CN1668364A

CN1668364A - 除去酸性气体的结构和方法

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Publication number: CN1668364A
Application number: CNA028296133A
Authority: CN
Inventors: J·麦
Original assignee: Fluor Corp
Current assignee: Fluor Corp
Priority date: 2002-09-17
Filing date: 2002-09-17
Publication date: 2005-09-14
Anticipated expiration: 2022-09-17
Also published as: CA2498195A1; ATE473796T1; US7424808B2; EP1539329A1; CN1331563C; CA2498195C; EP1539329B1; AU2002325051A1; DE60237046D1; JP4673624B2; JP2005538841A; WO2004026441A1; AU2002325051B2; US20060110300A1; EP1539329A4

Abstract

一种设备，包括接收压力至少为400psig以及含有至少5mol％二氧化碳的原料气(10)的吸收器(105)，其中吸收器(105)可以在等温或从顶部－底部递减的热量梯度下进行操作，其中吸收器(105)采用物理溶剂，至少从原料气(10)中部分除去酸性气体。通过富溶剂(21)在吸收器(105)中产生膨胀，这种结构有利地提供了冷却(108)，其中生成的并被再循环到吸收器(105)的半富溶剂(13)和原料气(10)两者都通过富溶剂(21)膨胀冷却。

Description

除去酸性气体的结构和方法

技术领域

本发明涉及从原料气中除去酸性气体，特别涉及从二氧化碳含量高的原气中除去酸性气体。

背景技术

由于各种气源中酸性气体的含量相对高，或者其随着时间增加，从各种气流中除去酸性气体，特别是从天然气流中除去二氧化碳变成一个日益重要的步骤。例如相对大的天然气源(例如阿拉斯加，北美大陆，挪威，东南亚，或者墨西哥湾)含有20％至75％范围的高浓度的二氧化碳。此外，当采用增大油回采量(EOR)时，天然气中的二氧化碳浓度随着时间增加达到显著的浓度，典型地需要处理气体至少除去部分二氧化碳。

目前美国生产的超过一半的天然气需要最低限度的处理以满足管道要求，这些处理经常包括乙二醇脱水以及除去碳氢化合物。通常由于经济和/或技术考虑，二氧化碳含量高的未处理的气体通常被废弃。

其它困难中，除去杂质(主要是水，硫化氢，和/或二氧化碳)通常需要通过管道传送处理过的天然气，这显著增加生产成本。进一步，很多已知的除去酸性气体的方法也除去一部分甲烷和其它碳氢化合物(损失小于大约2％碳氢化合物通常是可以接受的，如果产物气体价值很高或者通过其它优势可以弥补，5-10％的损失可以接受，当超过10％通常不能被接受)。更进一步，除去的二氧化碳典型地要被再压缩回到高压形式，减少对环境的影响，对于增大石油回采量，由于其能量密集而在经济上没有吸引力。

为了至少克服与除去酸性气体相关的一些不利条件，发展了很多方法，可以分为不同的类别，其中选择适当的气体处理将主要取决于气体组成，设备大小和位置以及其它变量。

例如，在一类中使用一个或几个膜物理地从原料气流中分离酸性气体，其中---种典型的膜系统包括预处理平台(skid)和一系列膜组件。膜系统经常能很好地适用于处理各种气体量和产物气体要求。进一步，膜系统相对紧凑，通常不需要移动部件，从而使得膜系统对于离岸气体处理成为一可行的选择。然而，所有或几乎所有单级膜分离器是相对非选择性地，从而产生甲烷和碳氢化合物的含量相对高的二氧化碳渗透流(其或被排放、烧掉或作为低BTU可燃气体使用)。结果，高甲烷和碳氢化合物损失导致使用该方法不符合要求和不经济。为了降低这些损失，可以采用级间再压缩的多级膜分离器。然而，这样的系统是能量密集和昂贵的。

在另一类中，使用了与酸性气体反应形成酸性气体(典型的非共价)络合物的化学溶剂。方法包括酸性气体和溶剂之间的化学反应，典型用弱无机酸的碱盐净化原煤气(例如授予Benson的美国专利No.3,563,695)，或用有机酸或碱的碱性溶液(例如授予Hutchinson的美国专利No.2,177,068)。化学溶剂系统的一个特别的优势是这种系统典型地比较少吸收甲烷。进一步，化学溶剂系统经常产生含有很少酸性气体的产物气体。

然而由于使用化学溶剂系统至少在一些方面(见上面)有利，很多困难经常是固有的。例如，一旦化学溶剂用尽，酸性气体被闪蒸，使用热再生溶剂，这样大量增加了除去酸性气体的费用。此外，使用化学溶剂的气体处理设备的机械装置经常由于腐蚀或起泡问题产生故障。更进一步地，化学溶剂系统典型地包括塔、加热器、空气冷却器、泵等，所有这些需要经常的质量检查和维护，使操作可靠性变成这种系统可能最弱的特征。而化学溶剂系统的另一个缺点在于产物气体和二氧化碳流典型地必需要进一步干燥以符合管道的要求。然而，用于吸收渐增的酸性气体所需的化学溶剂量通常与酸性气体量成比例增加，因此当原料气中的酸性气体含量随着时间增加，使得使用化学溶剂难以解决。

在另一类中，采用物理溶剂从原料气中除去酸性气体，由于物理溶剂潜在的处理能力随着酸性气体分压增加(Henry定律)，这对具有高酸性气体分压的气体处理特别有利。使用物理溶剂，特定的酸性气体的吸收主要取决于采用的特定溶剂，进一步取决于溶剂的压力和温度。例如，可以使用甲醇作为低沸点有机物理溶剂，如授予Herbert等的美国专利No.2,863,527中示例。然而，保持溶剂处于低温的制冷需要的条件比较高，该方法吸收甲烷和乙烷经常比理想的多，从而迫使输入更多的能量用于再压缩和回收。

或者，可以在室温或稍低于室温操作物理溶剂，包括碳酸丙二酯，如授予Kohl等人的美国专利No.2,926,751中描述，以及使用那些N-甲基吡咯烷酮或乙二醇酯，如授予Hochgesand等人的美国专利No.3,505,784中描述。此外已知的方法中，物理溶剂也可以包括聚乙二醇，特别是二甲氧四甘醇的酯，如授予Porter等人的美国专利No.2,649,166中显示，或者N-取代吗啉，如授予Preusser等人的美国专利No.3,773,896中显示。尽管使用物理溶剂至少避免了与化学溶剂或膜相关的一些问题，但是产生了各种新的困难。在其它事情中，多数已知的溶剂方法缺少足够的热交换整体机构，经常需要大量制冷和/或大量溶剂循环，有时需要用于溶剂再生的热量。大多数或几乎大多数已知的物理溶剂方法，由于大量溶剂循环，甲烷和碳氢化合物的共吸收比较高。

进一步，由于需要产物气体中含有相对少的二氧化碳，各种物理溶剂方法需要用于溶剂再生的蒸汽或外部热能。一种典型的物理溶剂方法在现有技术图1中示例，其概念相对简单，采用冷贫溶剂从原料气中除去二氧化碳。通过连续的闪蒸进行溶剂再生，降低压力，然后闪蒸溶剂被泵送到吸收器中，其中，采用外部制冷冷却溶剂(或在富溶剂或贫溶剂循环中)。在多数情况下，需要用于溶剂再生的蒸汽或燃烧燃料的加热器。

在这些方法中，由于二氧化碳被溶剂吸收，二氧化碳溶液的热能增加了溶剂的温度，得到横切吸收器从顶部-底部的温度渐增曲线。结果，物理吸收的一个限制在于相对高的吸收器底部温度，这限制了溶剂吸收二氧化碳的能力。为了克服与限制的吸收能力相关的问题，可以增加溶剂循环率。然而，增加溶剂循环大大增加了冷却费用和用于泵送溶剂的能量消耗。更糟的是，已知溶剂方法的高溶剂循环将导致甲烷和碳氢化合物损失增加(由于共吸收)。而已知物理溶剂方法中另一不理想的方面是由于进入吸收器顶部的冷贫溶剂温度产生的难以解决的热量和质量传递：在已知方法中需要相对冷贫溶剂减少溶剂循环，由于溶剂的表面张力和粘度增加，最终导致液压问题，进一步降低贫溶剂的温度是不理想的。

然而，在所有或几乎所有已知的使用溶剂除去酸性气体的方法中，酸性气体在再生器中在低于或基本上在常压下被除去。结果，特别是二氧化碳后来被用于EOR，分离的二氧化碳必须被再压缩至相当大的压力，这进一步增加了工艺成本。因此，尽管已知各种结构和方法用于从原料气中除去酸性气体，它们中所有或几乎所有面临一个或几个不利条件。因此，仍需要提供改进的除去酸性气体的结构和方法。

发明简述

本发明涉及方法和设备的结构，包括接收含有至少5mol％二氧化碳、压力至少为400psig的原料气的吸收器，其中在等温或顶部.底部递减的热量梯度下操作吸收器，并且其中吸收器采用物理溶剂来从原料气中至少部分除去酸性气体。

优选设备中的吸收器产生半富溶剂和富溶剂，其中通过至少部分膨胀的富溶剂冷却该半富溶剂。进一步预期优选的吸收器产生至少进行两步膨胀的富溶剂，其中第一步的膨胀产生功(work)，其中另一步的膨胀为吸收器产生的半富溶剂和二氧化碳产品中的至少一个提供冷却。在优选吸收器的另一方面中，吸收器产生至少进行三步膨胀的富溶剂，其中至少三步的膨胀分别产生至少三个再循环流，其中这至少三个再循环流(其可以进一步被压缩形成压缩再循环流，其中由压缩再循环流的Joule-Thomson冷却提供进一步制冷)被送入吸收器中。进一步预期在底部温度为大约-25°F至大约-45°F时操作吸收器，产生能膨胀为二氧化碳产品提供制冷作用的富溶剂。

因此，预期的吸收器可以接收至少含有5mol％酸性气体、压力至少为400psig的天然气，包括在吸收器中至少吸收部分酸性气体形成半富溶剂的物理溶剂，其中冷却器流体地结合到吸收器，接收和冷却半富溶剂，提供冷却的半富溶剂返回吸收器，其中冷却的半富溶剂进一步吸收至少一部分酸性气体形成富溶剂，其中通过膨胀富溶剂至少部分冷却天然气和半富溶剂。

下面发明优选实施例的详细描述连同附图一起，使本发明的各目的、特征、方面和优点将更加显而易见。

附图的简要说明

现有技术图1是示意性简图，描述了使用物理溶剂除去酸性气体的示例性的已知结构。

图2是示意性简图，描述了根据发明主题用于除去酸性气体的示例性的设备结构。

图3是另一个示意性简图，描述了用于EOR的除去酸性气体的设备结构，其采用内部制冷，具有额外的二氧化碳液体产品。

图4是进一步的示意性简图，描述了用于EOR的除去酸性气体的设备结构，其采用内部制冷，设置有额外的上游膜分离的和二氧化碳液体产品。

详细说明

发明者已经发现采用结构和方法，可以从含有至少5mol％二氧化碳的原料气中除去酸性气体，特别是二氧化碳，其中吸收器接收至少400psig压力的原料气，其中在等温或顶部-底部递减的热量梯度下操作吸收器，其中吸收器采用物理溶剂来从原料气中至少部分除去酸性气体。

这里使用的术语“等温梯度”指的是吸收器上部的物理溶剂的温度(即，温度的绝对偏差不大于10°F)基本上与吸收器中部和下部的物理溶剂的温度相同。相似的，这里使用的术语“顶部-底部递减的热量梯度”指的是吸收器上部的物理溶剂的温度比吸收器中部和/或下部的物理溶剂的温度高。

此外这里使用的，关于塔或吸收器，术语“上部”和“下部”应该理解为是相对于彼此。例如，从塔或吸收器的“上部”收回或加入气流指的是从比其“下部”区域收回气流高的位置(当操作塔或吸收器时，相对于地面)收回或加入。从另一方面看，术语“上部”因此可以指塔或吸收器的上半部，反之术语“下部”可以指塔或吸收器的下半部。相似的，使用的术语“中部”，理解为塔或吸收器的“中部”是“上部”和“下部”的中间。然而，使用“上部”，“中部”，和“下部”指的是塔或吸收器，不应理解为这种塔被这些术语严格分为三份。

此外这里使用的术语“大约”，当它与数值结合使用时，如果没有另外声明指的是该数值小于或等于10％的绝对偏差。因此，例如术语“大约10mol％”包括从9mol％(包括)至11mol％(包括)的范围。

在一优选的结构中，如图2所描述，一示例性的设备包括气体预处理单元101，可以包括(1)一个或几个空气冷却器，通过将气体冷却到仅仅高于气体水合温度，典型地为60°F以除去含有的大量水；(2)原料气中的C₆+组分的重质碳氢化合物除去单元；(3)气体脱水单元，优选为分子筛单元或乙二醇单元(Drizo)以产生非常低水露点的原料气。在预处理单元101中从原料气流1中除去作为水和重质碳氢化合物流3的水和重质碳氢化合物，形成处理过的原料气流2。

特别优选的是，使用吸收器塔顶流11作为制冷剂，处理过的原料气流2在热交换器103中进一步被冷却到典型地为10°F至40°F，形成冷却处理过的原料气流7，其与组合再循环流8混合形成流9，其进一步在热交换器104中冷却。在该结构中，热交换器104使用常压减压的富溶剂流28提供的制冷，进一步将流9冷却，典型的为-15°F至-45°F，从而形成冷却流10。该冷却流10从吸收器的下部进入吸收器105。应特别注意将处理过的原料气流冷却到相对低的温度(例如，大约-15°F至大约-45°F)使吸收器底部的温度保持在特别低的水平(例如，大约0°F至大约-40°F)，这被用于使富溶剂中二氧化碳的含量达到最大，从而使溶剂循环和甲烷和碳氢化合物损失降低到最小。

进一步优选的是，使用侧冷却器108控制和/或保持吸收器105下部的温度在预定的吸收温度。在这种结构中，半富溶剂流13(通过在吸收器的上部吸收酸性气体产生)通过侧冷却器泵106(流14)被泵送，在使用来自水轮机111的闪蒸富溶剂流21作为制冷剂的热交换器108中被冷却。该冷却半贫溶剂流15，典型地在-10°F至-40°F，返回到吸收器105的下部中。

特别优选的是，由来自水轮机111的闪蒸富溶剂流21(减压富溶剂流)提供用于侧冷却器108的制冷剂。然而，应该意识到各种其它的制冷剂也可以提供冷却，适宜的制冷剂可以是内部(在设备内部制造)的或外部的。例如，用于侧冷却器108的制冷剂也可以通过闪蒸二氧化碳和/或通过膨胀涡轮来提供。或者，特别是当原料气的压力低时，可以通过循环气冷却器125和JT140产生的JT冷却，或通过交换器102中具有外部制冷剂37的外部来源提供和/或补充制冷，特别是当原料气压低时。

应特别注意到，当处理重气时，在循环气冷却器125排出时形成碳氢化合物液流150。当减少气体循环时，回收这些液体产品将增加该方法的经济利益。

因此，设置适宜的侧冷却器将有利地保持用于有效吸收酸性气体的最佳吸收温度。因此，应该意识到在这种结构中，优选在低于吸收器上部温度下操作吸收器的中部，当溶剂含有二氧化碳时(典型地溶剂将显示低粘度和低表面张力)这将特别有利。

然后吸收器中的半富溶剂将进一步从原料气中吸收二氧化碳，从而形成通过第一水轮机107离开吸收器的富溶剂16。第一水轮机107典型地将吸收器底部压力降低至大约为原料气压力的一半，从而将富溶剂冷却到大约-5°F至-35°F，形成减压富溶剂流17。通常认为水轮机是高效能设备，当提供轴功驱动溶剂循环泵时，通过膨胀和闪蒸含有的二氧化碳产生制冷冷却。

富溶剂17被闪蒸到分离器110中，产生第一闪蒸碳氢化合物蒸气(第一碳氢化合物再循环流19)，通过再循环压缩器124和流8回收到吸收器105中。该闪蒸溶剂流20在第二水轮机111中进一步膨胀至减少一半的压力，形成膨胀富溶剂流21(典型地在-20°F至-40°F)，用于在热交换器108中冷却半富溶剂流14。来自热交换器108的热富溶剂，典型地在10°F至-10°F，在分离器112中被分离，产生第二闪蒸碳氢化合物蒸气(第二碳氢化合物再循环流23)，通过再循环压缩机124进行再循环。来自分离器112的闪蒸液流24在膨胀JT阀113中压力进一步降低，典型地减少一半压力，从而冷却富溶剂到5°F至-15°F。该闪蒸溶剂25在分离器114中进行分离，产生第三闪蒸碳氢化合物蒸气(第三碳氢化合物再循环流26)，通过再循环压缩机124进行再循环。第一和第二水轮机107和111产生的能量能用于提供贫溶剂泵119、真空泵120、再循环压缩机124所需的部分能量或用于能量再生。

来自分离器114的闪蒸液体27在膨胀JT阀115中降低压力至超过常压，从而进一步将富溶剂冷却至-20°F至-45°F，其然后被用于在热交换器104中冷却原料气。来自热交换器104的热富溶剂29，典型地在0°F至-40°F，然后在常压下在分离器116中被分离，产生闪蒸二氧化碳流30，其被排出或用于增大油回采量。为了进一步增加溶剂再生率，流32中的常压闪蒸溶剂31通过JT阀117膨胀至真空压力(典型地为1到10psia)，其将在真空分离器118中进行分离，形成超贫溶剂流34和闪蒸二氧化碳蒸气流33。通过贫溶剂泵119将超贫溶剂34抽至吸收器压力用于吸收二氧化碳，通过压缩超贫溶剂流35进行传递。因此也可以通过真空泵120压缩二氧化碳形成压缩二氧化碳流37。

应该特别意识到这样产生的二氧化碳流将含有超过95mol％的CO₂，这对增大油回采量是适合的。如果需要，通过增加温度和/或减少闪蒸分离器的压力可以产生纯度更高的二氧化碳流。符合管道二氧化碳要求的产物气体典型地含有2％CO₂这可以使用通过进一步降低真空分离器的真空压力形成的超贫溶剂以及使用气提气(通过真空气提)被进一步降低。

特别希望增大油回采量时，可以预期改进根据本发明主题的结构，如图3中所描述，其中相同的数字表示和图2中显示的相同的部件。根据图3的设备机构，额外的热交换器109使用来自水轮机107的降压富溶剂流17来冷却二氧化碳流41。另外，闪蒸二氧化碳蒸气33在真空泵120被压缩至常压，和流36相结合形成流38，仍进一步在压缩机121中被压缩。连续通过热交换器122，123和109，压缩二氧化碳流39被冷却到它的液态(在流43中)。需要具有外部制冷(44)的一任意调整冷凝器124来补充冷凝二氧化碳所需的冷却能效。二氧化碳液体43通过泵125被泵送到流46中用于增大油回采量的再次注入，典型地在4000psig。

或者，特别是原料气压力比较高(例如，高于1000psig)，可以采用上游膜分离单元，如图4中所描述，其中相同的数字表示和图3中相同的部件，在这种结构中，特别优选的是，一个或几个膜分离器102作为大量二氧化碳除去单元在高压下产生典型地含有30％至50％二氧化碳的非渗透流5，典型地含有60％至95％二氧化碳的渗透流4在渗透压力下可以与其它二氧化碳流结合用于增大油回采量。当然，应意识到特定的二氧化碳浓度至少部分取决于使用的特定的膜分离器，进一步取决于溶剂单元和产物气体和二氧化碳流的处理要求。可选择地，或另外地，部分渗透流也可以适用于脱水单元的再生气或气提气。

因此，应特别意识到，通过富溶剂在水轮机和JT阀中的膨胀，原料气中的二氧化碳含量将为溶剂冷却以及二氧化碳流的液化效能提供制冷作用。应进一步意识到如果需要另外的冷却(例如，在比较低的供给压力下)，通过再循环气压缩器124压缩至高压下的JT冷却提供溶剂冷却，在热交换器125中冷却，使用JT阀140降压至吸收器压力。

关于适宜的原料气，考虑很多天然和合成原料气都是适合的。然而，特别优选的原料气包括天然气，特别是含有至少大约5mol％二氧化碳的天然气，更典型地是至少大约10mol％，最典型地是至少10至75mol％，因此特别适宜的原料流包括来自油气田，例如阿拉斯加、挪威、东南亚和墨西哥湾的天然气原料流。相似的，适宜的原料气中的酸性气体含量(特别是二氧化碳含量)可以进行变化，将主要取决于原料气的来源。然而通常优选的，是酸性气体含量为至少大约5mol％，更典型地是大约10mol％，最典型地是至少20至75mol％。下面表1中给出一典型的原料气组合物：

组成	MOL％
组成	MOL％	N₂	0.88
CO₂	19.14	N₂	0.88
CO₂	19.14	H₂S	0.00
C₁	72.69	H₂S	0.00
C₁	72.69	C₂	5.29
C₃	1.40	C₂	5.29
C₃	1.40	IC₄	0.22
NC₄	0.26	IC₄	0.22
NC₄	0.26	IC₅	0.02
NC₅	0.01	IC₅	0.02
NC₅	0.01	C₆	0.08

表1

此外，应意识到预期的原料气的压力可以进行相当大地变化，适宜的压力范围在常压和几千个psig之间。然而，特别优选是原料气具有至少400psig压力，更典型地是至少1000psig，更典型的是至少3000psig，最典型地是至少5000psig。然而，通常考虑到至少部分原料气压力是由井中含有的气体的压力引起，也应意识到适当的情况下，也可以使用一个或几个压缩机增加压力。

在本发明主题更进一步的方面，考虑到在原料气进入吸收器前优选进行冷却，特别优选地是原料气的冷却至少部分受到一个或几个热交换器中的产物气体(例如，吸收器塔顶流)的影响。至于冷却的程度，通常考虑原料气可以被冷却至各种温度。然而，特别优选的是原料流将被冷却至刚刚高于气体水合点的温度。冷却的原料气流然后被送入分离器，其中至少原料气中含有的部分水从冷却原料流中被除去，形成部分脱水原料气。

这样形成的部分脱水原料气然后被进一步处理除去更高的碳氢化合物(例如，C₆ ⁺)，然后仍进一步在脱水单元(所有已知的气体脱水单元都适用)中脱水。例如，可以采用乙二醇或分子筛进行进一步脱水。原料的脱水是特别有利的，因为吸收过程可以在相当低的温度下进行。此外，在非常干燥状态下产生产物气体和二氧化碳能消除产物气体的任何下游脱水。

在更进一步优选的方面，特别是原料气压力和/或二氧化碳含量比较高时，预期可以在膜分离器中进一步分离脱水原料气，产生富含二氧化碳的渗透，其可用于增大油回采量或脱水单元的再生气以及用于下游溶剂吸收的非渗透。然而，当原料气中的二氧化碳含量小于50％，最典型为至少10至45％时，可以不需要使用膜分离器。在使用膜分离器特别优选考虑的结构中，在第一热交换器中，其中由产物气体提供冷却效能(例如吸收器塔顶流)，和第二热交换器中，其中由膨胀的富溶剂进一步提供冷却，冷却干燥的非渗透。膜分离技术对该分离具有吸引力，因为使用高井顶气(wellhead gas)压力作为分离的驱动压力进行处理。传统的膜分离器，例如纤维素乙酸酯膜，为在渗透流中损失甲烷最少地除去二氧化碳提供足够的选择。

因此，应特别意识到适宜的吸收器能在比较高的压力下进行操作，特别预期在至少500psi的高压，典型地至少在1000psi，更典型地在至少3000psi，最典型地是在至少5000psi。因此应意识到预期的吸收器可以在气相超临界区域进行操作。这里使用的“在气相超临界区域操作”指的是如果不是全部原料气，至少在一部分原料气处于超临界状态的条件下操作吸收器。此外，通过在气相超临界区域操作吸收过程，典型地避免了碳氢化合物冷凝，目前这在迄今已知的方法中是一个重要的问题。在更进一步预期的方面中，吸收器的类型不需要限制到特定的结构，于此认为所有已知的吸收器结构在这里都适用，然而，特别优选的接触设备包括填充床或盘结构。

关于预期的吸收器中使用的溶剂，应意识到所有的物理溶剂和它的混合物都是适合的。本领域有很多已知的物理溶剂，示例性的优选物理溶剂包括碳酸丙二酯、磷酸三丁酯、正甲基吡咯烷酮、聚乙二醇二甲醚和/或各种聚乙二醇二烃基醚。或者，可以使用其它溶剂包括具有相似性质的增强叔胺(例如哌嗪)作为物理溶剂。

因此，吸收器将提供减少酸性气体，特别是减少二氧化碳的产物气体。此外，应意识到由于吸收器接收冷却以及脱水的原料气，产物气将典型地符合所有或几乎所有销售气体要求以及通过高压管道运输的要求。应进一步特别意识到在吸收器中形成的富溶剂可以在比较高的压力下离开吸收器底部(例如，至少500psi，更典型地在1000至3000psi之间)，因此，可以被利用提供功(work)(例如，用于产生电能)和/或在分离过程中冷却各种流。

在特别优选的结构中，使用第一水轮机降低富溶剂的压力以产生机械或电能，然后减压的富溶剂在分离器中分离成含碳氢化合物的第一再循环流和第一富溶剂，其随后(任意)在增大油回采量应用中被用作冷却剂来冷却二氧化碳流(其中从原料气中产生二氧化碳)。当使用第二水轮机进一步压缩第一富溶剂从而进一步产生机械或电能时，含有碳氢化合物的第一再循环流优选再循环到吸收器中。然后进一步减压的富溶剂流在热交换器中(优选为吸收器的侧冷却器)用作冷却剂，其在吸收器中冷却半富溶剂，以保持吸收器在理想的温度。当经过热交换器后，然后进一步减压的富溶剂流在第二分离器中被分离成第二富溶剂和被再循环到吸收器中的第二含碳氢化合物的再循环流。从第二分离器中，富溶剂流通过JT阀进一步被降压，然后在第三分离器中分离成第三富溶剂和被再循环到吸收器中的第三含碳氢化合物的再循环流。然后第三减压富溶剂进一步被减压至常压，产生用于冷却原料气、保持吸收器具有理想的底部温度的制冷。

由减压富溶剂提供制冷，在多数情况下不需要补充制冷(特别是在高原料压力下操作中)。如果需要额外的制冷，可以通过再循环气冷却器和JT阀产生的JT冷却内部得到，或来自具有制冷剂的交换器中的外部来源。此外，特定的热交换器顺序可依据原料气、溶剂循环和二氧化碳液化效能要求改变。例如，第一减压富溶剂可以被用于冷却原料气，而不是二氧化碳流，第二减压富溶剂可以被用于冷凝二氧化碳流而不是侧冷却器，第三减压富溶剂冷却剂可以被用于冷却侧冷却器而不是冷却原料气。因此，在优选的结构中，具有理想的热物理性质的贫溶剂在较高的温度下形成，这增强了吸收过程的流体动力学性能，尽可能最低温度的富溶剂能使溶剂含有二氧化碳的容量最大。因此预期的方法将比目前已知的基于溶剂的除去酸性气体的方法产生较低的溶剂循环，较低甲烷和碳氢化合物损失，较低能量消耗。

可以在各种结构中进行富溶剂闪蒸，通常考虑所有已知的结构在这里都适用。然而，典型优选的是，富溶剂(在提供功和/或冷却后)进一步降低压力直至足够释放至少80％(更典型地为至少90％，最典型地为至少95％)溶解二氧化碳为止。然后在分离器中从贫溶剂中分离出这样产生的二氧化碳(典型地在常压和低于常压下操作)。应特别意识到这样产生的二氧化碳流含有超过90％的二氧化碳，更典型地是至少95％。因此这样形成的二氧化碳流特别适合在增大油回采量中使用。

在本发明主题更进一步考虑的方面中，来自分离器的贫溶剂通过JT阀进一步降低压力，被送入真空分离器中，优选的真空分离器在大约1至10psia之间的压力下进行操作，这可以通过液封的真空泵产生。来自贫溶剂的残留的二氧化碳(典型地具有至少95％的纯度)在真空分离器中被除去，也可以在增大油回采量中被使用，如图3和4中所示。然后物理溶剂在气提气辅助的深真空条件下被再生，通过贫溶剂泵被再循环到吸收器中。在特别优选的结构中，真空分离器可以使用贫气(例如，一部分产物气)作为气提气产生超贫溶剂。然而，在可选择的结构中，除了产物气的各种气也是适宜的，包括来自设备中其它流的气体，甚至包括氮气或空气。应进一步意识到，在这种结构中结合气体气提塔使用真空分离器产生非常贫的溶剂，能产生具有典型小于1000ppmv浓度的CO2的处理气。

因此，预期的结构将提供高压的管道品质气体以及二氧化碳液流，其能被用于增大油回采量，其中通过富溶剂的连续降压制冷。在特别优选的结构中，预期的酸性气体除去设备可以在没有外部制冷，以及很高的压力下进行操作，这样的结构将产生制冷，其被用于冷凝二氧化碳以进一步在增大油回采量中使用。除了提供用于除去来自吸收器的吸收热的制冷剂，连续的降压将使含有甲烷和碳氢化合物的闪蒸蒸气返回到吸收器中，其在再循环过程中基本上全部被回收。此外，使用来自吸收器的产物气和常压下的减压溶剂冷却到吸收器中的原料气，以保持吸收器底部理想的低温范围。因此预期热交换结构产生非常接近等温线或递减温度曲线的吸收器温度曲线，这导致了增强塔的流体动力学性能以及吸收效率的有利的物理特性。

在特别优选的结构中，原料气含有天然气，应意识到产物气含有原料气中存在的至少90％，更典型地至少95％，最典型地至少99％的天然气。不希望被任何理论或假设所限制，预期通过提供至少一个，更优选地为三个返回到吸收器中的含有碳氢化合物的再循环流，和/或通过在等温或顶部-底部递减的热量梯度下操作吸收器得到产物气中这样相对较高的天然气回收率。适宜的再循环气体压缩机是所有能将第一和第二含有碳氢化合物的再循环气流压缩至等于或大约为冷却及脱水原料气压力的压缩机。相似的，预期贫溶剂泵将提供适于将贫溶剂引入吸收器的溶剂压力。

因此，与高二氧化碳分压、使用胺或其它物理溶剂或膜的传统二氧化碳除去方法相比，预期根据本发明主题的结构将显著减少整体能量消耗以及资本费用。此外，预期的结构和方法通常不需要外部热源或制冷，从而将一步降低能量消耗。更进一步，增大油回采量方案经常面临原料气中二氧化碳浓度的增加，典型地是从10％增至高达60％。预期的结构和方法能通过基本相同的溶剂循环适应这些改变。

预期的结构的进一步改进在于，由于在低温下操作和物理溶剂中少水，该方法通常是非腐蚀方法。相反，传统的除去二氧化碳的胺单元通常操作和维护更加复杂，这样的方法容易被腐蚀，在操作过程中经常需要注入防沫剂和防腐蚀剂。更进一步，预期的物理溶剂方法的另一改进在于，不象胺方法，溶剂循环率对增加二氧化碳分压不太敏感，因为富溶剂中二氧化碳的含量仅仅随着原料气中二氧化碳浓度增加而增加。在胺单元设计中，胺循环率随着二氧化碳含量增加将呈线性增加。

与已知的胺处理方法相比，预期的物理溶剂方法的另一改进在于，其简单性和抗冻性，因此需要较少的象蒸汽锅炉这样的维持设施和实用系统。例如，预期的操作高二氧化碳含量的原料气结构可以不需要任何冷却效能，由于从富溶剂中闪蒸二氧化碳将提供需要的冷却和再生。发明者进一步预期操作具有真空再生的设备可得到含量非常低的残留二氧化碳。

因此，已经公开了用于增强除去二氧化碳的结构和方法的特定实施例和应用。然而，对本领域技术人员来说是显而易见的是，除了这些已经描述以外的更多改进是可能的，没有背离这里的发明构思。因此本发明主题，除了在下面提出的权利要求的精神之外不应被限制。此外，在用于解释说明书和提出的权利要求时，所有的术语应该以与说明书一致的尽可能最宽的方式解释。特别的，术语“包括”应被解释为指的是非专有方式的元件、组分或步骤，表示引用的元件、组分或步骤可以存在、或利用、或与其它没有被特别提及的元件、组分或步骤结合。

Claims

1.一种设备，包括接收压力至少为400psig、含有至少5mol％二氧化碳的原料气的吸收器，其中可以在等温或从顶部-底部递减的热量梯度下操作吸收器，其中吸收器采用物理溶剂，至少从原料气中部分除去酸性气体。

2.权利要求1的设备，其中吸收器产生半富溶剂和富溶剂，其中通过至少部分膨胀的富溶剂冷却该半富溶剂。

3.权利要求1的设备，其中吸收器产生至少进行两步膨胀的富溶剂，其中一步的膨胀产生功，其中另一步的膨胀为吸收器产生的半富溶剂和二氧化碳产品中的至少一个提供制冷。

4.权利要求1的设备，其中吸收器产生至少进行三步膨胀的富溶剂，其中至少三步的膨胀分别产生至少三个再循环流，并且至少三个再循环流被送入吸收器中。

5.权利要求4的设备，其中至少三个再循环流被压缩形成压缩再循环流，其中由压缩再循环流的Joule-Thomson冷却提供进一步制冷。

6.权利要求1的设备，其中通过至少部分膨胀的富溶剂冷却原料气。

7.权利要求6的设备，其中通过吸收器塔顶产物进一步冷却原料气。

8.权利要求1的设备，其中在大约1psia至10psia之间压力下从物理溶剂中除去至少部分酸性气体。

9.权利要求1的设备，其中原料气具有大约400psig至大约3000psig之间的压力，其中原料气至少部分被脱水。

10.权利要求1的设备，其中原料气中酸性气体的含量在大约10mol％至大约75mol％之间。

11.权利要求1的设备，其中原料气含有天然气。

12.权利要求1的设备，其中在吸收器底部温度为大约-25°F至大约-45°F时操作。

13.权利要求1的设备，其中吸收器产生富溶剂，其膨胀而为二氧化碳产品提供制冷。

14.权利要求1的设备，其中原料气具有至少1000psig的压力，其中使用膜分离器从原料气中至少除去部分酸性气体。

15.一种设备包括：

接收至少含有5mol％酸性气体、压力至少为400psig的天然气的吸收器；

在吸收器中至少吸收一部分酸性气体形成半富溶剂的物理溶剂；

流体地结合到吸收器的冷却器，其接收和冷却半富溶剂，提供冷却的半富溶剂返回吸收器，其中冷却的半富溶剂进一步吸收至少另一部分酸性气体形成富溶剂；以及

其中通过膨胀富溶剂至少部分冷却天然气和半富溶剂。

16.权利要求15的设备，其中冷却天然气和半富溶剂在吸收器中提供等温或顶部-底部递减的热量梯度。

17.权利要求15的设备，其中膨胀富溶剂提供至少一个含碳氢化合物的再循环流，其中至少一个含碳氢化合物的再循环流被送回吸收器。

18.权利要求17的设备，其中该至少一个再循环流被压缩形成压缩再循环流，其中由压缩再循环流的Joule-Thomson冷却提供进一步制冷。

19.权利要求17的设备，其中富溶剂的进一步膨胀至少从溶剂中释放部分酸性气体，其中在大约1psia至大约10psia的压力下进一步的真空气提产生贫溶剂。

20.权利要求15的设备，其中天然气具有至少大约1000psig的压力，其中使用膜分离器至少从天然气中除去部分酸性气体。

21.权利要求1的设备，其中在再循环气冷却器排出时形成碳氢化合物液流，其中当减少一些再循环气时，碳氢化合物液流作为液体产品被回收。

22.权利要求17的设备，其中在再循环气冷却器排出时形成碳氢化合物液流，其中当减少一些再循环气时，碳氢化合物液流作为液体产品被回收。