海洋石油工艺设计手册7-天然气脱水.doc

第五节 天然气脱水工艺设计一、 海上天然气脱水的目的和标准油田伴生气和气田气统称天然气，是很好的天然能源和化工燃料。天然气作为燃料时，其优点是其燃烧充分、热值高、清洁环保、输送方便等；同时，天然气还可以作为尿素、聚乙烯、聚丙烯、甲醇等化工产品的生产原料。未经处理的天然气通常都含有饱和的水蒸气，有些气田天然气中还含有硫化氢、二氧化碳等酸性气体，有些气田的天然气也含有氮气。由于用户使用或运输的要求，有时天然气在达到最终用户之前需要进行脱水、脱酸气或脱氮处理，本节的内容主要针对海上天然气脱水处理。绝大部分海上油田所生产天然气，除供本油田（平台）的电站、热站使用后，余下的天然气量很小，不值得再利用，通常通过火炬放空；部分气油比较高的海上油田，除油田（平台）自身用气外，还有较大量的剩余天然气，剩余天然气可通过短距离的海底管道，输送到邻近油田或平台，作为电站、热站的燃料气使用。上述的两类天然气，通常不需要脱水处理，仅通过简单的燃料气处理系统的分液、过滤，即能满足电站、热站对燃料的需求和短距离输送的需要。对于海上气田或油/气田所产天然气，通常是要通过长距离海底管线输送到陆上终端处理厂，在处理厂经过进一步处理后，输往城市燃气、电站、化工厂等最终天然气用户。若天然气中含有水蒸气，不仅减少了长输管线的输送能力，而且当输送压力和环境条件变化时，水蒸气有可能从天然气中析出，形成液态水，由于输气管线的操作压力一般较高，在高压、低温情况下有可能形成水合物而导致管道堵塞；当天然气中含有硫化氢、二氧化碳等酸性气体时，液态水的出现，会引起对管道、设备的腐蚀。基于以上原因，对海上气田或油气田所产的天然气，若需要通过长距离管线输送，则需要在海上进行脱水处理，以防止输送过程中水合物的形成和酸性气体对管道的腐蚀。根据天然气脱水设计规范（SY/T 0076-2003）规定，天然气脱水深度的确定应符合下列要求：l 满足用户要求；l 管输天然气水露点在起点输送压力下，应比输送条件下最低环境温度低5；l 对天然气凝液回收装置，水露点应比最低制冷温度至少低5。二、 天然气含水量1、天然气含水量一定条件下天然气与液态水达到平衡时天然气的含水量称为天然气的饱和含水量，以g/m3为单位。天然气中饱和含水量取决于天然气温度、压力和气体组成等条件，且气体组成的影响随压力的增加而增大。每立方米天然气所含水汽的克数，称为天然气的绝对湿度。在给定条件下，天然气的相对湿度可按下式计算。 （2-3-19）式中es天然气的绝对湿度，g/m3e天然气的饱和含水量，g/m3天然气的含水量也可以用天然气的水露点表示，在一定压力下同天然气饱和含水量es相对应的温度称为天然气的水露点，简称露点。天然气的露点温度，是在一定压力下天然气中的水蒸气开始冷凝结露的温度。 图2-3-40不同温度和压力下天然气的饱和含水量图，也称天然气的露点图。此图的误差在4%左右，可满足一般工程设计的需要，图中虚线是水合物生成线。温度低于水合物生成温度时，是气体和水合物之间的平衡；温度高于水合物生成温度时，是水蒸气和液态水之间的平衡。图2-3-40的曲线是按天然气相对密度为0.60，与纯水接触条件下绘制的。对于相对密度为S的天然气或与盐水接触的天然气，都应作修正。图2-3-40 天然气的饱和含水量图图2-3-40的温度范围较窄，低温仅到-50，若求温度温度低于-50的天然气的饱和含水量，可采用图2-3-41，该图最低温度可达-95.5，最高压力为4138kPaA。如果压力高于4138kPaA，求在某温度下的天然气饱和含水量，可近似的采用下述方法，即在该图上查取该温度下，压力为689.6kPaA、1379kPaA、2758.6kPaA、4138kPaA时的饱和含水量，在半对数坐标纸上画曲线，外推求得制定压力下的含水量。同样，求温度低于-95.5的天然气含水量，也可采用类似的方法。图2-3-41 天然气含水量图在压力低于2100kPa时，酸性气体如CO2和H2S等的含水量与烃类气体的含水量相同，可用图2-3-40查算。当压力高于2100kPa时，可用下式估算含酸性气体的气体饱和含水量： （2-3-20）-混合气体在标准状况下（15、101.325kPaA）的含水量，mg/m3-烃类气体的摩尔百分含量-烃类气体的饱和含水量，mg/m3-混合气体中CO2的摩尔百分含量-CO2的含水量，mg/m3-混合气体中H2S的摩尔百分含量-H2S的含水量，mg/m3其中，、可通过查图2-3-42、图2-3-43获得。图2-3-42 用于CO2的水分含量图2-3-43 用于H2S的水分含量在一定温度和压力条件下，天然气中某些气体组分能和液态水形成水合物。天然气脱水，就是脱除天然气中的水蒸气，使其露点达到一定的要求，以避免在管输过程中出现液态游离水。有关水合物的特性、生成条件、预测方法及防止水合物生成的方法请参见第二篇第四章第二节有关内容。三、 天然气脱水的工艺方法1. 天然气脱水工艺方法概述天然气脱水的方法有低温脱水法、吸收法和吸附法等。低温脱水法主要包括注入甲醇、乙二醇或二甘醇等水合物抑制剂、空冷法脱水、冷剂制冷脱水和膨胀法脱水。此处不做详细介绍，具体参见SY/T0076天然气脱水设计规范。吸收法是根据吸收原理，采用一种亲水液体与天然气逆向接触，从而脱除气体中的水蒸气。用来脱水的亲水液体称为脱水吸收剂，它应对天然气中的水蒸气有很强的亲合能力，热稳定性好，脱水时不会发生化学反应，易再生，蒸汽压低，粘度小，对天然气和液烃的溶解度较低，不易起泡和乳化，对设备无腐蚀，同时还应价格低廉，容易得到。目前广泛采用的脱水吸收剂是甘醇类化合物，甘醇吸收法在目前天然气工业中使用较为普遍，多用于保证天然气在输送过程中不形成水合物而需要对气体脱水的情况。吸附法脱水是根据吸附原理，选择某些多孔性固体吸附天然气中的水蒸气，吸附水蒸气的固体称为吸附剂。吸附法主要用于后续流程中有深冷装置（深冷分离法回收轻烃、深冷法脱氮），必须保证含水量达1ppm以下的天然气脱水，通常用分子筛作为吸附剂。以下是甘醇吸收法脱水和分子筛吸附脱水的优缺点对比，以供选择脱水工艺时参考。甘醇吸收法脱水的优点：l 能耗小、连续操作、操作费用低；l 补充甘醇比较容易；l 可成撬，占地面积小、造价低、预制化程度高，适于海上平台脱水使用，运输与安装较方便。l 三甘醇循环使用，使用寿命长，损失量小，成本低，降低操作费。甘醇吸收法脱水的缺点：l 露点降相对较小，不能满足深冷分离法回收轻烃的脱水要求；l 原料气清洁度要求较高，通常进入脱水塔前需要过滤，若有轻质油进入脱水塔，易导致起泡，破坏吸收；l 三甘醇受污染或分解后具有腐蚀性；l 吸收塔的内部结构要求严格。分子筛吸附脱水的优点：l 露点降大，脱水后天然气含水量可低于1ppm，露点温度可达-70以下，能够满足深冷分离的要求；l 对进料气的温度、压力、流量变化不敏感，操作弹性较大；l 无严重的腐蚀及起泡现象；l 操作简单、占地面积小。分子筛吸附脱水的缺点：l 需要两个或两个以上的吸附塔切换操作，尤其对于大处理量的装置，设备投资大，操作费较高；l 气体压力降较大，大于三甘醇脱水法；l 吸附剂在使用中可产生机械性破碎，使用寿命短，增加了操作成本；l 再生能耗较高，低处理量时更明显。两种脱水工艺方法的选择，主要由对脱水后干气的露点的要求而定，但也要综合考虑处理规模、脱水场地等因素，通过全面的经济技术比较而选择最佳的脱水方法。而对于浅冷分离回收轻烃，两种脱水方法都可以满足其脱水要求，具体使用那种方法，应该根据具体情况作技术经济比较。海上平台广泛使用的天然气脱水工艺是三甘醇脱水法，其露点降（气体在进塔压力温度下，湿饱和天然气的露点温度与出塔干气在出塔温度压力下的露点温度之差）可达33-47。2. 甘醇吸收法脱水工艺1）概述吸收就是气相中的溶质（水蒸汽）传递到液相的过程，是相际间的传质。溶质首先从气相主体传到两相界面，通过界面再传到液相之中。溶于液体中的气体，作为溶质，必然产生一定的分压，分压大小表示溶质回到气相的能力。当溶质的分压与气相中该组分的分压相等时，气液达到平衡，溶解过程终止。气体吸收的推动力是溶质在气相主体中的分压与它在溶液中所产生的分压之差，平衡时，差值为零。甘醇的物理性质见表2-3-26，工业甘醇规格见表2-3-27。表2-3-26 甘醇的物理性质性 质二甘醇三甘醇分子量106.1150.2冰点，-8.3-7.2闪点（开口），143.3165.8沸点（101.325kPa），245287.4相对密度，1.11841.1254与水的溶解度，（20）完全互溶完全互溶绝对粘度(20)，mPas35.747.8比热（15.6）,kJ/(kg K)2.06表面张力（25），N/m0.045临界压力，kPa3304.6临界温度，442.2理论热分解温度，164.4206.7实际使用再生温度，149163177197表2-3-27 工业甘醇规格名 称二甘醇三甘醇相对密度，1.1171.1201.12221.1270沸程,235255275300最大酸值(乙酸),%(质量)0.020.02最大含水量(乙酸),%(质量)0.30.3最大灰分,g/100ml0.10.1最大色度（t-co标度）1550臭味中等中等悬浮物无无一般说来，用作天然气脱水吸收剂的物质应对天然气有高的脱水深度，对化学反应和热作用稳定，容易再生，蒸汽压低，粘度小，对天然气和烃类液体的溶解度小，对设备无腐蚀等性质，同时还应价廉易得。甘醇溶液能较好满足这些要求。在初期，通常使用二甘醇，由于再生温度的限制，其贫液浓度一般为95%左右，露点降约为2530。50年代开始，由于三甘醇再生贫液浓度可达9899%，露点降通常为3347,甚至更高，因而三甘醇逐渐取代二甘醇，是目前主要的吸收剂。与二甘醇相比，其优点如下：l 沸点较高，可达287.4，比二甘醇约高30，可在较高的温度下再生，贫液浓度可达9899%以上，因而露点降比二甘醇多822左右。l 蒸汽压较低，27时，仅为二甘醇的20%,因而携带损失小。l 热力学性质稳定，理论分解温度为207，比二甘醇高40。l 脱水操作费用较低。2）三甘醇脱水的工艺流程描述图2-3-44是三甘醇脱水工艺的典型流程，该装置主要由甘醇吸收和再生两部分组成。图2-3-44 三甘醇脱水工艺的典型流程由于进入吸收塔的气体中不允许含有游离的水和烃液、化学药剂、压缩机润滑油、泥沙等杂质，因此湿气先经过入口气涤器以除去气体中携带的液体和固体杂质。如果气相中杂质过多，还需要采用过滤分离器。图中所示的吸收塔为板式塔，通常选用泡罩塔板或浮阀塔板。原料气进入吸收塔后，在吸收塔内自下而上流经各塔板，与自塔顶流下的贫甘醇液逆流接触时，甘醇液吸收天然气中的水汽。脱水后的天然气（干气）自塔顶流出，进入气体/贫甘醇换热器以冷却进入吸收塔的贫甘醇，然后干气进入外输管道。吸收了水分的富甘醇液自塔底流出，与再生好的热贫甘醇换热后，进入闪蒸罐闪蒸出富甘醇液中溶解的烃类组分，再经过滤除去从吸收塔中吸收与携带过来的少量固体、烃液、化学药剂及其他杂质。这些杂质可能引起甘醇溶液起泡、堵塞再生系统的精馏柱（通常是填料柱）、使重沸器的火管结垢。过滤后的富甘醇经贫/富甘醇换热器预热后，进入重沸器上部的精馏柱并向下流入重沸器内。向下流动过程中与由重沸器内气化上升的热甘醇蒸汽和水蒸气接触，进行传质传热。从富甘醇中气化出来的水蒸气，最终从精馏塔顶部排入大气。从精馏塔进入重沸器的富甘醇在重沸器内被加热到177204，以充分脱除水蒸气，使甘醇提浓。重沸器的加热形式可以采用火管直接加热（以闪蒸气或干气作燃料），也可以使用热油或水蒸气间接加热，还可以采用电加热。再生好的热贫甘醇与自吸收塔底的富甘醇液换热后，流入贫甘醇缓冲罐，最后经甘醇泵增压后重新进入吸收塔顶部循环使用。三甘醇脱水工艺的各种流程，其吸收部分大致相同，所不同的是富甘醇液的再生方法。由于贫甘醇液的浓度直接影响装置的脱水效率，因而多年来三甘醇脱水工艺的改进都以提高甘醇贫液浓度，增大露点降为目的。最初采用的是常压加热，只靠加热来提浓三甘醇，但受到热分解温度的限制，此法只能将三甘醇贫液提浓到98.5%(质)左右，相应的露点降为35左右。为了提高三甘醇贫液浓度，增大露点降，科技人员发展了下述三种再生方法：l 减压再生。减压再生是降低再生塔的操作压力，以提高甘醇溶液的浓度。此法可将三甘醇提浓至99.2%（质）或更高。但此法系统复杂、操作费高，限制了该法的使用。l 气体汽提。气体汽提是将甘醇溶液同热的汽提气（通常利用天然气）接触，以降低气相的水蒸气分压，使甘醇溶液得以提浓到99. 95%(质)，干气露点降可达到7585。此法是现行的三甘醇脱水装置中应用较多的再生方法，其典型流程见图2-3-45。汽提气与蒸出的水汽一起排向大气，因含大量水汽而不能燃烧，会产生污染。注意，热汽提气在再生釜与换热罐之间的一段贫液汽提柱下面吹入，这很重要。l 共沸再生。共沸再生是70年代初发展起来的，采用的共沸剂应具有不溶于水和三甘醇，与水能形成低沸点共沸物，无毒、蒸发损失小等性质，最常用的是异辛烷。共沸再生的流程见图2-3-46，此法可将三甘醇提浓到99. 95%(质)，干气露点降可达到7585。共沸剂在闭路内循环，无大气污染。此法虽不用汽提气，但增加了设备和汽化共沸剂的能耗。1吸收塔； 2再生釜； 3换热罐； 4三甘醇循环泵图2-3-45 汽提再生流程1重沸器； 2再生塔； 3冷却器； 4共沸物分离器； 5循环泵； 6换热罐图2-3-46 共沸再生流程到目前为止，国外的一些三甘醇吸收脱水装置仍采用汽提再生的方法。因为汽提气量很少，虽有污染，但不影响达到环保标准。它的成本低、操作方便、提浓效果好，是该法的一大优点，所以国内大都使用此法。3）影响三甘醇的脱水装置的主要因素影响三甘醇脱水装置操作的主要因素是吸收塔的操作条件，三甘醇贫液浓度，三甘醇循环量，其中三甘醇贫液浓度又是最关键的因素。只有合理的选择这些条件，才能保证脱水装置的效率。（1）吸收塔的操作条件吸收塔的操作条件主要指吸收塔的操作压力、操作温度和塔中气液接触情况。实践表明，吸收塔的操作压力小于17MPa时，吸收塔顶流出的干气露点温度基本和吸收塔的操作压力无关。因此，在确定塔的操作压力时，只需满足系统压力的分配，而无需考虑对脱水后干气露点的影响。吸收塔的操作温度对干气露点有影响，因为吸收塔内三甘醇流量很小，气体进塔后经1-2块塔板，气液温度即相近，因而，可以认为吸收塔的有效吸收温度等于进料天然气的温度。温度高，必然导致出口干气含水量高，为了达到设计指定的露点温度，则需要增加三甘醇的循环量，或者提高三甘醇的浓度，导致再生负荷的增大，因此，进塔气体温度最高不应超过50,对于某些井口温度较高的气田或油气田，则需要在进入分离塔前对冷却气体。但吸收温度不应低于10，以免三甘醇粘度过大，塔板效率降低，雾沫夹带增多，损失量变大。由于与入塔贫甘醇液相平衡的天然气中的平衡含水量是出塔气体所能达到的最低理论水含量，在实际操作中，气液相很难达到完全平衡状态，因而出塔干气的实际露点将比平衡状态下的露点高8-11，增加甘醇吸收塔的塔板数，可以改善塔中气液接触情况，因而可以增加露点降，使塔顶干气露点更接近气液平衡水露点。但塔板数增加，势必增加设备投资和装置的运行费用，因而在确定吸收塔的塔板数时，必须综合考虑甘醇浓度，甘醇循环量、设备投资、操作费等因素。据文献介绍，板式吸收塔若使用圆形泡罩塔板，塔板效率为25-40%时，甘醇吸收塔的塔板数大多为6-10块。（2）甘醇贫液浓度进入吸收塔的三甘醇贫液浓度是影响三甘醇脱水效率的关键因素，为了达到较大的干气露点降，就要求较高的甘醇贫液浓度。图2-3-47是吸收塔顶流出的干气平衡水露点温度同进料湿气温度及进吸收塔贫甘醇溶液浓度的关系图。已知进塔的湿气温度和设计预定的干气露点温度，即可确定必须的贫三甘醇液浓度，若低于此值，无论用多少塔板，多大的三甘醇循环量，吸收塔顶的干气露点温度也达不到预定值。由于在实际操作中不可能达到气液平衡，需要加上8-11的温差。例如进塔气体温度为25，要求的干气露点温度为-25，从图2-3-47可以读出达到平衡时需要的三甘醇贫液浓度为99%（质）。由于不可能达到平衡，加上10的温差，要求平衡时的干气露点温度为-35，从图上可查出必须的三甘醇贫液浓度是99.58%(质)，这样，才能保证干气露点温度是-25。图2-3-47 吸收塔温度、进塔TEG贫液浓度和出塔甘气平衡露点关系（3）三甘醇的循环量三甘醇的循环量的确定必须考虑吸收塔进口处三甘醇的浓度、塔盘数（或填料高度）和要求的露点降。天然气脱水规范（SY/T 0076-2003）推荐：每吸收1kg水所需要三甘醇量为0.02m30.03 m3,GPSA SI VERSION (1998年)推荐，最经济的三甘醇循环流率为15L（甘醇）/kg(水) 40L(甘醇)/kg(水)。实际操作中，三甘醇用量总是稍大一些，这是为了适应操作参数的变动而留有余地，但是通常小于60升。要确定三甘醇的循环量，一般做法是在一定的气体组成、温度、压力下，根据设计规定的干气露点温度（加上10的温差），查图2-3-47，确定必需的贫三甘醇浓度，然后根据三甘醇贫液浓度，确定甘醇的循环量。如果用汽提也达不到这个浓度，就应该降低吸收温度（例如通过预冷），或者降低对干气露点温度的要求。如果温度、压力、贫三甘醇的浓度、实际塔板数都已经确定，一味的增加三甘醇的循环量也不能提高露点降，图2-3-48可以说明这种情况。由该图可见，当循环量超过一定值时，曲线趋于平缓，即再增加溶液循环量，露点降变化不大。图2-3-48 三甘醇溶液循环量、贫甘醇溶液浓度和露点降的关系三甘醇循环量和吸收塔理论塔板数的关系可用常规公式表示： （2-3-21） （2-3-22） （2-3-23）式中 进塔原料气中水的摩尔百分数出塔干气中水的摩尔百分数出塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于气液平衡时干气中水的摩尔百分数，水相平衡系数原料气中水汽量，kg/106m3(101.325kPa，0)水的活度系数贫三甘醇的循环量，kmol/h气体处理量，kmol/h吸收塔的理论板数进塔贫甘醇中的水的摩尔百分数。该式也可以用图2-3-49表示。图2-3-49 TEG循环量和理论塔板数的关系吸收温度为27和38时，在吸收塔的理论板数为1、1.5、2、2.5时，三甘醇循环量和露点降的关系见图2-3-50、图2-3-51。（4）提高露点降的措施综合上述内容可知，采取降低吸收塔的操作温度（即降低吸收塔入口天然气的温度）、增加吸收塔的塔板数或填料高度、提高贫甘醇的浓度等措施，可以得到较高的露点降。4）三甘醇脱水系统的主要设备由图2-3-44可知，三甘醇脱水系统的主要由高压吸收系统和低压再生系统组成。高压吸收系统的主要设备有：（1）进口气涤器（或过滤分离器）原料气一般都含有液体或固体杂质，这些杂质会给吸收塔的操作带来很多问题。因此在原料气进入吸收塔之前，必须将这些杂质分离出来。这些杂质对三甘醇脱水的影响如下：l 游离水的存在导致三甘醇循环量增加，从而引起重沸器的热负荷、燃料气的用量增加；l 溶解于三甘醇中的烃液或油（芳香烃和沥青胶质）会降低三甘醇的脱水能力，并引起三甘醇溶液起泡。不溶于三甘醇的烃液或油还会堵塞塔板，使重沸器的传热表面结焦，并使三甘醇的粘度增加；l 含盐量高的游离水溶于三甘醇后将会腐蚀设备，且水蒸气蒸发出去后，盐分会沉积在重沸器的火管表面形成垢，影响传热。而且还可能使火管表面产生热斑（或局部过热）甚至烧穿；l 化学药剂如缓蚀剂、酸化及压裂液等可使甘醇溶液起泡，并有腐蚀性。如果沉积在火管表面，也可能会产生热斑；l 固体杂质也会引起甘醇溶液起泡，侵蚀阀门和泵等设备，并可堵塞塔板或填料。鉴于上述原因，进口气涤器（或过滤分离器）是脱水装置中一个十分重要的设备，在吸收塔之前，必须设置进口气涤器（或过滤分离器）。（2）吸收塔吸收塔的结构形式主要有板式塔和填料塔两类。板式塔内装有若干层塔板，液体靠重力作用由塔顶流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则依靠压差推动，由塔底向上依次通过各塔板上的液体层而流向塔顶。汽液两相在塔内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的固体填料。液相由塔顶及塔中的喷淋装置均匀分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下；气相则在压差推动下穿过填料层的空隙，由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续的变化。板式塔和填料塔的优缺点比较：l 填料塔操作范围小，对液体负荷的变化较为敏感。当液体负荷较小时，填料表面不能很好的润湿，使传质效果急剧下降；当液体负荷过大时，则容易产生液泛。设计良好的板式塔，则具有较大的操作范围。l 填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径筛板、泡罩塔等）则可以有效的处理这些物系。另外板式塔比填料塔易于清洗。l 当气、液接触过程中需要冷却以取走反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均匀分布问题而使结构复杂化。板式塔则可较容易的在塔板上安装冷却塔盘。l 对于易起泡的物系，填料塔更为适合，因为填料对泡沫有限制和破碎作用。l 对热敏性物系宜采用填料塔，因为填料塔内的持液量比板式塔少，物料在塔内的停留时间短。l 填料塔的压降比板式塔小，能耗低。吸收塔的设计应符合下列要求：l 吸收塔宜采用泡罩塔板或填料，如选用填料宜选用规整填料；l 塔顶应设捕雾器，应除去直径大于等于5m的甘醇液滴；l 吸收塔直径除按天然气脱水规范计算外，尚应对塔板进行水力计算并调整计算塔径。实际塔板数或填料高度应根据露点降、甘醇循环量及贫甘醇浓度确定；l 板式塔的板间距不应小于0.45m，捕雾器到气出口的间距不应小于塔内经的0.35倍。顶层塔板到捕雾器的间距不应小于塔板间距的1.5倍；l 填料塔应做到甘醇和进气均匀分布，防止壁流和沟流。原料气和贫甘醇溶液在吸收塔内逆向接触进行传质、传热，气体从底部进入，贫甘醇从顶部进入。中部的吸收段可采用泡罩塔板、浮阀塔板或规整填料。因甘醇易起泡，板式塔的塔板间距不应小于0.45米，最好在0.6米0.75米之间。塔顶设有捕雾器防止甘醇被干气携带出去，捕雾器到干气出口的间距不应小于塔内径的0.35倍，顶层塔板到捕雾器的间距不应小于塔板间距的1.5倍。（3）闪蒸罐甘醇溶液在吸收塔的操作温度、压力下除了吸收水蒸气外还会吸收少量天然气，尤其是包括芳香烃在内的重烃。闪蒸罐的作用即在低压下分出富甘醇吸收的烃类气体，以减少再生系统精馏柱顶部气体和甘醇的损失量。如果原料气是富气，则气相中所含的重烃较多，通常闪蒸罐内会有液态烃存在，故因选用三相的闪蒸罐。由于重烃的存在易使甘醇溶液乳化和起泡，因此液体的停留时间应为2030min。（4）精馏柱来自吸收塔的富甘醇在精馏柱和重沸器内进行再生。海上常用的三甘醇脱水/再生装置中，精馏柱安装在重沸器的上部，精馏柱内一般充填1.22.4米的陶瓷或不锈钢填料。顶部设有冷却盘管，可使部分水蒸气冷凝回流，从而控制精馏柱顶部的温度并减少甘醇损失。当回流量约为水蒸气排放量的30%时，由精馏柱顶部排出的水蒸气中夹带出的甘醇量很小。（5）重沸器三甘醇重沸器都是常压操作，其作用即加热富甘醇，使富甘醇中的水分汽化并从精馏柱顶排出。此外，重沸器还要提供回流热负荷及补充散热损失。重沸器的形式一般为卧式，加热方式可以采用火管直接加热、热介质加热、电加热或利用废热加热。直接加热具有很大的灵活性，既可以用作小型的装置，也可以用作大型装置，控制起来也比较简单，易于清洗；热介质加热减小了直火加热潜在的危害性，但却增加了热油管中事故的危险性，且造价比直火加热装置高；电加热装置消除了明火，最大限度的减少了火灾事故，并且消除了热油危险而简化了平台上的区域分类，但是热交换速率较低，且造价高；如果平台上有足够大的透平或往复式发动机，它们产生的废热也可用于废热交换器代替或补充直火加热器。由于三甘醇在高温下易分解，因此，重沸器内三甘醇的温度不宜超过204，管壁温度也应低于221。除上述主要设备外，三甘醇脱水/再生系统还包括甘醇泵、甘醇过滤器、甘醇缓冲罐和一些换热器等。5）三甘醇脱水工艺计算进行三甘醇脱水装置工艺计算时，首先需要确定以下数据：l 进料气流量，m3/d；l 进料气的组成或相对密度，酸性组分（CO2、H2S）的含量；l 进料气进吸收塔的温度，；l 吸收塔的操作压力，MPa；l 出口气中的含水量；l 进料气中含水量假定为饱和含水量；l 环境温度，；确定上述数据后，可根据如下步骤进行具体计算：（1）计算吸收塔达到的露点降和脱水量含有饱和水蒸气的天然气进入吸收塔的温度即为其进料气露点，饱和含水量可根据吸收塔的操作温度、压力从图2-3-40中查出。干气出吸收塔的饱和含水量根据管道输送或工艺要求确定，据此要求和操作压力从图2-3-40中查出对应的露点。则吸收塔达到的露点降即进料气和干气的露点之差值，吸收塔的脱水量为： qw = （2-3-24）式中 qw 吸收塔的脱水量,kg/h；Wi 进料气中的含水量,kg/103m3，Wo 干气中的含水量,kg/103m3；q 进料气流量, kg/h。（2）确定进入吸收塔的贫三甘醇的浓度已知进料气的入口温度和干气要求达到的露点，由图2-3-47确定贫三甘醇必须达到的最低浓度。无论吸收塔的理论板数和甘醇循环量如何，低于此浓度时出塔干气的露点就达不到预定值。图2-3-47纵坐标表示的是干气的平衡露点，只有当塔顶气体与贫甘醇在顶层塔板充分接触并达到平衡时才能达到。一般情况下，塔顶气体与进塔贫甘醇的接触时间不足以达到平衡，故出塔气体的实际露点比平衡露点高。即：te=tr-t （2-3-25）式中 te 出吸收塔干气的平衡露点，；tr 出吸收塔干气的实际露点，；t 偏差值，；（3）确定塔板数和三甘醇流率增加吸收塔的理论板数和三甘醇循环量会增加进料气的露点降，使出塔干气得露点更接近平衡露点，但相应会增加投资和操作费。因此，应综合考虑上述因素，并尽量在满足出塔干气露点要求的条件下操作。图2-3-50、图2-3-51表示的是吸收塔理论板数分别为1、1.5、2、2.5（约相当于4、6、8、10块实际塔板）时，贫三甘醇浓度、三甘醇循环量和露点降的关系。这些图的适用条件如下：吸收塔实际塔板数412贫三甘醇浓度，%(w)98.599.5三甘醇循环量，l/kg水12.550温度，2738压力，MPa(绝)2.079.65（a） 1块理论板；（b）1.5块理论板；（c）2块理论板；（d）2.5块理论板；图2-3-50 估计27、4.14MpaA下的露点降（a）1块理论板；（b）1.5块理论板；（c）2块理论板；（d）2.5块理论板；图2-3-51 估计38、4.14MpaA下的露点降当其他参数一定时，吸收塔操作压力每增加0.689 MPa，露点降增加0.5。吸收塔温度变化对露点降影响很小，而且，吸收温度在2738之间的露点降还可以通过线性内插法求取。因此，当进料气所要求的露点降、吸收塔的操作温度和操作压力等参数确定后，可由图2-3-50、图2-3-51来选择合适的贫甘醇浓度、三甘醇循环量和吸收塔的塔板数。如需详细计算吸收塔所需的理论塔板数，可绘出修正的McCabe-Thiele图，以确定理论塔板数，然后除以板效率得到实际塔板数。实践证明，任何甘醇吸收塔至少需要4块实际塔板才有良好的脱水效果，一般采用412块。对于泡罩塔板和浮阀塔板，板效率分别推荐采用25%和33%。（4）计算吸收塔直径吸收塔的允许空塔气速可由Souder-Brown公式确定，即g= （2-3-26）式中 g 允许空塔气速，m/s； 三甘醇在操作条件下的密度，kg/m3； 气体在操作条件下的密度，kg/m3；K 经验常数，见下表。塔板间距，mmK值4500.03665600.04576000.0488根据进料气体积流量和吸收塔的允许气速，即可求出吸收塔的直径。（5）闪蒸罐闪蒸罐的尺寸可以根据液体的停留时间来确定，即V=qL t （2-3-27）ql=LG qw （2-3-28）式中 V 闪蒸罐要求的沉降容积；qL 三甘醇循环量，m3/s；t 停留时间，min；（两相分离器取510min,三相分离器取2030min）LG 每吸收1kg水所需的三甘醇溶液量，m3/kg水；qw 吸收塔的脱水量，kg/s。（6）计算塔精馏柱直径富甘醇的再生过程即甘醇和水这两种组分的混合物的简单蒸馏过程。三甘醇和水的沸点相差较大，又不生成共沸物，故较易分离。因此，精馏柱的理论板数一般为3块，即底部重沸器、填料段和顶部冷凝器各为1块。富甘醇中吸收的水由精馏柱顶部排入大气，再生后的贫甘醇由重沸器流出。精馏柱的直径可根据其底部所需的气、负荷来确定，也可按下述经验公式估算:D= w （2-3-29）式中 D 精馏柱直径，mm。填料段至少应填充1.22m高的陶瓷或不锈钢填料，当重沸器的热负荷超过305kW时，填料的高度应增加到2.44m。（7）计算重沸器的热负荷重沸器的热负荷由三部分组成：l 加热富甘醇的负荷：这部分负荷按照公式Q= Cp m(T)求得；式中 Q 传递热量，KW；Cp 比热，KJ/Kg. m 流率，kg/s；T 温差，l 汽化水所需要的负荷：富甘醇中水的流量水的汽化热；l 回流热：按照汽化水负荷的50%计。（8）采用汽提法再生三甘醇，汽提量估算采