专利名称：含酸性气体的处理液的再生的利记博彩app
在天然气流、合成气流和炼油厂气流中经常遇到酸性气体。酸性气体也可以由含碳材料(例如煤、天然气或其它碳质燃料)的燃烧生成。通常使用各种化学基处理剂从含有酸性气体，特别是二氧化碳和硫化氢的气流或液流中吸收它们。当这种试剂变得“富含”酸性气体时，去除(也称作吸收)步骤之后通常进行再生(也称作解吸)步骤以便将酸性气体与处理剂的活性化学品分离。
在Arthur Kohl和Richard Nielsen的“Gas Purification”(GulfPublishing Co.，第5版，1997)中可以找到对酸性气体处理用的一般技术以及许多化学吸收剂的综述。
本发明涉及液流处理法的再生和处置步骤，其中收集来自再生步骤的酸性气体，然后进行压缩。通过压缩并注入地下天然气或石油地质岩系(通常枯竭的)中或注入大洋底或海床中来处置分离出的酸性气体以避免大气污染。本发明的一个显著优点在于降低了为达到这种处置方案通常所需的压力而需要的压缩设备的投资。
Neil Bosch在2002年4月5日的第14届Annual Conference ofCanadian Gas Processors Suppliers Association，Calgary，Alberta上提交的论文“Acid Gas Injection-A Decade of Operating History in Canada”中描述了在Alberta通过注入地下储存器而进行的酸性气体处置的现行实践研究。提出了四种事例，其中三种包括酸性气体再生然后压缩。在这三种事例中(它们的图5.1、5.2和5.4)，在80至90千帕(26至28psia)的压力和20至28℃(68至82°F)的温度下从胺再生装置的回流液储器部分回收酸性气体(主要是二氧化碳和硫化氢)。然后将酸性气体压缩并注入地下岩层中，其中压力为2,300至26,900千帕(350至3,900psia)。
Prof.Gary T.Rochelle在2003年5月5-8日的第二届Annual CarbonSequestration Conference，Alexandria，VA上提交的论文“InnovativeStripper Configurations to Reduce the Energy Cost of CO2Capture”中描述了使用水性单乙醇胺(MEA)进行CO2去除、再生和压缩的计算研究。
为了降低酸性气体去除和处置中的总能量消耗，论述了多级压缩机和汽提塔组合装置的各种构造。经显示，排气管在107至117℃(225至242°F)和2至5大气压(30至75psia)之间不等的温度和压力下。还显示了将解吸出的CO2用四或五个阶段进行压缩，并无暗示可以减少对压缩机的使用。
本发明是含有至少一种用于酸性气体的化学吸收剂的水性酸性气体吸收液的再生方法，该吸收液含有经化学吸收的酸性气体，这通常是通过使该液体与含a)硫化氢、b)二氧化碳或c)所述两种气体的气流或液流接触获得的，该再生方法包括1)在压力超过大约50psig但不超过大约300psig的压力容器内从富含酸性气体的吸收液中汽提一种或多种酸性气体，此后2)从该容器中回收富含酸性气体的气流，同时使该气流保持在所述压力下，3)将该气流加入压缩机中，和4)通过压缩来降低所述气流的体积。
在本发明的从水性处理液(该液体包括至少一种经化学吸收的酸性气体和至少一种吸收酸性气体的化学剂)中去除并回收所吸收的酸性气体的方法中，本发明还包括从处理液中再生至少一种此类化学剂，并且在该方法中，再生是在吸热分离步骤中进行的，其中将该处理液分离成a)至少一种富含吸收剂的液相流A和b)至少一种富含酸性气体的气相流B，而且此后将流体B回收并进行压缩改进包括1)在压力超过大约50psig但不超过大约300psig的压力容器内进行所述分离步骤，同时为该液体提供足够的热量以便将气相流B与液相流A分离，和2)随后在所述压力下将流体B加入压缩机入口。
优选在高于大约55psia，更优选高于大约130psia，且优选低于大约200psia，更优选低于大约155psia的压力下进行本发明的方法，以便在将回收的酸性气体在升高的压力下任选地注射以进行环境上可接受的处置之前，获得省去一个或多个压缩阶段的好处，同样优选的是，在酸性气流压缩后，注入大洋底或海床中或注入地下地质岩系中。
酸性气体术语“酸性气体”用于指“酸性”天然气流、合成气流、炼油厂气流或液流、石油层或煤层中遇到的气体或由含碳材料(例如煤、天然气或其它碳质燃料)燃烧生成的气体。这些材料通常含有含硫组分。碳的需氧燃烧尤其生成二氧化碳。最常从酸性气流或液流中去除的气体是二氧化碳(CO2)和硫化氢(H2S)。酸性气体的其它例子包括硫化羰、硫醇和其它硫化物。
处理剂本发明中使用的处理剂是常用于从气流或液流中部分或完全且选择性或非选择性地去除酸性气体的那些处理剂。通常合意并公知的是选择性地去除一种或多种酸性气体，并且在任选的分开的步骤中从相同的流体中去除一种或多种不同的酸性气体。
化学溶剂本发明中用于酸性气体吸收的所谓“化学溶剂”选自通过与气体形成化学盐或络合物来实现其对酸性气体的吸引力的一类化学品。然后通过反向进行这种化学相互作用(最通常是通过减压施加热量进行的)来实现这种“化学溶剂”的再生以及“吸收的”酸性气体的回收。
这种“化学溶剂”的优选类别通常被称作氮基溶剂，特别是伯、仲和叔烷醇胺；伯和仲胺；空间位阻胺；以及严格的空间位阻仲氨基醚醇，如美国专利US 4,405,585中所限定。常用的溶剂的例子为单乙醇胺(MEA)；二乙醇胺(DEA)；二异丙醇胺(DIPA)；N-甲基乙醇胺(MMEA)；三乙醇胺(TEA)；N-甲基二乙醇胺(MDEA)；哌嗪；N-甲基哌嗪(MP)；N-羟乙基哌嗪(HEP)；2-氨基-2-甲基-1-丙醇(AMP)；2-(2-氨基乙氧基)乙醇(也称作二乙二醇胺或DEGA)；2-(2-叔丁基氨基丙氧基)乙醇；2-(2-叔丁基氨基乙氧基)乙醇(TBEE)；2-(2-叔戊基氨基乙氧基)乙醇；2-(2-异丙基氨基丙氧基)乙醇；以及；2-(2-(1-甲基-1-乙基丙基氨基)乙氧基)乙醇。前述溶剂可以单独或结合使用，并可以使用或不使用其它助溶剂，例如下述“物理”溶剂。
酸性气体处理技术领域的技术人员容易确定化学溶剂的用量。通常，化学溶剂的量大约是水性处理液的15至70wt％，并可以根据对每种化学品和每种酸性气体组合物独特的腐蚀性、粘度、降解、烃共吸收、发泡和其它约束条件，以最高实际浓度使用。优选地，它们的用量高于大约20，更优选高于大约40wt％，最高大约70，更优选最高大约60wt％。
在常用于酸性气体处理的氮基化学溶剂中，优选用于本发明的是MEA、DEA、TEA、DIPA、MDEA、哌嗪、MP、HEP、DEGA、AMP和TBEE。更优选的是MEA、DEA、TEA、MDEA、哌嗪、DEGA和TBEE。
其它助溶剂在本发明中可任选使用用于酸性气体的所谓“物理溶剂”(或“助溶剂”)以补充上述化学溶剂的效果。它们选自通过真溶剂/溶质相互作用来实现它们对酸性气体的吸引力的一类化学品。这种处理剂对于所述酸性气体在混合的(也就是化学和物理溶剂)处理液中的溶解度有作用。然后进行这种混合液的再生和“经物理和化学吸收的”酸性气体的回收。
适用的物理“助溶剂”的例子是甲醇；乙二醇和优选更高级的聚氧化烯二醇(例如，二甘醇、三甘醇、四甘醇、五甘醇、六甘醇、七甘醇、八甘醇、九甘醇、十一甘醇等)的C1至C3烷基单-和二醚，特别是它们的二甲醚；环丁砜衍生物(未取代的种类统称为环丁砜)；碳酸丙烯酯；N-取代烷基嘧啶酮，例如，1，3-二甲基-3，4，5，6-四氢-2(1H)-嘧啶酮(DMPU)；N-取代烷基吡咯烷酮，例如，1-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)；吗啉；脂肪酸酰胺，例如乙酰胺、二甲基甲酰胺、二甲基乙酰胺、N-甲酰基吗啉和N-乙酰基吗啉。这些物理助溶剂可以单独或混合地与上述化学溶剂一起使用。根据待处理的酸性气流的性质，技术人员可以适当地选择这些组分的组合方式以及各自的量。
处理设备用于酸性气体吸收的设备具有相对标准的设计，并且是气体处理工艺中公知的。例如，参看上述“Gas Purification”Kohl和Nielsen的第2章。该设备通常包括吸收容器，通常称作“吸收器”。在其中，使用塔板或填料，使含有一种或多种酸性气体的未处理(也就是“酸性”)气流与处理液接触。优选使用逆流接触。
在气体脱硫过程中，吸收操作之后通常进行再生，也称作“解吸”或“汽提”步骤。再生步骤的目的是通过去除溶解和反应的酸性气体组分(其是在吸收阶段通过处理液获得的)来制备再利用的试剂。再生通常在与最初吸收步骤大致相同类型的设备中进行，进行再生的容器构造应能够承受所用的温度和压力。合意地，这种再生容器是钢或其它合适的结构材料制成的管状容器，这些材料能够抵抗酸性气体和处理液组分的腐蚀作用并在所用温度和压力下正常地工作。适当地设定塔板和/或填料以提供紧密的气-液接触。
对于再生容器，已经提出并使用了许多设计。在美国专利4,452,763中显示和描述了一种用于吸收酸性气体然后使处理液再生的简单的装置设计和布置，在USP 4,405,585的
图1中描述了另一种。用合适的结构材料进行改造以承受选定的操作环境，这样就可以使这些装置适用于本发明。在本发明的方法中可以使用其它常用的设计作为再生容器。例如，如果使用再循环管路，可以设定这些管路和连接方式并使其构造成能够承受进行该方法时的操作条件，例如，pH值、流速、温度和压力。
只使用减压(也就是“闪蒸”)以便从处理液中去除酸性气体的设计不适合本发明的实践。这种设计通常不包括热量输入设备，例如再沸器。
处理液根据流体中特定的酸性气体和产物流所需的纯度来配制本发明方法中使用的处理液。常用于从“酸性”气流中化学去除酸性气体的化学剂可以在为所需结果配制的水基化学处理液中使用下。例如，如果需要在存在CO2的情况下选择性去除H2S，可以使用MDEA。或者，可以单独或结合使用MEA、DEA、哌嗪、DIPA之类的其它化学剂从而以各种程度去除H2S、CO2和其它污染物。
对于不同的去除目标，酸性气体吸收领域的技术人员很容易从大量已知的可操作试剂中选择另一化学剂或试剂组合。吸收步骤仅在处理液流中化学剂的性质方面对本发明是重要的，而且其吸收的酸性气体决定了最好使用怎样的操作压力和温度组合以实现所需的处理液再生程度和酸性气体的相应分离。由于所用溶剂和助溶剂的沸点明显高于从中分离出的酸性气体，特定溶剂的选择对本发明的实施几乎没有影响。它们的选择可以主要根据它们各自在该处理过程的最初吸收步骤中的效力进行。只要知道处理液的预定化学组成，酸性气体吸收和再生领域有经验的化学工程师就容易确定操作条件。
再生或解吸步骤如下进行再生步骤将来自吸收装置的富含酸性气体的处理液引导到再生容器入口，优选在垂直塔顶部附近，并使该处理液重力自流进料地向下通过该塔的长度。通过在塔底供应热量，通常在此连接一个“再沸器”，对富含酸性气体的处理液施加热量，由此产生蒸气，通常是水蒸气。蒸气上升通过该汽提塔，携带被解吸的酸性气体到达塔顶。在此通过合适的导管从塔中导出气流。可以对其进行冷凝阶段以便去除酸性气体中残留的低沸点蒸气。这可以通过塔出口附近的冷却套管或再生容器下游的回流冷凝器进行。
在本发明中，再生容器(“汽提塔”)配有一个或多个压力控制设备以调节从处理液中解吸出来并输送到再生塔出口的气体的压力增加。通过使用这种控制设备，使容器出口处的压力升至超过大约50psia，优选超过55psia，更优选超过130psia，但是保持低于大约300psia，优选低于大约200psia，更优选低于大约155psia。通过确定导出管的尺寸，使其能够在流速和热负荷/温度和进行再生常用的其它系统操作条件以及合适的安全限度下，为已知的处理液和酸性气体提供所需的最大压力，从而将操作压力最大值纳入再生容器的设计中。技术人员可以使用标准工程设计计算来确定出口的尺寸。然后使用一个或多个安装在汽提塔的气流出口下游的标准的工艺液流控制阀适当地保持操作压力控制。更通常，在紧随塔出口的冷凝阶段之后的回流存储槽的输出管路中使用该阀。控制阀通常通过压力转换器(transducer)连接到安装在汽提塔出口的压力传感器上。因此，可以通过这种压力控制阀的伺服系统自动保持所需的操作压力。
令人吃惊地，如在具体实施例中更详细地看出，随着压力的增加，与在之前被视为正常操作条件的条件下进行操作时相比，无需输入明显更多的热量就可以保持所需的操作温度。这种之前的条件是10-25psia和大约105-120℃的出口温度(220-250°F)。
回收和处置步骤在从再生容器出口回收之后，将适当添加了补充溶剂或助溶剂的贫(lean)处理液适当地再循环到吸收步骤并再利用。将保持在50至300psia，优选55至200psia的特定压力下的回收的酸性气流从再生容器的出口输送到用于增压的第一阶段压缩机中，然后输送到任何随后的压缩阶段，以降低酸性气体容积并将压力提高至可将其合适地用泵输入永久处置室中或(如果需要)用于其它用途。通常，通过地下处置室或岩层的静水压力或通过要将其用泵输入的洋底/海床的深度确定最终所需压力。在压缩阶段之前，从再生容器中输出的回收的酸性气流中如果有相当大量的残余水和轻质烃(例如丙烷或丁烷)或其它可冷凝气体，通常合意的是对气流进行冷凝步骤以去除这些其它的高沸点可冷凝蒸气，并由此有效地降低压缩器总载荷。
所用的所有百分比都是重量百分比，除非另行说明。实施例A涉及来自上述Bosch论文的四个事例之一。实施例1和2是本发明的具体实施方式
，使用在用于再生的Bosch West Pembina history中的注射条件和液流，但是适用本发明的压力要求。在表1中可以找到3个实施例的工艺条件和总再生能量需求的比较，以及为将处理过的气体注入West Pembina岩层作准备的压缩阶段，并表明可以从所述的整个注射过程中省略一个或多个压缩阶段。
实施例A-对比上述背景技术部分所引用的Bosch论文中作为第四个事例描述的West Pembina酸性气体注射装置的再生和压缩条件被用作对比。将富含酸性气体的43wt％MDEA、57wt％水(无气体基础)处理液(其在180°F下含有0.35摩尔酸性气体/摩尔胺，该酸性气体是从在WestPembina，Alberta处理的天然气流中吸收的)通过错流交换(crossexchange)加热并再生。将所得酸性气体冷却、干燥并使用四阶段压缩和冷却以压缩至大约1065psia。(操作参数见Bosch’s Table 5.4)。
错流交换(也就是，使用再生液中的热量预热解吸步骤入口处的充满酸性气体的处理液)是用标准的贫-富交换器进行的，确定交换器的尺寸以提供35°F“温距(approach)”(也就是，再沸器单元的温度低于汽提塔入口处的温度的差值)。所得交换器负载为5.9MMBTU/小时，且所得汽提塔进料温度为207°F。在配有再沸器、冷凝器和回流液存储器的20个塔板的再生塔中进行再生。再沸器负载为24.8MMBTU/小时，穿过塔板的压降为2psi，穿过回流冷凝器的压降为1psi。按照Bosch，来自回流冷凝器的蒸气相通过分离室(在此去除水和冷凝气体)，然后输送到第一压缩阶段，在此压力从23psia升至50psia。将此蒸气冷却，通过第二分离室，并输送到第二压缩阶段，在此压力从49psia升至129psia。将此蒸气冷却，通过第三分离室，并输送到第三压缩阶段，在此压力从128psia升至390psia。将此蒸气冷却，通过第四分离室，并输送到第四压缩阶段，在此压力从384psia升至1065psia。将最终蒸气冷却成液体形式以便用泵输送到地下岩层中。为了处置312磅-摩尔/小时的酸性气体，一共需要大约787HP的分布在四个压缩阶段中的压缩能量。
实施例1-去除一个压缩阶段以实施例A所述的方式，进行相同的富含酸性气体的处理液的再生，只是将回流液存储器中的压力升至52.4psia。由于穿过回流冷凝器以及20个再生塔板的压降同样为3psi，再沸器压力从实施例A中的29.3psia升至55.4psia。再沸器压力的提高迫使再沸器温度升至大约294°F。由于贫-富交叉交换器“温距”保持35°F不变，而且由于再沸器负载保持在24.8MMBTU/小时不变，贫-富交换器负载从实施例A中的5.9MMBTU/小时升至18MMBTU/小时。在这些条件下，尽管回流温度保持80.6°F不变，但回流冷凝器负载从实施例A中的9.1MMBTU/小时升至大约12MMBTU/小时。
从52.4psia下的回流液存储器中输出的蒸气流通过分离室，并输送到第一压缩阶段，在此压力从49psia升至129psia。将此蒸气冷却，通过第二分离室，并输送到第二压缩阶段，在此压力从128psia升至389psia。将此蒸气冷却，通过第三分离室，并输送到第三压缩阶段，在此压力从384psia升至1065psia。与实施例A中相同，将最终蒸气冷却成液体形式以便用泵输送到地下岩层中。为了处置314磅-摩尔/小时的酸性气体，一共需要大约618HP的分布在三个压缩阶段中的压缩能量。
实施例2-去除两个压缩阶段按照与实施例2(1)中所述相同的方式进行相同处理液的再生。然而，在此实施例中，将回流液储器中的压力升至132psia。由于穿过回流冷凝器以及20个再生塔板的压降同样为3psi，因此再沸器压力从实施例A中的29.3psia升至135psia。再沸器压力的提高迫使再沸器温度升至大约358°F。由于贫-富交叉交换器的“温距”保持35°F不变，而且由于再沸器负载保持在24.8MMBTU/小时不变，贫-富交换器负载从实施例A中的5.9MMBTU/小时升至大约36MMBTU/小时。在这些条件下，尽管回流温度保持80.6°F不变，但回流冷凝器负载从实施例A中的9.1MMBTU/小时升至大约16MMBTU/小时。
从132psia下的回流液储器中输出的蒸气流通过分离室，并输送到第一压缩阶段，在此压力从128psia升至390psia。将此蒸气冷却，通过第二分离室，并输送到第二压缩阶段，在此压力从384psia升至1065psia。与实施例A中相同，将最终蒸气冷却成液体形式以便用泵输送到地下岩层中。为了处置315磅-摩尔/小时的酸性气体，一共需要大约406HP的分布在两个压缩阶段中的压缩能量。
观察上述实施例和表1，表明如上所述操作再生步骤可以用低得多的压缩能量进行相同量的酸性气体的再生、压缩和处置。如果需要，可以通过提高贫-富交换器尺寸来使再沸器负载热量输入大致保持恒定。由于和与压缩有关的资本和操作成本相比，与贫-富交换器有关的资本和操作成本通常较小，使用本发明可以进行更加成本有效的再生和酸性气体处置。
为了产生对比例，再沸器负载在所有例子中都保持在24.8MMBTU/小时不变，并使贫-富交换器的“温距”保持在35°F。然而，对表1的观察表明，冷凝器负载、即再生后“剩余”热量的测量值随回流液存储器压力的提高而提高。令人吃惊地，在较高压力和较高温度下的再生需要较少的能量输入。本领域技术人员进行的常规优化可以通过降低再沸器热量输入(节省操作成本)和/或提高贫-富交换器上35°F的“温距”(通过降低交换器的尺寸来节省成本)来获得进一步的节省。
每一上述实施例的相关操作参数的全部细节概括在下表1中。
表1-再沸器压力对所选装置变量的影响(@恒定再沸器负载，35°F交换器的“温距”)
Pc＝由于对CO2和H2S的高压掺合物的2-相区开始处的估算不同而产生的相变。放弃这些责任，因为该操作的这一方面并不明显影响所呈现的结论。
检查表1，产生下列与去除第一压缩阶段有关的观察结果(实施例2(1)vs.实施例A)●去除第一压缩阶段将总压缩需求从787HP减至618HP，减少了大约21％。
●去除第一压缩阶段要求再沸器压力从29.3升至55.4psia。这又使再沸器温度从255°F升至294°F。
●较高的再沸器温度与35°F温距需求相结合，使交换器负载从5.9升至18MMBTU/小时。
●令人吃惊地，尽管上述温度和压力有很大的变化，如果再沸器负载保持在24.8MMBTU/小时不变，则冷凝器负载从9.1升至12MMBTU/小时。就冷凝器负载反映“剩余”再生热量而言，常规优化就可以获得更低的再沸器负载和/或更小的贫富交换器。
●去除第一压缩阶段还将蒸气相冷却需求降低了大约0.5MMBTU/小时。
检查表1，产生下列与去除第一和第二压缩阶段有关的观察结果(实施例3(2)vs.实施例A)●去除前两个压缩阶段将总压缩需求从787HP减至406HP，减少了大约48％。
●去除前两个压缩阶段要求再沸器压力从29.3升至135psia。这又使再沸器温度从255°F升至358°F。
●较高的再沸器温度与35°F温距需求相结合，使交换器负载从5.9升至36MMBTU/小时。
●如果再沸器负载保持在24.8MMBTU/小时不变，则冷凝器负载从9.1升至16MMBTU/小时。就冷凝器负载反映“剩余”再生热量而言，常规优化就可以获得更低的再沸器负载和/或更小的贫富交换器。
●去除前两个压缩阶段将蒸气相冷却需求降低了大约1.1MMBTU/小时。
权利要求
1.一种从水性处理液中去除并回收被吸收的酸性气体的方法，该处理液包括至少一种经化学吸收的酸性气体和至少一种吸收酸性气体的化学剂，该方法还包括从该处理液中再生至少一种这种化学剂，并且在该方法中，再生是在吸热分离步骤中进行的，其中将该处理液分离成a)至少一种富含吸收剂的液相流A和b)至少一种富含酸性气体的气相流B，而且此后将流体B回收并在压缩设备中进行压缩改进包括1)在压力超过大约50psig但不超过大约300psig的压力容器内进行分离步骤，同时为该液体提供足够的热量以便将气相流B与液相流A分离，和2)随后在所述压力下将流体B加入压缩设备入口。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述的分离步骤压力超过55psia。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述的分离步骤压力超过130psia。
4.根据权利要求1所述的方法，其中在进行分离步骤之后，但在将流体B加入压缩设备入口之前，使流体B通过冷凝器处理，将其冷却至可以使酸性气体通过冷凝器但却足够低以从流体B中去除一种或多种其它可冷凝气体的温度。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述处理液中的至少一种吸收酸性气体的化学剂是含有2至6个碳原子的烷醇胺。
6.根据权利要求1所述的方法，其中所述至少一种吸收酸性气体的化学剂选自乙醇胺；二乙醇胺；二异丙醇胺；三乙醇胺；N-甲基二乙醇胺；哌嗪；N-甲基哌嗪；N-羟乙基哌嗪；2-(2-氨基乙氧基)乙醇；2-(2-叔丁基氨基丙氧基)乙醇或2-氨基-2-甲基-1-丙醇。
7.根据权利要求5或6所述的方法，其中在处理液中包含至少一种用于酸性气体的助溶剂，其选自a)甲醇；或b)甘醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇、五甘醇、六甘醇、七甘醇、八甘醇、九甘醇、十一甘醇的C1-C3烷基单-或二醚；或c)碳酸丙烯酯；1，3-二甲基-3，4，5，6-四氢-2(1H)-嘧啶酮；环丁砜；1-甲基-2-吡咯烷酮；吗啉；N-甲酰基吗啉；或N-乙酰基吗啉。
8.含有至少一种用于酸性气体的氮基化学吸收剂的水性酸性气体吸收液的再生方法，该吸收液含有经化学吸收的酸性气体，包括a)硫化氢、b)二氧化碳或c)所述两种气体，所述方法包括1)在压力超过大约50psig但不超过大约300psig的压力容器内从富含酸性气体的吸收液中汽提酸性气体，此后2)从该容器中回收富含酸性气体的气流，同时使该气流保持在所述压力下，3)将该气流加入压缩机中，和4)此后通过压缩来降低所述气流的体积。
9.根据权利要求8所述的方法，其中在压缩后，通过注入洋底或海床或注入地下室或岩层来处置气流。
10.根据权利要求1或8所述的方法，其中对容器中的液体供应足够的热量以使所述分离步骤在超过280°F并低于400°F的温度下进行。
全文摘要
本发明涉及一种改进的酸性气体再生和注射方法，其中将来自再生炉的分离的酸性气流压缩并注入地下贮存器中，改进包括在超过50psia但不超过300psia的压力下在再生炉内进行酸性气体分离。
文档编号B01D53/14GK1826165SQ200480020961
公开日2006年8月30日 申请日期2004年6月21日 优先权日2003年7月22日
发明者C·N·舒伯特, T·C·弗兰克 申请人:陶氏环球技术公司