孟嘉岩，张 田，孟小雨，史 轩

（海洋石油工程股份有限公司，天津 300459）

0 引言

天然气含水量是天然气处理、储存、运输、销售等过程中的重要控制参数，天然气脱水系统也是油气处理过程中的关键设备。油气田产出的天然气一般都含有饱和量的水蒸气，在后续油气处理流程中可能会导致输送能力降低、天然气热值减少、形成液态水、冰或水合物等，使油气处理效果大打折扣，处理设备故障损坏。因此天然气脱水是油气处理的重要步骤。

1 天然气脱水工艺概述

常见的天然气脱水方法可简单分为低温分离法、溶剂吸收法、固体吸附法、膜分离法以及超音速分离法等[1]。其中，前三者属于传统脱水方法，后两个是近些年逐渐发展起来的新型脱水方法。由于脱水方法繁多，工程应用时一般会将各种脱水方法的特点与脱水的要求、目的充分结合，经过经济和技术方面的比选，确定合理方案[2]。

1.1 低温分离法

天然气的饱和含水量受温度和压力共同影响。低温冷凝法就是通过降温促进饱和水析出并分离的方法来实现脱水的。

现行的降温方法有膨胀和外部冷剂法。如果原料气有多余的压力能可以利用，可根据焦汤效应原理采用节流法进行制冷。如果原料气压力较低，则可使用外部制冷剂方法进行制冷，但是其经济性较差。低温冷凝法对于高压气体来说是非常经济的，可以充分利用天然气的静压能，还可以在脱水的同时脱除轻烃。但是缺点也较为明显，比如在循环过程中容易生成水合物，需要添加水合物抑制剂抑制水合物的生成，以及配套的抑制剂回收装置进行抑制剂的回收和处理。且耗能高，脱水后水露点高，需要深度脱水时往往需要搭配其他脱水方法进行配合。

1.2 溶剂吸收法

当亲水液体与天然气逆流接触时，由于相对于烃类，水在亲水液体中的溶解度更大，所以天然气中的气态水就会被亲水溶剂吸收，这就是溶剂吸收法实现天然气脱水的原理。氯化钙、甘醇类化合物是现在比较常用的脱水吸收剂。其中属于甘醇类化合物的三甘醇（TEG）由于其易于再生、亲水性强和热稳定性好的特点而成为工业上应用最多的脱水溶剂。

溶剂吸收法特别是三甘醇吸收法操作简单，装置投资较少，脱水后的天然气露点可满足一般要求，达到-30℃。但是这种方法也存在一些问题，比如溶剂易损失易污染，需要及时补充和净化；系统复杂，占地较大，维修不便；脱水深度不高等。所以三甘醇脱水一般适用于规模较大但脱水深度要求不高的情景。虽然三甘醇脱水法有以上缺点，但基于经济方面的考虑，它仍然是国内外天然气脱水中应用最多的方法。上述脱水方法中三甘醇脱水法陆上占比85%，海上更是达到了95%。

1.3 固体吸附法

某些固体物质孔道结构丰富，孔隙可以吸附大量水分子，这样的固体物质被称为吸附剂，固体吸附法就是利用吸附剂脱除天然气中的水分。

其中分子筛吸附法由于其吸附表面积大，吸附能力强，脱水深度高（脱水后天然气含水量可以下降到1 mg/L，露点能达到-70～-80℃），吸附材料再生能力强，受入口介质的影响小，适应性强等优点而应用较多，但分子筛吸附法也有不可避免的缺点，如吸附剂每三到五年就要更换一次，更换时需中断生产，容易对下游造成影响；分子筛难处理，难回收；设备投资和操作费用相对较高等。基于以上优缺点，分子筛法常被用于天然气深度脱水，生产CNG、LNG及NGL回收等。

1.4 新型脱水方法

膜分离技术主要利用半透膜的选择性机理。膜材料主要分无机膜材料和有机聚合膜材料两种。膜分离法可以有效脱出天然气中的水分以及CO2等废气，与传统工艺相比，设备简单，结构紧凑，而且投资和运营成本更低，能源效率和灵活性也更高。对于投资大，空间狭窄的海上平台来说，本是非常有应用前景的，而且无需人工添加药剂，也增加了海上平台的安全性，但是由于现行的膜在脱水的同时会造成甲烷的损失，损失率大约在5%～6%左右，因此在应用时，膜的选择性有待加强。

超音速分离法也是利用低温进行分离的一种方法，但是与传统低温冷凝法不同，超音速分离法是通过将气体加速到音速以上，从而使气体的温度和压力迅速降低，使水蒸气冷凝成为液滴，并被旋转分离出来，从而实现天然气的脱水干燥。超音速分离法可以防止水合物问题，并且由于在设备中的停留时间短而无需添加抑制剂和再生系统，安全环保，而且系统简单，占地面积小，可靠性高，非常适合于无人操作的平台。目前，超音速分离法在国外已经得到了一定的商业应用，但国内还处于研究和试验阶段[3]。

2 三甘醇脱水系统吸收塔工艺设计

溶剂吸收脱水法是利用吸收溶剂对其他物质的溶解性小，但对水的吸收性大的特性，通过使吸收溶剂与天然气接触的方式，将水从原料气中分离，从而达到脱水的目的。甘醇类溶剂凭借其较强的吸水性，一直是吸收溶剂的首选，特别是分子量较大的三甘醇，其分子结构决定了它具有亲水性好、热稳定性好、粘度低、在液烃中的溶解度较低等优势，在20世纪50年代后取代乙二醇，被大范围地应用于天然气的脱水处理中。

2.1 工艺流程

三甘醇脱水工艺主要由甘醇高压吸收和常压再生两部分组成，吸收部分降低气体内的水含量和露点，再生部分释放甘醇吸收的水分，提浓甘醇溶液、使甘醇循环使用[4]，典型流程如图1所示。

图1 三甘醇脱水典型流程

各种甘醇脱水流程的吸收部分大致与典型流程相同，再生部分为提高甘醇贫液浓度开发了降压再生、气体汽提、共沸再生等再生方法[5]，使再生流程有变化。

2.2 吸收塔工艺参数计算

2.2.1 设计基础参数

进行三甘醇脱水装置设计时，要确定具体流程和设备尺寸，必须首先确定一些必要的工艺参数、基础数据，主要包括：原料气的温度、压力、流量、密度（相对密度）或组分情况；出口气的含水量要求或露点降等。根据这些参数，可以按照有关设计规范计算出脱出水量，进而计算出三甘醇溶液的循环量以及各种设备的尺寸、做功设备的功率等[6-8]。在工程应用中，也有根据经验做法或具体要求，已经选定部分参数作为设计基础条件的情况[9]。以某海上气田气体组成为依据进行研究，选取的基础设计参数和基础组分见表1。

表1 设计基础参数和组分表

吸收塔的操作参数主要指吸收塔的操作压力、操作温度和塔中气液接触情况。研究表明，吸收塔压力小于20 MPa时，操作压力对气体露点降影响极小，在经济性较好的压力区间内（3.4～8.3 MPa），操作压力可参考原料气原始压力情况以及系统压力分配情况选取，无需考虑压力对脱水效果的影响。本次研究取原料气压力为吸收塔操作压力。

吸收塔内液相负荷相对较小，塔的温度与原料气温度接近，而原料气的温度是影响饱和含水量的重要因素。原料气的温度一方面应大于水合物生成温度，另一方面考虑甘醇的蒸发损失，塔溫一般不高于49℃。本次研究取原料气温度为吸收塔操作温度。

吸收塔结构上一般分板式和填料式两种，其中填料式吸收塔在相同气体处理量下所需塔径小，在海洋油气领域更受欢迎。本次研究取吸收塔设计为填料式。

2.2.2 脱水量

天然气饱和含水量随气体温度、压力而变化，并与具体组分有关。文献调研发现，在三甘醇脱水系统初步设计时，一般根据吸收塔操作温度、操作压力为基础，查天然气含水量图得到原料气的饱和含水量，进而计算三甘醇脱水系统的脱水量[10]。但该方法对于含重烃和酸性气体的天然气并不准确，因此本次研究采用HYSYS软件计算原料气含水量。

通过建立的HYSYS流体包，输入原料气组分和温度、压力，可知7150 kPa、40℃条件下，原料气含水量1033 mg/m3。又已知设计干气含水量30 mg/m3，考虑吸收塔很难达到完全平衡，出口干气实际露点比平衡露点略高，因此计算时出口干气含水量可适当取低，这里取20 mg/m3。吸收塔脱水量计算公式为：

其中 WD——脱水量，kg/h

Win——原料气含水量，kg/m3

Wout——干气含水量，kg/m3

Qv，g——天然气体积流量，m3/h

代入数据计算可知，单位时间吸收塔脱水量为37.96 kg/h。脱出水率计算公式为：

代入数据得脱出水率为98.1%。

2.2.3 三甘醇循环量

三甘醇循环量计算包括甘醇循环量、甘醇贫液循环量和甘醇富液循环量计算。

（1）甘醇循环量。甘醇循环量与气体脱出单位质量水所需的甘醇体积数成正比。吸收塔塔板数和甘醇贫液浓度一定时，通过吸收塔气体的露点降与甘醇循环量有关，循环量越大，能从原料气中脱出的水越多。由于甘醇循环量正比于重沸器的热负荷和脱水费用，在满足所需脱水深度的前提下，循环量越小越好。

气体脱出单位质量水所需的甘醇体积数一般通过取经验常值的方法确定[11]，本次研究取25 L/kg。则甘醇循环量计算公式为：

其中 Qv，TEG——甘醇循环量，m3/h

Cv，TEG——脱出单位质量水所需甘醇量，m3/kg

代入数据计算可知，甘醇循环量为0.899 m3/h。

（2）甘醇贫液浓度。确定了甘醇循环量后，甘醇贫液循环量就取决于甘醇贫液浓度。在甘醇循环量和吸收塔塔板数一定的前提下，贫液浓度越高，干气露点越低，气体脱水效果越好。

在进行三甘醇脱水工艺计算时，甘醇贫液浓度有时是根据经验做法直接取常值，有时是通过查三甘醇浓度与气体平衡露点图取值。本次研究中，由于系统应用于海上平台，操作空间有限，吸收塔塔高已确定为11 m，根据填料厂商提供的数据和以往的经验，填料高度取约4.5 m，平衡塔板数取N=3。结合2.2.2节计算得到的脱出水率，可查平衡塔板数为3时的不同浓度TEG循环流率与脱出水率关系如图2所示，得到甘醇贫液质量浓度。

图2 不同浓度TEG循环流率与脱出水率关系（N=3）

查图可知甘醇贫液质量浓度为99.7%。进一步计算甘醇贫液循环量公式为：

其中 Qm，TEG——纯三甘醇质量流量，kg/h

Qm，TEG，p——甘醇贫液质量流量，kg/h

wTEG，p——甘醇贫液质量浓度

Qv，TEG，p——甘醇贫液体积流量，m3/h

ρTEG——纯三甘醇密度，取1116 kg/m3

ρTEG，p——甘醇贫液密度，取1115 kg/m3

甘醇和甘醇溶液的密度可以根据经验做法取常值，也可根据经验公式计算。本次研究采用HYSYS软件模拟得到。代入数据计算可得到甘醇贫液循环量为质量流量1006.34 kg/h，体积流量为0.903 m3/h。

（3）甘醇富液循环量。得到了甘醇贫液循环量后，只需将脱水量考虑进去就可以得到甘醇富液浓度和循环量，计算公式为：

其中 wTEG，r——甘醇富液质量浓度

Qm，TEG，r——甘醇富液质量流量，kg/h

Qv，TEG，r——甘醇富液体积流量，m3/h

ρTEG，r——甘醇富液密度，取1114 kg/m3

代入数据计算可得到甘醇富液质量浓度为96.26%，甘醇富液循环量为质量流量1042.31 kg/h，体积流量为0.936 m3/h。

2.2.4 填料吸收塔塔径计算

塔径是吸收塔的关键设计参数之一，对于填料型吸收塔，有学者将其常见的塔径计算方法总结为泛点气速法、塔负荷系数法和Aspen Hysys软件模拟法[12]。

泛点气速法的计算模型有很多种，应用较多的是贝恩-霍根关联式和压降关联图，这两种方法计算塔径时都要求提供具体填料的有关性能数据。

Aspen Hysys软件模拟法利用吸收塔子流程的塔内件管理器进行塔径计算，需要对塔类型、填料规格、泛点率、发泡因子等参数进行设定。

塔负荷系数法则基于桑德斯-布朗（Souders-Brown）公式，引入一个系数，该系数的取值与塔内件的形式和类型有关。《天然气脱水设计规范》和《甘醇型天然气脱水装置规范》中对塔径的计算均是对此方法的变形应用。本次研究也采用此方法。首先计算天然气允许流速，计算公式为：

其中 G——天然气允许流速，kg/（m2·h）

ρL——液相密度，取1115 kg/m3

ρG——气相密度，取83 kg/m3

C——经验常数，取329 m/h

代入数据计算得到允许天然气流速为96 707.53 kg/h。

然后计算天然气允许流速条件下的允许截面积，计算公式为：

其中 A——允许截面积，m2

Qm，g——天然气实际质量流量，由HYSYS模拟取29 477.56 kg/h

代入数据计算得到允许截面积为0.305 m2，则计算塔径为623 mm，圆整取塔内径为650 mm。

3 基于HYSYS的三甘醇脱水工况模拟分析

三甘醇脱水系统的设计与吸收塔入口天然气的CO2含量有较大关系，CO2含量不仅是影响天然气饱和含水量的重要因素，也对吸收塔出口干气的水露点有影响，因此CO2含量是天然气净化过程中的重要控制参数之一。对于海上油气田的开发，由于海上平台操作空间有限，三甘醇脱水装置的规格不能任意增大。面对天然气开采过程中CO2含量可能发生波动的问题，以及越来越多高含CO2气田逐渐开发的现状，研究CO2含量变化对脱水干气含水量以及甘醇贫液循环量的影响，能够对三甘醇脱水系统的设计和运行提供更多参考基础[13]。

利用HYSYS软件建立模拟流程，通过调整原料气组分的摩尔分数，一方面固定甘醇贫液循环量，得到不同CO2含量下，出口干气含水量的变化情况；另一方面固定干气含水量为设计含水量，得到不同CO2含量下，为达到脱水要求所需甘醇贫液循环量的变化情况。

3.1 建模

按照工艺设计计算的结构以及总体脱水工艺流程设计情况，选取脱水吸收塔部分建立HYSYS模拟流程如图3所示，用于后续研究原料气组分变化对脱水效果的影响。

如图3所示，为方便对物流的组分情况进行调整并记录各部分参数的模拟结果，模型可分为原料气组分调整流程（流程1）、吸收塔脱水流程（流程2）、甘醇贫液循环量调整流程（流程3）三部分。流程1用于调整进塔天然气的CO2含量并使含水量饱和；流程2甘醇贫液的浓度和质量流量，以及进塔气的标准体积流量都按设计工况选取，可模拟得到不同CO2含量下脱水后干气的含水量；流程3设置出口干气含水量为设计含水量，可模拟得到不同CO2含量下，为达到脱水要求所需甘醇贫液的循环量。

图3 TEG脱水吸收塔模拟流程

首先采用第2章设计条件下的工艺参数设置模型，核验出口干气含水量是否符合设计要求的不高于30 mg/m3。各设备的温度、压力条件始终按设计工况设置，这里不再说明，列出三个流程中的主要输入参数、模拟结果见表2。

表2 设计工况模拟结果数据表

由上表可知，在设计工况下，进塔气饱和含水量为1033 mg/m3，采用设计得到的甘醇贫液循环量1006.34 kg/h进行脱水时，出口干气含水量为28.95 mg/m3，满足设计要求，模型可用于后续模拟过程。另外可得到在CO2摩尔分数为1.66%的设计工况下，为使干气含水量为设计含水量，所需的甘醇贫液循环量为960.89 kg/h。

3.2 二氧化碳含量对干气含水量的影响

利用流程1和流程2研究CO2含量对干气含水量的影响，固定原料气进气量为35 500 m3/h，可在表2所示摩尔组分基础上，保持其余组分摩尔含量不变，调整进塔天然气的CO2摩尔分数。模拟得到干气含水量见表3。

干气含水量随CO2摩尔分数增大的变化趋势如图4所示。

由表3和图4可知，随着进塔天然气的CO2摩尔分数在0～30%范围内增大，出口干气含水量由28.32 mg/m3增大至43.83 mg/m3，增大了54.8%，吸收塔出口干气的含水量逐渐增大，脱水效果变差。

表3 不同CO2含量时的干气含水量

图4 干气含水量与CO2摩尔分数关系

这是由于CO2为酸性气体，是影响天然气饱和含水量的重要因素。随着CO2摩尔分数增大，天然气饱和含水量逐渐增大，吸收塔单位时间内需要脱除的水蒸气变多，在设计的三甘醇脱水体系中，甘醇贫液循环量不足以将多出的水蒸气全部吸收，导致出口干气含水量增加。为了使出口天然气含水量达到设计要求，需要进一步增大甘醇贫液循环量。

3.3 二氧化碳含量对甘醇贫液循环量的影响

利用流程1和流程3研究CO2含量对甘醇贫液循环量的影响，固定原料气进气量为35 500 m3/h，干气含水量为设计含水量30 mg/m3，甘醇贫液浓度为设计浓度99.7%，在表2所示摩尔组分基础上，保持其余组分摩尔比不变，调整进塔天然气的CO2摩尔分数。模拟得到甘醇贫液循环量变化情况见表4。

表4 不同CO2含量时的甘醇贫液循环量

其中，定义甘醇贫液循环量系数为不同CO2含量下的甘醇贫液循环量与不含CO2时的甘醇贫液循环量的比值；相对变化量为不同CO2含量下的甘醇贫液循环量比不含CO2时的甘醇贫液循环量变化的相对值。

甘醇贫液循环量以及甘醇贫液循环量系数、相对变化量随CO2摩尔分数增大的变化趋势如图5、图6所示。

图5 甘醇贫液循环量与CO2摩尔分数关系

图6 甘醇贫液循环量变化情况与CO2摩尔分数关系

由表4、图5、图6可知，随着进塔天然气的CO2摩尔分数在0～30%范围内增大，进塔天然气的含水量增大，为保证出口干气含水量始终为设计含水量30 mg/m3，甘醇贫液循环量由934.09 kg/h增大至1717.59 kg/h。CO2摩尔分数为30%时，甘醇贫液循环量是不含CO2时的1.84倍，相对增加了83.88%。

由图表可知甘醇贫液循环量的增加与CO2摩尔分数的增大呈现很好正相关趋势。对图5中甘醇贫液循环量和CO2摩尔分数的关系以及图6中甘醇贫液循环量系数和CO2摩尔分数的关系进行回归，结果见表5，其中CO2摩尔分数x取值范围为0～1。

表5 拟合关系式

4 结论

工程实际中的天然气一般含有多种重烃组分和酸性气体，通过查图、查表方法获得天然气的饱和含水量有较大的误差，应采用更准确的饱和含水量计算方法或通过专业软件模拟获得。填料式吸收塔的甘醇贫液浓度一般不再采用查甘醇浓度与平衡水露点关系图的方法确定，现在多采用查不同平衡塔板数时的TEG循环流率与脱出水率关系图确定。通过分析CO2含量对TEG脱水系统的影响，得出CO2含量与吸收塔脱水效果及设计甘醇贫液循环量的关系，可以用于以后平台改造及系统设计评估的参考依据。