CN110152453B - 使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法和设备 - Google Patents

使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法和设备 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法及设备，该方法包括如下步骤：将解吸塔的底部流出的高温贫液在换热前或换热中进行分流，分别与所述溶剂吸收法过程中的内部液体以及所述溶剂吸收法过程外的冷流体进行换热。本发明这种将溶剂吸收法中的高温贫液在换热前或换热中进行分流的工艺，称为贫液分流，可使得二氧化碳等酸性气体的吸收法捕集分离的综合能耗降低5‑10％左右。

Description

使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法和设备
技术领域
本发明涉及气体分离技术领域，更具体地，涉及一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法和设备。
背景技术
二氧化碳(CO2)等温室气体的排放是造成气候变化的一个主要因素，如何从富含CO2的气体混合物或液化气中，低能耗和低成本地捕集或分离CO2就显得极为重要。这些混合物包括烟道气、炼厂气、天然气、液化气、合成气、变换气和制氢气等等。气体混合物中含有5％～50％的CO2，其它酸性气体包括SO2、H2S以及有机硫CH3S、COS等，其它气体组成有N2、O2、Ar、CO、H2、CH4、C2H6。气体的压力变化范围大(0.5～90bar)，适合采用化学吸收法、物理吸收法或化学物理复合吸收的方法捕集和分离CO2等酸性气体组分。
目前国内外工业上较为成熟的捕集分离CO2等酸性气体的溶剂主要有机胺和无机盐等化学吸收溶剂，以及醇类、酯类、醚类等物理吸收溶剂。单乙醇胺法(MEA)、二乙醇胺法(DEA)、2-氨基-2-甲基-1-丙醇(AMP)、二异丙醇胺法(DIPA)和甲基二乙醇胺法(MDEA)等有机胺类溶剂主要适用于中低压气体中的酸性气体的捕集分离。而甲醇、碳酸丙烯酯、聚醚醇等物理溶剂主要适用于高压体系的高浓度酸性气体的分离。为了提高吸收溶液对酸性气体CO2的吸收速度，在吸收速度较慢的溶剂中，加入吸收速度较快的溶剂如MEA和哌嗪(PZ)等，形成吸收溶解度高、吸收速度快的混合溶剂，可大幅度降低酸性气体的捕集分离的能耗和成本。
除了吸收溶剂，吸收过程的工艺流程也是降低CO2等酸性气体的捕集和分离能耗和成本的关键。常规的吸收工艺流程包含原料气预处理、吸收、净化气冷却和气液分离、贫液和富液换热、加热解吸、再生气冷却和分离、以及贫液冷却等。在常规的工艺流程基础上，下列的工艺流程的改进，使得捕集分离的能耗得到不同程度的降低。
吸收塔内冷是一个在众多文献中被广泛研究的改进流程(Woertz,B.B.,1966.Process for removing acidic constituents from gaseous mixtures.PatentNo.US 3266220A1,Union Oil Co.)。吸收塔内冷是指从吸收塔的中间，取出一部分或全部的液相物料，将取出的液相通过换热设备进行冷却，再将冷却后的物流送回吸收塔中。也可以采用在吸收塔中部直接加冷却装置。由于CO2等酸性气体的吸收过程是放热的，所以在吸收过程中，吸收塔内的温度的上升不利于吸收，降低了溶剂对CO2的吸收效果，增加了溶剂的循环量，继而增加了解吸塔再沸器的能耗。而通过吸收塔内冷的流程改进，吸收塔中部的溶剂温度下降，提高了溶剂吸收CO2的能力，最终减少了溶剂的循环量，降低了再沸器的能耗。针对不同溶剂，再沸器能耗可下降3-7％。
对富液分流过程的研究最早可追溯至Eisenberg和Johnson的研究(Eisenbergand Johnson,1979.Amine regeneration process.Patent No.US 4152217A1,ExxonResearch and Engineering Company.)。这个简单的改进流程是将吸收塔塔底取出的富液分为两股，其中一股不经过换热器加热，直接注入解吸塔的顶部，而另一股则先通过换热器进行加热后再进入解吸塔的顶部偏下的部位。通过应用富液分流这个改进流程，解吸塔再沸器能耗能够有很明显的下降。由于未被加热的冷富液从解吸塔塔顶进入，遇到塔顶处的高温气相(主要成分为气态H2O和CO2)后，吸收高温气相的热量，并释放出CO2，而高温气相中的部分水蒸气被冷却液化，CO2则继续从塔顶排出。塔顶采出的气相温度更低，减少了气相带走的热量，降低了再沸器能耗。同时，另一股冷富液由于量的减少，通过换热器时能够被加热到一个更高的温度，更容易在解吸塔中释放出CO2，减小了再沸器需要的能耗。针对不同溶剂，采用富液分流的工艺流程，再沸器能耗可下降8-15％。
另一种类似的利用解吸气热量的方法，是采用富液和解吸气的换热的方法(Herrin,1989.Process sequencing for amine regeneration.Patent No.US4798910A1.)，其原理实际上和富液分流的一样，但是富液和解吸气之间没有物质交换，只有热量交换。
半贫液分流技术，也可以被称为溶液分流，首先由Shoeld提出(Shoeld,1934.Purification and separation of gaseous mixtures.Patent No.US 1971798,TheKoppers Co.)。吸收塔和解吸塔都分成上下两部分，在吸收下部中吸收较多气体的液体在解吸塔的上部解吸，而在吸收塔上部中吸收较少气体的溶液在解吸塔的下部进行解吸。另一种改进的方法，在使用单个吸收塔和单个解吸塔的情况下，在解吸塔中部采出一部分溶液，经过换热和冷却后，送入吸收塔的中部(Reddy,et al.,2004.Improved split flowprocess and apparatus.Patent No.WO 2004005818A2,Fluor Corporation.)。该技术利用了高负荷的溶液中CO2解吸热较低的优点，可节能7-10％左右。
贫液闪蒸压缩是被研究的最广泛的改进流程之一(Benson and McRea,1979.Removal of acid gases from hot gas mixtures.Patent No.US4160810A1,Benfield Corporation.)(Reddy et al.,2007.Integrated compressor/stripperconfigurations and methods.Patent No.WO2007075466A2,Fluor TechnologiesCorporation)。从解吸塔塔底采出的热贫液首先被通入一个低压闪蒸罐中进行闪蒸，闪蒸得到的气相再经压缩机压缩后通入解吸塔塔底以上的部位，而闪蒸后的液相仍经过换热和冷却后进入吸收塔。从闪蒸罐中得到的气相经压缩机做功，可以达到较高的温度，通入解吸塔后，可以为解吸过程提供一部分热量，降低解吸塔再沸器的热负荷。针对不同溶剂，采用贫液闪蒸压缩的工艺流程，再沸器能耗可下降10-13％。由于流程中引入了压缩机，考虑其电耗后，总体能耗下降了3-5％。
将上述的工艺流程的改进，进行组合，可进一步降低捕集分离过程的能耗。例如吸收塔内冷+富液分流、吸收塔内冷+贫液闪蒸压缩等，总体可降低能耗10-20％。
而在分离捕集过程和燃煤发电等其他工业过程进行能量集成方面，主要的工艺流程有烟气能量的利用和解吸气能量的利用等。
利用高温烟气的能量的方法有两种，一种是利用高温烟气加热富液(BensonHomer and Mccrea Donald,1979.Removal of acid gases from hot gasmixtures.Patent No.US4160810.Benfield Corp.)。另一种是利用高温烟气加热解吸塔中部液体(TAKASHI et al.,2006.Apparatus and method for CO2recovery.JP20050047857.Mitsubishi Heavy Ind Ltd,Kansai Electric Power Co.)。但是烟气中含有二氧化硫，烟气被冷却后会形成硫酸，需要高标准的防腐材料。
利用二氧化碳捕集装置再生塔的解吸气的能量的方法，通过压缩提高气体温度，喷水产生蒸汽，然后通过换热对热量进行利用(Woodhouse，2008.Improved absorbentregeneration.Patent No.WO2008063082,CN101610828A.Aker clean carbon As.)。回收的能量，可以用于再生塔底的再生蒸汽，也可用于其它物流的加热。
上述工艺流程中，有在吸收法捕集过程中的降低捕集能耗的技术，也有将烟气热量和解吸气热量的综合利用。在上述的吸收法捕集过程中，从解吸塔底或解吸塔再沸器底部出来的高温贫液，在换热器中用于加热富液，或者先闪蒸出一些蒸汽再在换热器中换热降温，贫液的温度会被降到333K左右，再由冷却水进行冷却至313K左右的温度，然后进入吸收塔进行循环使用。在被冷却水冷却以前，贫液的温度只有333K左右，这个温度在燃煤电厂等其它工业过程中已经没有很大的用处了，只能用冷却水进行冷却降温。
发明内容
本发明的目的在于提供一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法，该方法包括如下步骤：
将解吸塔的底部流出的高温贫液进行分流，分别与所述溶剂吸收法过程中的内部液体以及所述溶剂吸收法过程外的冷流体进行换热。
本发明中酸性气体指二氧化碳、二氧化硫等。
将高温贫液进行分流的方法，可称为贫液分流。本发明将解吸塔底部流出的高温贫液分流，分别用于与内部液体进行换热和用于加热其它过程的低温流体，可使得二氧化碳等酸性气体的吸收法捕集分离的综合能耗降低5-10％左右。
其中，解吸塔包括再沸器，高温贫液也可以为再沸器底部流出的高温贫液。
本发明可以将该高温贫液分成两股物流，即将高温贫液分成至少两股的液体，其中至少一股用于与溶剂吸收法过程中内部液体(可以为溶剂吸收法过程中的富液)进行换热，至少另一股用于与溶剂吸收法过程外的冷流体进行换热，即第一部分贫液用于和富液进行换热，第二部分贫液用于加热其它过程中的冷流体，例如燃煤发电的循环水等。
本发明还可以将换热后的高温贫液进一步冷却后加入与所述解吸塔对应的吸收塔中，用于循环吸收酸性气体。具体可以为，如图1所示，烟气G1进入吸收塔，与吸收塔顶进入的贫液L4(此时已经过冷却器E5冷却)进行接触，吸收CO2后的富液R1从塔底输出，脱除部分CO2后的塔顶气流经过E3降温后在气液分离器F1分离，分离出的净化气G2输出吸收塔，液体回流进吸收塔。而富液R1经过换热器E1加热后，进入解吸塔顶部进行解吸。在解吸塔底部设有再沸器E2，用蒸汽Z1进行加热再沸。从解吸塔底部或解吸塔的再沸器底部流出的高温贫液L1，分成两股(L2和L3)或两股以上，至少一股L2用于与吸收过程中的液体(如富液R1)进行换热(在换热器E1中进行)，另外至少一股L3用于与吸收过程以外的冷流体W1进行换热(在换热器E6中进行)。换热后的贫液合并L4或分别被进一步冷却后进入吸收塔，用于循环吸收二氧化碳等酸性气体。从解吸塔顶出来的解吸气G3，经过冷却器E4冷却后，进入气液分离器F2，分离出的气体G4排出，液体回流进解吸塔顶部。
本发明中也可以将贫富液换热器分成两个或三个以上的串联的换热器，在换热过程的中间采出一部分贫液，用于加热其它过程中的低温流体。具体可以为，如图2所示，烟气G1进入吸收塔，与吸收塔顶进入的贫液L4(此时已经过冷却器E5冷却)进行接触，吸收CO2后的富液R1从塔底输出，脱除部分CO2后的塔顶气流经过E3降温后在气液分离器F1分离，分离出的净化气G2输出吸收塔，液体回流进吸收塔。而富液R1经过换热器E1和E7加热后，进入解吸塔顶部进行解吸。在解吸塔底部设有再沸器E2，用蒸汽Z1进行加热再沸。从解吸塔底部或解吸塔的再沸器底部流出的高温贫液L1，在与吸收过程中的液体(如富液R2)换热(在换热器E7中进行)后，分成两股(L2和L3)或两股以上，至少一股L2继续用于与吸收过程中的液体(如富液R1)进行换热(在换热器E1中进行)，另外至少一股L3用于与吸收过程以外的冷流体W1进行换热(在换热器E6中进行)。换热后的贫液合并L4或分别被进一步冷却后进入吸收塔，用于循环吸收二氧化碳等酸性气体。从解吸塔顶出来的解吸气G3，经过冷却器E4冷却后，进入气液分离器F2，分离出的气体G4排出，液体回流进解吸塔顶部。
本发明也可以采用复杂的换热器，将其它过程中的低温流体，和贫液、富液等多股物流一起进行换热。即可以将高温贫液与至少一股所述溶剂吸收法过程中的内部液体以及至少一股所述溶剂吸收法过程外的冷流体进行换热，换热后的贫液冷却后进入吸收塔，用于循环吸收酸性气体。具体可以为，如图3所示，烟气G1进入吸收塔，与吸收塔顶进入的贫液L4(此时已经过冷却器E5冷却)进行接触，吸收CO2后的富液R1从塔底输出，脱除部分CO2后的塔顶气流经过E3降温后在气液分离器F1分离，分离出的净化气G2输出吸收塔，液体回流进吸收塔。而富液R1经过换热器E1加热后，进入解吸塔顶部进行解吸。在解吸塔底部设有再沸器E2，用蒸汽Z1进行加热再沸。解吸塔底部或解吸塔的再沸器底部出来的高温贫液L1、至少一股吸收过程中的液体(如富液R1)以及至少一股吸收过程以外的冷流体W1，在一个复杂的换热器E1中进行换热。换热后的贫液L4被进一步冷却后进入吸收塔，用于循环吸收二氧化碳等酸性气体。从解吸塔顶出来的解吸气G3，经过冷却器E4冷却后，进入气液分离器F2，分离出的气体G4排出，液体回流进解吸塔顶部。
在本发明中，还可以将本发明的方法和其它节能技术(如吸收塔内冷、富液分流、半贫液分流、贫液闪蒸压缩等等)中的一个或多个工艺相结合，形成更为复杂的节能工艺，进一步降低吸收法捕集分离二氧化碳等酸性气体的总体能耗。
本发明还提供了一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的设备，包括：吸收塔和解吸塔，所述解吸塔的底部设有高温贫液输出管道，所述高温贫液输出管道用于使所述高温贫液分流用于与所述溶剂吸收法过程中内部液体以及所述溶剂吸收法过程外的冷流体换热。
在本发明一个优选实施方式中，该设备还包括：
与所述吸收塔相连的内部液体输送管道，用于输送所述溶剂吸收法过程中的内部液体；
冷流体输送管道，用于输送所述溶剂吸收法过程外的冷流体；
所述高温贫液输出管道中高温贫液分流后，通过换热器分别与所述内部液体输送管道中内部液体和所述冷流体输送管道中冷流体进行换热；
与所述吸收塔相连的贫液输送管道，用于将换热后的贫液输送至吸收塔；
与所述解吸塔相连的内部液体输送管道，用于将换热后的内部液体输送至解吸塔。
在本发明一个优选实施方式中，该设备还包括：
设置在靠近所述高温贫液输出管道与解吸塔连接处的换热器，用于将所述高温贫液与内部液体进行部分换热，然后所述高温贫液再进行分流。
本发明采用的这种新方法，分流出来的第一部分贫液用于和富液进行换热，第二部分贫液用于加热其它过程中的冷流体。第二部分贫液的温度可以达到353-403K左右，最高的情况下等于再沸器的贫液温度。该温度要明显高于原有工艺技术中的贫富液换热后的333K左右的贫液温度。当然，具体的温度根据贫液和富液的流量、温度、分流比例、换热面积和流道设计有关。本发明将解吸塔底部流出的高温贫液分流，分别用于与富液等内部液体进行换热和用于加热其它过程的低温流体，可使得二氧化碳等酸性气体的吸收法捕集分离的综合能耗降低5-10％左右。
附图说明
图1为本发明一个优选实施方式中使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体(换热前贫液分流)的流程图；
图2为本发明另一个优选实施方式中使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体(换热中贫液分流)的流程图；
图3为本发明另一个优选实施方式中使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体(复杂换热器中的贫液分流)的流程图。
具体实施方式
下面结合实施例，对本发明的具体实施方式作进一步详细描述。以下实施例，用于说明本发明，但不止用来限制本发明的范围。
实施例1
一股浓度为13.1％CO2、73.5％N2、8.0％O2和5.4％H2O，流量为4310标准立方米/小时，在吸收塔中和流量为20.5立方米/小时的25％的乙醇胺(MEA)、CO2和MEA摩尔比为0.28的水溶液进行接触，CO2吸收率为90％。贫富液换热器的对数平均温差为7.5K，换热后的贫液温度为328.85K，解吸塔底压力为1.6bar，解吸塔底贫液温度为385.75K。在有一个吸收塔、一个解吸塔、一个贫富液换热器和一个再沸器的常规流程中，再沸器中用于加热的能耗为3.86GJ/吨CO2。
而在常规流程的基础上，增加贫液分流技术，采用图1的流程，增加一个换热器E6，用于分流的高温贫液和外部冷流体的换热，解吸塔底的贫液的分流比例L3/L1为20％(一般为15％-35％，可根据工艺情况进行优化)，温度为385.75K，再沸器能耗为4.05GJ/吨CO2，可用于加热其它冷流体的热量(385.75K-328.85K)为0.87GJ/吨CO2。温度区间为385.75K-328.85K的平均温度357.3K的蒸汽发电效率和393.15K的蒸汽发电效率的比值为0.635，整体能耗为4.05-0.87*0.635＝3.5GJ/吨CO2，和原有常规流程的3.86GJ/吨CO2相比节能9.4％。
实施例2
采用在同实施例1常规流程的基础上增加吸收塔内冷和富液分流的流程，一股浓度为13.1％CO2、73.5％N2、8.0％O2和5.4％H2O，流量为4310标准立方米/小时，在吸收塔中和流量为18.7立方米/小时的25％的乙醇胺(MEA)、CO2和MEA摩尔比为0.28的水溶液进行接触。采用吸收塔内冷技术，对吸收塔中部的液体进行冷却后送回吸收塔，冷量为0.485GJ/吨CO2。CO2吸收率为90％。同时采用富液分流，分流出的第一部分富液直接进解吸塔顶部，第二部分经过贫富液换热器后进入解吸塔的上部。第一部分富液占全部富液的比例为25％，贫富液换热器的对数平均温差为7.5K，换热后的贫液温度为333.45K，解吸塔底压力为1.6bar，解吸塔底贫液温度为385.75K，再沸器中用于加热的能耗为3.49GJ/吨CO2。
而在上述流程的基础上，增加换热中的贫液分流技术，增加两个换热器(如图2中的E7和E6)，增加的E7用于高温贫液和富液的换热，增加的换热器E6用于分流的贫液和外部冷流体的换热，解吸塔底的贫液的分流比例L3/L1为25％，温度为373.45K，再沸器能耗为3.55GJ/吨CO2，新增用于加热其它冷流体的热量(温度区间为373.45K-333.45K)为0.69GJ/吨CO2。温度区间为373.45K-333.45K的平均温度353.45K的蒸汽发电效率和393.15K的蒸汽发电效率的比值0.0.592，整体能耗为3.55-0.69*0.592＝3.14GJ/吨CO2，和原来采用吸收塔内冷和富液分流的流程能耗3.49GJ/吨CO2相比节能10.0％。
实施例3
采用富液分流和半贫液分流的流程，一股浓度为15.0％CO2、72.0％N2、8.0％O2和5.0％H2O，流量为4784标准立方米/小时，在吸收塔中和塔顶进入的流量为14.54立方米/小时的20％的2-氨基-2-甲基-1-丙醇(AMP)+10％的乙醇胺(MEA)、CO2和有机胺AMP+MEA的摩尔比为0.20的水溶液、以及塔中部进入的流量为2.67立方米/小时的半贫液进行接触，CO2吸收率为85％。同时采用富液分流和半贫液分流。富液分流的第一部分富液直接进解吸塔顶部，第二部分经过贫富液换热器后进入解吸塔的上部。第一部分富液占全部富液的分流比例为25％。半贫液采出比例是15％。从解吸塔中部采出的部分半贫液，和分流的富液进行换热，富液和半贫液的换热器的对数平均温差为9.3K。贫富液换热器的对数平均温差为8.0K，换热后的贫液温度为332.85K，第二个贫富液换热器的对数平均温差是5.0K。解吸塔底压力为1.6bar，解吸塔底贫液温度为386.15K，再沸器中用于加热的能耗为2.81GJ/吨CO2。
而在上述流程的基础上，采用换热中的贫液分流技术，增加两个换热器(图2中的E7和E6)，增加的E7用于高温贫液和富液的换热，增加的换热器E6用于分流的贫液和外部冷流体的换热，解吸塔底的贫液的分流比例L3/L1为25％，温度为377.65K，再沸器能耗为2.97GJ/吨CO2，新增用于加热其它冷流体的热量(温度区间为377.65K-332.85K)为0.61GJ/吨CO2。温度区间为377.65K-332.85K的平均温度355.25K的蒸汽发电效率和393.15K的蒸汽发电效率的比值0.612，整体能耗为2.97-0.61*0.612＝2.60GJ/吨CO2，和采用富液分流和半贫液分流的流程能耗2.81GJ/吨CO2相比节能7.5％。
实施例4
采用吸收塔内冷、富液分流和贫液闪蒸压缩的流程，吸收塔内冷和富液分流的方法同实施例2和实施例3。一股浓度为13.1％CO2、73.5％N2、8.0％O2和5.4％H2O，流量为4310标准立方米/小时，在吸收塔中和流量为18.7立方米/小时的25％的乙醇胺、CO2和乙醇胺摩尔比为0.28的水溶液进行接触，吸收塔内冷的冷量为0.485GJ/吨CO2，CO2吸收率为90％。同时采用富液分流，分流比例为15％，贫富液换热器的对数平均温差为7.5K，换热后的贫液温度为328.15K。解吸塔底压力为1.6bar，解吸塔底贫液温度为385.55K，从解吸塔底流出的贫液直接进入贫液闪蒸罐，闪蒸压力为1.0bar，闪蒸气的压缩压力为1.6bar，闪蒸后的液体进入贫富液换热器和富液进行换热。再沸器中用于加热的能耗为2.39GJ/吨CO2。
而在上述流程的基础上，贫液闪蒸后的贫液采用分流技术。第一部分继续进入贫富液换热器和富液进行换热，第二部分和外部冷流体进行换热(增加一个换热器，如图1中的E6)。第二部分贫液占所有贫液的比例(分流比例)为20％，温度为373.35K，再沸器能耗为2.52GJ/吨CO2，新增用于加热其它冷流体的热量(温度区间为373.35K-328.15K)为0.48GJ/吨CO2。温度区间为373.35K-328.15K的平均温度350.75K的蒸汽发电效率和393.15K的蒸汽发电效率的比值0.561，整体能耗为2.52-0.48*0.561＝2.25GJ/吨CO2，和只采用吸收塔内冷、富液分流和贫液闪蒸压缩的流程能耗2.39GJ/吨CO2相比节能5.8％。
最后，本发明的方法仅为较佳的实施方案，并非用于限定本发明的保护范围。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (7)

1.一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的方法，其特征在于，包括如下步骤：
将解吸塔的底部流出的高温贫液在换热中进行分流，即先将所述高温贫液与所述溶剂吸收法过程中的内部液体进行部分换热后，再进行分流，一部分用于与所述溶剂吸收法过程中的内部液体进行二次换热，另一部分用于与所述溶剂吸收法过程外的冷流体进行换热。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，具体包括如下步骤：
将所述高温贫液与至少一股所述溶剂吸收法过程中的内部液体以及至少一股所述溶剂吸收法过程外的冷流体，在一个多股流换热器中进行换热。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，还包括，将换热后的贫液进一步冷却后进入与所述解吸塔对应的吸收塔中，用于循环吸收酸性气体。
4.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述解吸塔中还包括再沸器，所述高温贫液为所述再沸器底部流出的高温贫液。
5.一种使用溶剂吸收法捕集气体混合物中酸性气体的设备，其特征在于，包括：吸收塔和解吸塔，所述解吸塔的底部设有高温贫液输出管道，所述高温贫液输出管道用于使所述高温贫液与所述溶剂吸收法过程中的内部液体换热，然后分流并用于分别与所述溶剂吸收法过程中的内部液体以及所述溶剂吸收法过程外的冷流体换热。
6.根据权利要求5所述的设备，其特征在于，还包括：
与所述吸收塔相连的内部液体输送管道，用于输送所述溶剂吸收法过程中的内部液体；
冷流体输送管道，用于输送所述溶剂吸收法过程外的冷流体；
所述高温贫液输出管道中高温贫液分流后，通过换热器分别与所述内部液体输送管道中内部液体和所述冷流体输送管道中冷流体进行换热；
与所述吸收塔相连的贫液输送管道，用于将换热后的贫液输送至吸收塔；
与所述解吸塔相连的内部液体输送管道，用于将换热后的内部液体输送至解吸塔。
7.根据权利要求5或6所述的设备，其特征在于，还包括：
设置在靠近所述高温贫液输出管道与解吸塔连接处的换热器，用于将所述高温贫液与内部液体进行部分换热，然后所述高温贫液再进行分流。
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