的至少一部分的塔底产物流；和

从所述接触塔中抽出含有所述燃料气体的至少一部分的塔顶蒸气流。

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