CN1723073A - 脱除酸性气体的装置和方法 - Google Patents

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Abstract

一种包含真空汽提塔(118)的装置，该真空汽提塔接收贫含硫化氢的物理溶剂(32)，其中基本上无硫化氢的汽提气体(51.52)是由高压闪蒸罐(110)和中压闪蒸罐(112)中的至少一个提供的。预期的构造有利的扩展了用物理溶剂处理包含二氧化碳和硫化氢的酸性气体的应用范围，而且可被用于满足大多数管线4ppm硫化氢的标准要求。

Description

脱除酸性气体的装置和方法
本申请要求2002年12月12日提交的美国临时专利申请60/433,257的权利，该申请在此引用作为参考。
发明领域
本发明领域为从进料气体中脱除酸性气体，尤其是涉及从高二氧化碳和硫化氢浓度的进料气体中脱除酸性气体。
发明背景
从不同气体流中脱除酸性气体，尤其是从天然气中脱除二氧化碳，由于不同气体源中酸性气体含量相对较高或随时间增加而成为越来越重要的工艺。例如，源自阿拉斯加、北美大陆、挪威、东南亚或墨西哥湾的不同天然气含有约20％到约75％范围的二氧化碳。除此之外，不同气田的酸性气体也含有相当大浓度的硫化氢，这些硫化氢一般需要脱除以满足管线质量标准。
例如，在一种常用的酸性气体脱除工艺中，一种化学溶剂(如胺溶剂)被用来脱除酸性气体，其典型地需要在硫装置中额外处理分离出的酸性气体以将再生溶剂中的硫化氢转化为副产物硫。这种酸性气体脱除工艺和硫装置相结合通常是能量密集型以及高成本的。不仅如此，在当今日益萎缩的硫市场如此生产的硫只有很少商业价值，其结果是被处理掉这就进一步为该操作增加花费。
作为替换，膜系统可被用于从气态进料流中物理分离酸性气体。膜系统通常非常适用于对不同气体体积和产品气体标准的处理。而且，膜系统相对紧密且通常无移动部件，因此，使用该系统对海上气体处理来说是特别可行的选择。然而，所有或几乎所有单级膜分离器相对没有选择性，并且因此而生成有相对高甲烷和烃含量的二氧化碳渗透流(其被排出、焚化或用作低BTU的燃料气)。因此，相对高的甲烷和烃的流失常常致使该工艺的使用不理想和不经济。为减少这些损失，可使用带级间再压缩的多级膜分离器。但是，这些系统经常是能量密集型和高成本的。
在另一例子中，使用物理溶剂从进料气中脱除酸性气体，其对于处理有高酸性气体分压气体尤为有利，因为物理溶剂的潜在处理能力随着酸性气体分压的增加而增大(Henry定律)。用物理溶剂时，对特定酸性气体的吸收主要依赖于特定溶剂的使用，而且更进一步依赖于该溶剂的压力和温度。例如，甲醇可被用作低沸点有机物理溶剂，如Herbert等的US2,863,527中所示例的。但是，为维持溶剂于低温温度所需的制冷剂冷却要求相对高，而且该工艺一般表现出比预想吸收更多的甲烷和乙烷，因而再压缩和回收需要大量的能量输入。
典型的物理溶剂工艺在现有技术的图1中有示例，其从概念上讲相对简单并且涉及使用冷的贫溶剂从进料气体中脱除二氧化碳。溶剂通过连续闪蒸到低压而再生，然后闪蒸溶剂被泵送到吸收器，在此使用外部制冷使溶剂被冷却(在富溶剂或者贫溶剂循环中)，在大多数情况下，溶剂再生需要蒸汽或烧燃料的加热器。
物理溶剂工艺一般对大量酸性气体脱除有利(例如被处理气体有1～2％残余酸性气体)。但是，脱除酸性气体，尤其是硫化氢到满足管线气体质量要求的水平通常是困难的。而且，典型的传统工艺要求用加热或蒸汽再生溶剂，这往往是相对来说能量密集的。如溶剂再生不采用加热，目前所知的闪蒸再生工艺将不会生成足够贫的溶剂用于气体处理以满足硫化氢管线标准要求。
因此，尽管现有很多装置和方法可从进料气中脱除酸性气体，但是所有的或几乎所有的装置和方法都有这样或那样的缺点。在其它方面，被处理气体中硫化氢水平通常对于现有标准来说高的无法接受，如果不进一步处理，那么该处理后的气体通常不能满足管线标准。不仅如此，现有工艺倾向于需要大量能量以将酸性气体浓度降低到管线标准并导致烃的显著损失。因此，仍然还存在提供脱除酸性气体的改进方法和装置之必要。
发明简述
本发明针对使用物理溶剂从进料气流中脱除酸性气体的装置和方法，其中溶剂是使用基本上无硫化氢的汽提气体到真空汽提塔而再生为超贫溶剂。
因此，本发明主题的一个特别优选方面是，一种含有真空汽提塔的装置，该汽提塔被构建成从含贫硫化氢的物理溶剂生产超贫物理溶剂。预想的装置将进一步包括向真空汽提塔提供基本上无硫化氢的汽提气体的高压闪蒸容器和/或中压闪蒸容器。
进一步预想的装置包括一种吸收器，其可以以等温梯度或以从顶到底降低的温度梯度操作，并且接收含至少10mol％二氧化碳和至少500ppm硫化氢的进料气体(典型地，至少部分脱水，和/或压力至少1000psig)。对于溶剂中硫化氢含量，通常预期含硫化氢的贫物理溶剂包含至少100ppm硫化氢，超贫物理溶剂含不超过100ppm(最典型为不超过10ppm)硫化氢。基本上无硫化氢的汽提气优选包含至少95mol％的二氧化碳。
在本发明主题更进一步预期的方面，该装置也可包括一种分离器，在该分离器中酸性气体从富溶剂中被分离，因而产生含硫化氢的贫物理溶剂(其中部分酸性气体被压缩并被注入到地层(formation)中)。额外地，真空汽提塔可进一步产生第二酸性气体并与从分离器出来的酸性气体相结合。
因此，生产超贫物理溶剂的方法可包括步骤一：在高压闪蒸容器和中压闪蒸容器的至少一个中从物理溶剂中分离出基本上无硫化氢的汽提气。在另一步骤中，在真空汽提塔中从含硫化氢的贫物理溶剂中汽提硫化氢以形成超贫物理溶剂。对于不同的构造和其它操作参数，也适用如上所述的同样的考虑。
通过下面对本发明优选的实施方案的详细叙述将会使本发明不同的目标、特征、方面和优点变得更明显。
附图简述
图1是用物理溶剂脱除酸性气体的现有技术的示意图
图2是根据本发明主题的脱除酸性气体装置构造的举例示意图。
发明详述
本发明人发现酸性气体，尤其是二氧化碳，可利用这样的构造和方法从含二氧化碳和硫化氢的进料气体中被脱除，在所述构造和方法中，使用来自进料气体的闪蒸气体以便从也被用来脱除二氧化碳的贫物理溶剂中汽提硫化氢。
在特别优选的构造中，预想汽提塔是在真空压力下操作(典型地为约1～10psia)，其中汽提气体由溶剂再生工艺中的高压和中压闪蒸提供。进一步优选的是：高压和中压闪蒸条件以及闪蒸的气体量被优选，以使闪蒸气体包含主要是轻质烃和一些二氧化碳，但基本上无硫化氢(例如不超过1000ppm，典型地为不超过100ppm，更典型地为不超过10ppmv)。因此，应当认识到真空汽提塔能产生去除了硫化氢(例如不超过10ppm)，并适合处理酸性气体到低硫化氢水平的贫溶剂。
在此所用的与吸收器中的物理溶剂联系在一起的术语“等温梯度”意思是指吸收器上部物理溶剂的温度与吸收器中部和下部物理溶剂的温度基本上相同(例如温度的绝对偏差不超过10°F)。同样地，在此所用的术语“从顶到底降低的温度梯度”  意思是指吸收器上部物理溶剂的温度比吸收器中部和下部物理溶剂的温度高。
进一步在此所用的并与塔或吸收器有关的术语“上部”和“下部”应被理解为彼此相对而言的。例如，从塔或吸收器的“上部”放出或加入物流意思是指放出或加入是在一个与从同一塔或吸收器的“下部”区域放出的物流相比而言的一个更高位置(当塔或吸收器在运行时是指相对于地面)。从另一个视角来看，术语“上部”可因此而指的是塔或吸收器的上半部，而术语“下部”可因此而指塔或吸收器的下半部。同样地，在使用术语“中部”之时，应当理解成塔或吸收器的“中部”是“上部”和“下部”的中间位置。但是，当“上部”、“中部”和“下部”被用于指塔或吸收器时，应当理解为该塔可被这些术语严格地划分为三段。
进一步在此所用的，与数值相结合的术语“约”是指数值的绝对偏差小于或等于10％，除非在其它地方另有描述。因此，例如术语“约10mol％”包括9mol％(含9mol％)到11mol％(含11mol％)的范围。
在如图2所述的优选的构造中，一种示范性装置包含一种气体脱水单元101(典型地为TEG或分子筛单元)，其可脱除进料气体1中的水含量到水的露点约-40°F，，以形成干燥气体流2。特别优选被处理的进料气体流2在热交换器102中利用吸收器塔顶流11作制冷剂被进一步冷却(典型地为-10°F到30°F)，以形成冷却的被处理进料气体流5，进料气体流5在分离器103中被分离为液体流3和蒸汽流7。物流3含有大多数C5+组分，其可进一步被回收为能出售的NGL产品。不含C5+组分的物流7与合并的循环流8混合以形成物流9，其进一步在热交换器104中被冷却。在此构造中，热交换器104利用大气减压的富溶剂流28提供冷却，并进一步冷却物流9到典型地-15°F到-45°F，因而形成冷却物流10。如此冷却的物流10从吸收器的下部进入吸收器105。
应当特别理解的是，冷却被处理进料气体流到相对低温度(例如约-15°F到约-45°F)将会维持吸收器的底温在特别低水平(例如约0°F到约-40°F)，这将有利于增加富溶剂的酸性气体载荷，并因此减少溶剂循环、甲烷和/或烃的损失。进一步优选使用副冷却器108以控制和/或维持吸收器105下部的温度在预先确定的吸收温度。在这一构造中，半富溶剂流13(由在吸收器上部吸收酸性气体而产生)是由副冷却器泵106泵送(经由物流14)，并在副冷却器108中用来自水轮机111的闪蒸的富溶剂流21作冷却剂而冷却。如此冷却的半贫溶剂流15，一般为-10°F到-40°F，被返回到吸收器105的下部。进一步特别优选副冷却器108所用的冷却剂是由闪蒸的富溶剂流20(减压的富溶剂流)经由水轮机111而提供的。但是，应当认识到冷却也可由其它不同的制冷剂来提供，合适的制冷剂可以是内部的(即在装置内生产的)或是外部的(例如丙烷制冷)。
因此，合适的副冷却器可优化操作来保持在用以有效吸收酸性气体的最优吸收温度。因此，应当认识到，在此构造中，吸收器的中部优选在比吸收器上部更低的温度下操作，这在当溶剂被负载了酸性气体时尤其理想(溶剂将典型地表现出较低粘度和较低表面张力)。
一旦进料到吸收器，半富溶剂15将进一步从进料气体中吸收二氧化碳，从而形成富溶剂16，其经由一级水轮机107离开吸收器。一级水轮机107将吸收器底部压力典型地减少到进料气体压力的约一半，因此将富溶剂冷却到-5°F到-35°F以形成减压富溶剂流17。应当认识到，在此构造中，水轮机操作了一种有能量效率的设备，因为它通过酸性气体内容物的扩散和闪蒸而产生制冷冷却，同时提供轴功以做功(例如驱动溶剂循环泵)。
富溶剂17，在与酸性气体流41热交换后，被闪蒸到分离器110中，生成一级闪蒸的烃蒸气流19，其被分成循环流47和汽提流48。物流47被循环压缩机124压缩并在吸收器105中被回收，而物流48被降压并被作为物流52加入到真空汽提塔118。至于物流47和48的分流比例，一般优选物流48占总物流19的约5％到约30％。如此闪蒸的溶剂流20在水轮机111中进一步膨胀到压力减少一半，以形成膨胀的富溶剂流21(典型地为-20°F到-40°F)，其可被用来冷却热交换器108中的半富溶剂流14。来自热交换器108中的加热的富溶剂流22，典型地为10°F到-10°F，在分离器112中被分离，产生二级闪蒸的烃蒸气流23，其被分成循环流49和汽提流50。物流49被循环压缩机124压缩并在吸收器105中被回收，而物流50被降压并被作为物流51加入到真空汽提塔118。至于物流49和50的分流比例，一般优选物流50占总物流23的约10％到约50％。源自分离器112的闪蒸的液体流24在膨胀JT阀113中被进一步降压到典型降低压力的一半，因此而冷却富溶剂到5°F到-15°F。如此闪蒸的溶剂25在分离器114中被分离，产生经由循环压缩机124循环的三级闪蒸烃蒸气(三级烃循环流26)。由一级和二级水轮机107和111产生的动力优选用于提供贫溶剂泵119、真空泵120和/或发电所需的部分动力。
从分离器114出来的闪蒸的液体27在膨胀JT阀115中被降压到高于大气压，因此进一步冷却富溶剂到-20°F到-45°F，这在其后可被用来冷却热交换器104中的进料气体。从热交换器104出来的加热的富溶剂29，典型地为0°F到-40°F，然后在大气压下于分离器116中被分离，产生闪蒸酸性气体流30。
常压闪蒸的溶剂31经由JT阀117被膨胀到真空压力(典型地为约1psia到约10psia)以形成物流32，其被进料到真空汽提塔118，生成酸性气体流33和贫溶剂流34。真空汽提塔优选包括分别由闪蒸罐112供应汽提气体51和由闪蒸罐110供应汽提气体52的上部和下部。应当认识到汽提段的数目、汽提气体的来源、和/或汽提气体的用量可根据进料气体组成的不同而变化。而且，当进料气体含相对高含量硫化氢时，可利用来自于分离器114的闪蒸蒸气流26的一部分来增加一个三级汽提段。作为替换，如果进料气体硫化氢浓度相对低，那么汽提气体仅由闪蒸流中的一个供应，一个单汽提段也是可行的。如此生成的超贫溶剂34通过贫溶剂泵119泵送至吸收器压力，以便经由压缩的超贫溶剂流35进行酸性气体吸收。含硫化氢的酸性气体33可随后经由真空泵120被压缩以形成压缩酸性气体流37。
当增加原油采收率或酸性气体注入是特别希望的时，优选预期的构造包括热交换器109，其被用来借助水轮机107出来的减压富溶剂流17冷却酸性气体流41。此外，闪蒸过的酸性气体33在真空泵120中被压缩到大气压，与物流36合并为物流38，并在压缩机121中被进一步压缩。压缩的酸性气体流39通过热交换器122、123和109被冷却到其液体状态(在物流43中)。可能需要一种带有外部制冷(44)的任选的调整冷凝器124，以补充酸性气体冷凝所要求的制冷。然后酸性气体的液体43被泵125泵送到物流46，以便为提高原油采收率提供再注入，其典型地为4000psig。
因此，尤其应当认识到的是，进料气体中二氧化碳内容物将提供用于溶剂冷却，以及通过用水轮机和JT阀膨胀富溶剂使二氧化碳流液化的制冷。进一步应当被理解的是，如果需要附加制冷(例如在相对低进料压力下)，溶剂冷却可如下提供，用循环气体压缩机124压缩到较高压力而提供JT冷却，在热交换器125中冷却且利用JT阀140降压而形成冷却流8，并且被进料到吸收器。尤其合适的备选气体处理装置的构造可被修改以包括根据本发明主题的预期装置，其在我们共同未决的国际专利申请中有描述，该专利序列号为PCT/US02/29810，在2002年9月17日提交，并在此引用作为参考。
关于合适的进料气体，预期无数天然和合成进料气体都是合适的。但是，尤其优选的进料气体包括天然气、尤其是二氧化碳至少约为5mol％，更典型为至少约10mol％，最典型为至少10到75mol％，并且硫化氢含量至少约为50ppm，更典型为至少约500ppm，最典型为至少1％的天然气。因此，特别合适的进料流包括来自油气田如阿拉斯加、挪威、东南亚或墨西哥湾的天然气进料流。同样地，合适进料气体的酸性气体含量(尤其是二氧化碳含量)可不同且主要取决于进料气体的来源。然而，通常优选酸性气体含量至少为约5mol％，更典型为至少约10mol％，最典型为至少20到75mol％。一种典型的进料气体组成如下表1所示：
    组分     摩尔％
    N2     0.88
    CO2     19.14
    H2S     0.01
    C1     72.69
    C2     5.29
    C3     1.40
    IC4     0.22
    NC4     0.26
    IC5     0.02
    NC5     0.01
    C6+     0.08
        表1
而且，也应当认识到预期的进料气体的压力可能变化很大，合适的压力会在大气压和几千psi之间的范围。然而特别优选进料气体压力至少为400psig，更典型的是至少1000psig，尤其更典型的是至少3000psig，最典型的是至少5000psig。不仅如此，虽然一般普遍认为至少部分进料气体的压力决定于油井所含气体的压力，但也应当认识到在适当之处，压力也可通过一种或多种压缩机来增加。
在本发明主题进一步的方面，预期的进料气体在进入吸收器之前优选被干燥和冷却，并且特别优选进料气体的冷却至少部分受一个或多个热交换器中产物气体(即吸收器顶部流)的影响。涉及到冷却程度，一般估计进料气体可被冷却到不同温度。冷却的进料气体流可进料到分离器，在该分离器内进料气体中的至少部分C5+组分可从冷却的进料流脱除，而形成去除部分C5+的脱水的进料气体。
所形成的部分脱水进料气体然后被进一步处理以脱除高级烃类(如C6+)并且在脱水单元可被进一步脱水(现有的所有气体脱水单元都适用)。例如，进一步的脱水可通过用乙二醇或分子筛来实施。进料脱水非常有好处，这是因为吸收过程可以在非常低温度下运行而无冷冻问题。不仅如此，生成的产物气体和二氧化碳是在非常干燥的状态下，由此而取消了产物气体的任何下游脱水并且最小化了烃的冷凝。
因此，应当特别注意到合适的吸收器是在相对高的压力下操作，尤其预期的高压至少为500psi，典型的是至少1000psi，更典型的是至少3000psi，最典型的是至少5000psi。因此，应当认识到设想的吸收器将会在气相超临界区域运行。“在气相超临界区域运行”在这里指吸收器在如下条件下运行：其中至少部分进料气体(如果不是全部进料气体)将会处于超临界状态。而且，通过在气相超临界区域运行吸收过程，通常可避免烃类的冷凝，而这在迄今已有的工艺中通常是一个严重的问题。在进一步预计的情况中，吸收器的类型不必受某种具体构造的限制，所有已知的吸收器构造都适合在这儿使用。但是，特别优选包括填充床或塔盘构造的接触设备。
关于预计的吸收器中所用的溶剂，应当认识到所有的物理溶剂及其混合物都是合适的。现有技术中有无数的物理溶剂，作为示例优选的物理溶剂包括碳酸丙烯酯、磷酸三丁酯、常规的甲基吡咯烷酮、聚乙二醇二甲醚和/或不同的聚乙二醇二烷基醚。可供选择的是，其它溶剂包括改进的叔胺(例如哌嗪)或使用其它的能与物理溶剂有类似性能的溶剂或溶剂混合物。
因此，吸收器将提供去除了酸性气体尤其是去除了二氧化碳的产物气体。而且，应当认识到，由于吸收器接收冷却和脱水的进料气体，产物气体一般会符合所有或几乎所有的通过高压管道输送的市售气体的标准和要求。  尤其应当进一步了解的是，吸收器中形成的富溶剂会以相对高压力离开吸收器底部(例如至少500psi，比较典型的是在1000到3000psi之间)，因此可用于做功(例如产生电能)和/或冷却分离过程的不同物流。
在特别优选的构造中，富溶剂使用一级水轮机减压以产生机械能或电能，减压的富溶剂然后在分离器中被分离成含烃类的一级循环流和一级富溶剂，其随后(任选)可作为冷却液用于制冷二氧化碳流从而提高原油采收率(其中二氧化碳由进料气体产生)。含烃类的一级循环流优选循环到吸收器，而一级富溶剂被二级水轮机进一步减压以再产生机械能或电能。该进一步减压的富溶剂流然后在热交换器中(优选吸收器的副冷却器)用作制冷剂，该制冷剂在吸收器中冷却半富溶剂从而保持想要的吸收器温度。经过热交换器后，该进一步减压的富溶剂流在二级分离器中被分离成二级富溶剂和循环到分离器的二级含烃类循环流。从二级分离器出来的富溶剂流被JT阀进一步减压并随后在三级分离器中被分离成三级富溶剂和循环到分离器的三级含烃类循环流。三级减压富溶剂然后被进一步减压到大气压，产生的制冷被用于冷却进料气体，并维持吸收器在想要的低底温。
由于制冷主要是由减压富溶剂而提供，因此在多数情况下(尤其在高进料压力操作下)不需要专门制冷，但是可通过由循环气体冷却器和JT阀产生的JT冷却而由内部补充制冷，或通过制冷剂用交换器而由外部冷源补充制冷。不仅如此，具体的热交换器序列可根据进料气体、溶剂循环和二氧化碳液化要求的不同而不同。例如，可用一级减压富溶剂代替二氧化碳流来冷却进料气体，用二级减压富溶剂代替副冷却器来冷凝二氧化碳流，以及用三级减压富溶剂冷却器代替在吸收器中的副冷却器。因此，在优选的结构中，贫溶剂是在高温下形成，并具有促进吸收过程流体力学性能的理想热物理性质，而富溶剂是在最可能低的温度下形成，使溶剂的二氧化碳保留容量最大。因此，预期工艺会导致较低溶剂循环、较低甲烷和烃损失以及比现有基于溶剂的酸性气体脱除工艺更低的能量消耗。
富溶剂的闪蒸可以以不同构造实施，一般估计所有现有的结构都适合在此使用。然而，一般优选富溶剂(提供作功和/或冷却之后的)进一步减压，直到足够释放出至少70％(比较典型的为至少90％，最典型为至少95％)溶解的二氧化碳的压力。由此产生的二氧化碳然后在分离器中(一般在常压下和负压下操作)从贫溶剂中分离。尤其应当了解的是，如此生成的二氧化碳流的二氧化碳含量超过90％，比较典型的为至少95％。所以，由此形成的二氧化碳流尤其适合用于提高原油采收率工艺。
本发明主题进一步可被预期的方面是，从分离器中出来的贫溶剂经JT阀进一步被降压并进料到真空分离器中。优选的真空分离器在约1～10psia之间的压力下操作，该压力可由液封真空泵产生。贫溶剂中的残余二氧化碳(一般纯度至少为95％)在真空分离器中被脱除，而且也可用于提高原油采收率或酸性气体注入。然后物理溶剂在深度真空汽提塔中用由闪蒸罐提供的汽提气体再生，并经贫溶剂泵循环回吸收器。在特别优选的构造中，真空分离器利用贫气体(例如部分产物气体)作为汽提气体来生产超贫溶剂。但是，在备选构造中，包括产物气体的不同气体，还有装置内部其它物流的气体甚至氮气或氧气也都是合适的。进一步应当了解到，在该构造中使用真空汽提塔生产出超贫溶剂能将处理的气体处理成CO2浓度一般小于1000ppmv、硫化氢浓度小于4ppm。因此，此处的“超贫溶剂”指的是含有不超过10ppm硫化氢，最典型不超过4ppm硫化氢的溶剂。
因此，预期构造将提供可用于提高原油采收率的高压的达到管线质量的气体和二氧化碳液体流，其中制冷是由富溶剂的连续减压而产生。在特别优选的构造中，预期的酸性气体脱除装置可在无外部制冷的情况下操作，而且在高压下，这种构造将产生制冷作用，其可用来冷凝二氧化碳以进一步用于提高原油采收率。除了为除去来自吸收器的吸收热而提供制冷剂外，连续减压还会使含有甲烷和烃的闪蒸气返回到吸收器，其可在循环过程中被基本上全部回收。不仅如此，从吸收器出来的产物气体和大气压下的减压溶剂用于冷却吸收器的进料气体以维持吸收器底部处于想要的低温范围。因此，预期热交换构造会产生非常接近于等温或者降温曲线的吸收器温度曲线图，其结果是出现可提高塔流体力学性能和吸收效率的有利的物理性质。
在特别优选的构造和进料气体包含天然气的场合，应当理解产物气体含有至少90％，比较典型为至少95％，最典型为99％天然气的进料气体。虽然并不希望被任何理论和假设所束缚，预期产物气体中相对如此高的天然气回收是由提供至少一个，更优选三个含烃类循环流返回到吸收器，和/或由在等温或由顶到底递减的温度梯度下操作而完成的。适合的循环气体压缩机是能够将一级和二级含烃类循环气体流压缩到等于或相当于冷却和脱水过的进料气体压力的所有压缩机。与此类似，可设想贫溶剂泵将为引进贫溶剂到吸收器而提供合适的溶剂压力。
因此，与使用胺、其它物理溶剂或膜的传统的高二氧化碳分压的CO2脱除工艺相比，可预期到根据本发明主题的构造会极大地减少总能量消耗和资本花费。不仅如此，该预期的构造和工艺一般将不再需要外部热源或制冷，因此可进一步降低能耗。更进一步说，提高原油采收率工程将会频繁地遇到进料气体中CO2浓度增加，一般从10％增高到高达60％。预期的构造和工艺能够以基本上相同的溶剂循环而适应这些改变。
预期构造进一步的优势是该工艺通常为非腐蚀工艺，这是由于操作是在低温下以及物理溶剂中不含水的缘故。与此相反，传统的脱除二氧化碳的胺装置通常操作和维持比较复杂，这是因为这些工艺易于腐蚀且在操作期间经常需要消泡和抗腐蚀喷射。进一步说，与胺工艺不同，所设想的物理溶剂工艺的另一个优点是溶剂循环速率对CO2分压增加不敏感，因为CO2在富溶剂中的载荷仅仅随着进料气体中CO2浓度的增加而增加。在胺工艺设计中，胺的循环速率需要随着CO2浓度的增加而线性增加。
与现有的胺处理工艺相比，所设想的物理溶剂工艺还有另一个优点，就是其简单性和抗冷冻性，因此需要更少支持性装置区外设施和应用系统，如蒸汽锅炉。例如，所设想的装置操作高二氧化碳进料气体可能就不需要任何冷却，因为从富溶剂中闪蒸二氧化碳将提供必要的冷却和再生。本发明人进一步预计运行装置时用汽提气体辅助的真空再生就能使残余二氧化碳和硫化氢含量在非常低的水平。
因此，预期的装置将包括接受贫含硫化氢的物理溶剂的真空汽提塔，在其中基本上无硫化氢的汽提气体是由高压闪蒸罐或中压闪蒸罐中的至少一个提供。在此所用的术语“贫含硫化氢的物理溶剂”是指物理溶剂里至少部分酸性气体(典型地为二氧化碳)已经在闪蒸过程被脱除的物理溶剂，并且其含有至少100ppm硫化氢，更典型的为至少200ppm硫化氢。进一步在此说明，术语“基本上无硫化氢的汽提气体”是指含有少于1000ppm，更典型的为小于10ppm硫化氢的汽提气体。应当进一步认识到当装置构造仅使用一个闪蒸罐时，该闪蒸罐可作为高压闪蒸罐或中压闪蒸罐操作。
在特别优选的构造中，贫含硫化氢的物理溶剂包含至少100ppm硫化氢，并且真空汽提塔从贫含硫化氢的物理溶剂中生成包含小于100ppm硫化氢的超贫溶剂，最优选包含小于10ppm硫化氢的超贫溶剂。尽管所有的物理溶剂(和满足Henry定律的非物理溶剂)一般可预期都适合在此使用，但特别优选的物理溶剂包括FLUOR SOLVENTTM(碳酸丙烯酯)、NMP(常规的甲基吡咯烷酮)、SELEXOLTM(聚乙二醇二甲醚)和TMP(磷酸三丁酯)。
关于汽提气体，一般预期高压闪蒸罐和/或中压闪蒸罐是在罐内将产生基本上无硫化氢(即含小于1000ppm，更典型含有小于10ppm硫化氢)的蒸气部分的温度和/或压力下操作。因此，在多数装置中，基本上无硫化氢的汽提气体含有至少95mol％的二氧化碳。进一步仍然应被理解的是，为进行螯合和/或提高原油采收率的目的，分离的酸性气体被再注入到地层中是有利的。因此，合适的装置可包含分离器，在其中酸性气体被从富溶剂中分离，由此而生成贫含硫化氢的物理溶剂，并且其中部分酸被压缩和注入到地层中，同时其中真空汽提塔进一步产生与分离器出来的酸性气体相结合的二级酸性气体。
由此，在此公开了提高酸性气体脱除的构造和方法的具体实施方案和应用。但是，明显地，对本领域技术人员来说，除那些已经公开的技术之外的许多变化都可能并未超出此处的本发明概念。因此，除附录的权利要求外，本发明专题不受到限制。而且，在理解说明书和权利要求时，所有的术语都应当在与上下文一致的情况下尽可能的被理解成最广泛的含义。具体而言，“含有”和“包含”这两个词应当指代元素、成分或步骤时应以非限定的方式去理解，表明所指代的元素、成分或步骤可以被存在，或者利用，或者与其它的并未在此特意指代的元素、成分或步骤相结合。

Claims (16)

1.一种装置，包含：
被构建成由贫含硫化氢的物理溶剂生产超贫物理溶剂的真空汽提塔；和
高压闪蒸罐和中压闪蒸罐中的至少一个，其与上述真空汽提塔相连，其中该高压闪蒸罐和中压闪蒸罐中的至少一个为上述真空汽提塔提供基本上无硫化氢的汽提气体。
2.权利要求1的装置，进一步包含接收超贫物理溶剂的吸收器，该吸收器被构建成在等温梯度或由顶到底递减的温度梯度下操作。
3.根据权利要求2的装置，其中吸收器接收含至少10mol％二氧化碳和至少500ppm硫化氢的进料气体。
4.根据权利要求3的装置，其中进料气体压力至少为1000psig。
5.根据权利要求4的装置，其中进料气体被至少部分脱水，并且其中至少部分脱水的进料气体进一步被富溶剂冷却。
6.根据权利要求1的装置，其中贫含硫化氢的物理溶剂含有至少100ppm硫化氢，并且其中超贫物理溶剂含有小于100ppm硫化氢。
7.根据权利要求6的装置，其中超贫物理溶剂含有小于10ppm硫化氢。
8.根据权利要求1的装置，其中贫含硫化氢的物理溶剂选自碳酸丙烯酯、n-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇二甲醚和磷酸三丁酯。
9.根据权利要求1的装置，其中基本无硫化氢的汽提气体含有至少95mol％二氧化碳。
10.权利要求1的装置，进一步包含分离器，在其中酸性气体被从富溶剂中分离，因而产生贫含硫化氢的物理溶剂，并且其中部分酸性气体被压缩并被注入地层。
11.根据权利要求10的装置，其中真空汽提塔进一步产生与分离器出来的酸性气体结合的二级酸性气体。
12.生产超贫物理溶剂的方法，包括：
在高压闪蒸罐和中压闪蒸罐中的至少一个里从物理溶剂中分离出基本无硫化氢的汽提气体；和
在真空汽提塔中从贫含硫化氢的物理溶剂中汽提硫化氢以形成超贫物理溶剂。
13.权利要求12的方法，进一步包含将超贫物理溶剂进料到吸收器，并且在等温梯度或由顶到底递减的温度梯度下操作该吸收器的步骤。
14.权利要求13的方法，进一步包含将进料气体在至少1000psig压力下进料到吸收器的步骤，其中进料气体含有至少10mol％二氧化碳和至少500ppm硫化氢。
15.根据权利要求12的方法，其中贫含硫化氢的物理溶剂选自碳酸丙烯酯、n-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇二甲醚和磷酸三丁酯。
16.根据权利要求12的方法，其中基本无硫化氢的汽提气体含有至少95mol％二氧化碳。
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