自地层中采出的天然气及脱硫后的净化天然气中，一般都含有饱和量的水蒸气（简称水气），水气是天然气中有害无益的组分。原因如下：①天然气中水气的存在，减小了输气管道对其他有效组分的输送能力，降低了天然气的热值；②在液化装置中，水在低于零度时，将以冰或霜的形式冻结在换热器的表面和节流阀的工作部分；③天然气和水会形成天然气水合物，它是半稳定的固态化合物，可以在零度以上形成，这些物质的存在会增加输气压降，减小油气管线通过能力，严重时还会堵塞阀门和管线，影响平稳供气。
水合物形成温度的影响因素主要有以下方面：①混合物中重烃，特别是异丁烷的含量；②混合物的组分，即使密度相同而组分不同，气体混合物形成水合物的温度也大不相同；③压力愈高，生成水合物的起始温度也愈高[1]；④在输送含有酸件组分的天然气时，液态水的存在还会加速酸性组分（H2S，CO2等）对管壁、阀门件的腐蚀，减少管线的使用寿命。因此在一般情况下，天然气必须进行脱水处理，达到规定的含水气量指标后，才允许进入输气干线。所以，天然气脱水净化是保证天然气正常传输和使用的基本环节。
目前各国对管输天然气中含水气量指标要求不一，有“绝对含水气量”及“露点温度”两种表示方法。绝对含水气量是指单位体积天然气中含有的水气的质量，单位为mg/m3。天然气的露点温度，是指在一定的压力下，天然气中水蒸气开始冷凝结露的温度，用℃表示。为了表示天然气管输过程中，由于湿度降低从天然气中凝析出水的倾向，用露点温度表示天然气的含水气量更为方便。一般情况下，管输天然气的露点温度应该比输气管沿线最低环境温度低5～15°C。表2-8为各国天然气含水气量指标。
表2-8 各国天然气含水气量指标
注：1atm=101325Pa。
1.脱水的方法和选择
为了避免天然气中由于水的存在造成堵塞现象，通常需在高于水合物形成温度时，就将原料气中的游离水脱除，使其露点达到-100°C以上。可用于天然气工业的脱水方法有多种，现在还不能判定哪种方法最佳，往往视具体情况而定。因而从事此项工作的技术人员，应尽可能地熟悉各种主要的天然气脱水方法，并根据具体情况，对各种可能采用的方法进行技术和经济指标的对比，选出最佳的天然气脱水工艺。
目前可用于天然气的脱水方法有冷却法、溶剂吸收法、固体吸附法、化学反应法，以及近年发展起来的膜分离法。随着天然气压力升高、温度降低，天然气中饱和含水气量也降低，因此，含饱和水气的天然气可通过直接冷却至低温的方法；也可先将天然气增压，再将天然气冷却至低温的方法脱水。天然气脱水时，冷却达到的温度必须低于管输天然气要求的水露点温度，否则用冷却脱水不能防止天然气中水气在输气管中凝析和积聚。因此当天然气田压力不足，使用冷却法脱水的天然气达不到管输天然气的水露点要求，而增压或内外部引入冷源又不经济时，则需采用其他脱水工艺。
目前采用化学试剂脱水在天然气工业中用得极少，某些化学试剂和天然气中的水气发生化学反应，生成的产物具有非常低的蒸汽压，可使气体得到较完全的脱水。这类化学试剂吸水后再生是很困难的，因此使用化学干燥剂脱水的方法在工业上难以实现。这个方法主要应用于实验室中测试气体的含水气量。在这里不作介绍。表2-9对其他四类脱水方法进行了一般性的比较。
表2-9 天然气脱水方法比较
（1）冷却脱水 冷却脱水的原理是利用当压力不变时，天然气的含水量随温度降低而减少的原理实现天然气脱水。此法只适用于大量水分的粗分离。
天然气是多组分的混合物，各组成部分的液化温度都不同，其中水和重烃是较易液化的两种物质。天然气中的水的露点随气体中水分降低而下降。脱水的目的就是使天然气中水的露点足够低，从而防止低温下水冷凝、冻结及水合物的形成。
1）直接冷却法和加压冷却法。对于气体，降低气体的温度和增加气体的压力，都会促使气体的液化。所以采用降温和加压措施，可促使天然气中的水分冷凝析出。
直接冷却法是当压力不变时，天然气的水含量（即饱和水蒸气含量）随温度降低而减少。如果气体温度非常高时，采用直接冷却法有时也是经济的。但是，由于冷却脱水往往不能达到气体露点要求，故常与其他方法结合使用。冷却脱水后的气体温度，即为该压力下的气体露点。因此，只有使气体温度上升或压力下降，才能使气体温度高于露点，所以此法的使用大受限制。
加压冷却法是根据在较高压力下，天然气水含量减少的原理，将气体加压使部分水蒸气冷凝，并由压缩机出口冷却后的气液分离器中排出。这种方法通常也难以达到气体露点要求，故也多与其他脱水方法结合使用。
2）膨胀制冷冷却法。对于井口压力很高的气体，可直接利用井口的压力，对气体进行节流，降压到管输气的压力，根据焦耳-汤姆逊的效应，在降压过程中，天然气的温度也会相应降低。若天然气中水的含量很高，露点在节流后的温度以上，则节流后就会有水吸出，从而达到脱水的目的。
3）机械制冷冷却法。对于低压伴生气，可以采用机械制冷方式（多采用蒸气压缩制冷）获得低温，可以使天然气中更多的烃类气体（同时还有水蒸气）冷凝析出，达到控制露点、回收烃、又同时脱水的目的。
辽河油田石油天然气脱水预处理装置的工艺流程见图2-1[5]。该脱水装置是将直接冷却法和机械制冷冷却法结合脱水。原料气先经循环水在换热器E1中冷却至40°C左右，并经分离器S1分离后进入换热器E2，将返回的冷干气复热至30°C，然后进入E3换热器，依靠R22继续降温至0～2°C（以不发生冻结为原则），并经分离器S2分离后进入换热器E4作深度冷冻脱水（机械制冷冷却）。
图2-1 辽河油田天然气脱水预处理装置的工艺流程
E1、E2、E4—不锈钢串片板式换热器 E3—不锈钢钎焊板式换热器 S1、S2—分离器
20世纪90年代，国内开发了一项新的天然气脱水净化技术，即气波制冷法[6]。其工作原理是利用天然气自身压力做功，高速气流射入特殊设计的旋转喷嘴周围均布的接收管内，产生的膨胀波使气体降温，分离脱水后外输。气波制冷可以得到-10～-40°C的外输露点。
若冷却脱水达不到作为液化厂原料气中对水露点的要求，则还应采用其他方法对天然气进行进一步的脱水。通常用冷却脱水法脱出水分的过程中，还会脱除部分重烃。
（2）吸收脱水 吸收脱水是利用溶剂与水的亲和力，用吸湿性液体（或活性固体）吸收脱除天然气中的水蒸气。
用作脱水吸收剂的物质应具有以下特点：对天然气有很强的脱水能力，热稳定性好，脱水时不发生化学反应，容易再生，粘度小，对天然气和烃的溶解度较低，起泡和乳化倾向小，对设备无腐蚀性，同时还应当价格低廉、容易得到。现在广泛使用的是醇类脱水吸收剂，常用的是甘醇胺、二甘醇、三甘醇溶液。
1）甘醇胺溶液
①优点。可同时脱除水、CO2和H2S，甘醇能降低醇胺溶液起泡倾向。
②缺点。携带损失量比三甘醇大；需要较高的再生温度，易产生严重腐蚀；露点降小于三甘醇脱水装置，仅限于酸性天然气脱水。
2）二甘醇水溶液。
①优点。浓溶液不会凝固；天然气中有硫、氧和CO2存在时，在一般操作温度下溶液性能稳定，高的吸湿性。
②缺点。携带损失比三甘醇大；溶剂容易再生，但用一般方法再生的二甘醇水溶液的体积分数不超过95%；露点降小于三甘醇溶液，当贫液的质量分数为95%～96%时，露点降约为28°C；投资高。
3）三甘醇水溶液
①优点。浓溶液不会凝固；天然气中硫、氧和CO2存在时，在一般操作条件下性能稳定；高的吸湿性；容易再生，用一般再生方法可以得到体积分数98.7%的三甘醇水溶液；蒸汽压低，携带损失量小，露点降大，三甘醇的质量分数为98%～99%时，露点降可达33～42°C。
②缺点。投资高；当有轻质烃液体存在时会有一定程度的起泡倾向，有时需要加入消泡剂。
三甘醇脱水由于露点降大和运行可靠，在各种甘醇类化合物中其经济效果最好，因而国外广为采用。我国主要使用二甘醇或三甘醇。在三甘醇脱水吸收剂和固体脱水吸附剂两者脱水都能满足露点降的要求时，才用三甘醇脱水经济效益更好。
常压甘醇脱水装置的典型工艺流程见图2-2。湿原料气经分离器粗脱水后，从底部进入吸收塔2，被甘醇贫液将水吸收脱除，从塔顶排出干燥气体，经过雾沫分离器1后，送去进一步脱水。塔底的甘醇富液经换热器6吸热后，经闪蒸罐7和过滤器8，进入再生塔9加热脱水后，用甘醇泵输送至吸收塔顶循环使用。
利用此法需注意防止甘醇分解。当再生温度超过204°C及系统中有氧气及液态烃存在时，都会降低甘醇的pH值，促使甘醇分解。因此，需要定期检查甘醇的pH值，要控制pH值大于7。在有条件时将甘醇用氮气保护，以防止氧化。
甘醇法适用于较大规模的天然气脱水，主要应用在集气站或几种脱水净化厂。
图2-2 常压甘醇脱水装置的典型工艺流程
1—雾沫分离器 2—吸收塔 3—冷却器 4—甘醇循环泵 5—中间缸 6—换热器 7—闪蒸罐 8—过滤器 9—再生塔
（3）吸附脱水 吸附的定义：一个或多个组分在界面上的富集（正吸附或简单吸附）或损耗（负吸附）。其机理是在两相界面上，由于异相分子间作用力不同于主体分子间作用力，使相界面上流体的分子密度异于主体密度而发生“吸附”。
与液体吸收脱水的方法比较，固体吸附脱水能够提供非常低的露点，可使水的含量降至1×10-6m3/m3以下；吸附法对气温、流速、压力等变化不敏感；相比之下没有腐蚀、形成泡沫等问题。此法适合于对于少量气体的廉价脱水过程。它的主要缺陷是基本建设投资大；一般情况下压力降较高；吸附剂易于中毒或碎裂；再生时需要的热量较多。
在某些情况下，特别是在气体流量、温度、压力变化频繁的情况下，由于吸附法脱水适应性、操作灵活，而且可保证脱水后的气体中无液体，所以成本虽高仍应采用吸附法脱水。
目前在天然气净化过程，主要使用的吸附剂有活性氧化铝、硅胶和分子筛三大类。活性炭的脱水能力甚微，主要用于从天然气回收液烃。
1）活性氧化铝。其主要成分是部分水化的、多孔的和无定型的氧化铝，并含有少量的其他金属化合物。活性氧化铝是一种极性吸附剂，它对多数气体和蒸汽都是稳定的，是没有毒性的坚实颗粒，浸入水或液体中不会软化、溶胀或蹦碎破裂，抗冲击和磨损的能力强。它常用于气体、油品和石油化工产品的脱水干燥。活性氧化铝干燥后的气体露点可低达-73°C。活性氧化铝循环使用后，其物化性能变化不大。
为了防止生成胶质沉淀，活性氧化铝宜在177～316°C下再生，即床层再生气体在出口时，最低温度需维持在177°C，方可恢复至原有的吸附能力，因此其再生时耗热量较高。活性氧化铝吸附的重烃，在再生时不易除去。氧化铝呈碱性，可与无机酸发生化学反应，故不宜处理酸性天然气。
2）硅胶。这是一种坚硬无定形链状和网状结构的硅酸聚合物颗粒，为一种亲水性的极性吸附剂。硅胶的分子式SiO2·nH2O，其孔径在2～20mm之间。硅胶对极性分子和不饱和烃具有明显的选择性，因此可用于天然气脱水。
硅胶的吸附性能和其他吸附剂大致相同，一般可使天然气的露点达-60°C。硅胶很容易再生，再生温度为180～200°C。虽然硅胶的脱水能力很强，但易于被水饱和，且与液态水接触很易炸裂，产生粉尘。为了避免进料气夹带的水滴损坏硅胶，除湿进料气进入吸附塔前，应很好地脱除液态水外，有时也采用在吸附床进口处，加一层不易被液态水破坏的吸附剂，称为吸附剂保护层。粗孔硅胶，如W型硅胶即可用于此目的。
3）分子筛。这是一种天然或人工合成的沸石型硅铝酸盐，天然分子筛也称沸石，人工合成的则多称分子筛。
分子筛对于极性分子即使在低浓度下也有相当高的吸附容量。对一些化合物的吸附强度按以下顺序递减：H2O＞NH3＞CH3OH＞CH3SH＞H2S＞COS＞CO2＞CH4＞N2。分子筛可用于脱水、脱硫和同时脱硫脱水。应当指出，水较各种硫化物更优先强烈吸附，可达到高净化度。
分子筛的物理性质取决于其化学组成和晶体结构。在分子筛的结构中，有许多孔径均匀的孔道与排列整齐的孔穴。这些孔穴不仅提供了很大的比表面，而且它只允许直径比孔径小的分子进入，而比孔径大的分子则不能进入，从而使分子筛吸附分子有很强的选择性。
根据孔径的大小不同，以及分子筛中SiO2与Al2O3的摩尔比不同，分子筛可分为几种不同的型号，见表2-10。X型分子筛能吸附所有能被A型分子筛吸附的分子，并且具有稍高的湿容量。
表2-10 几种常用的分子筛
在天然气净化过程中，常见的几种物质分子的公称直径见表2-11。
表2-11 常见的几种分子的公称直径
根据表2-10和表2-11可得出，要用分子筛脱水，选择4A分子筛是比较合适的，因为4A分子筛的孔径为（4.2～4.7）×10-10m，水的公称直径为3.2×10-10m。4A分子筛也可吸附CO2和H2O等杂质，但不能吸附重烃，所以分子筛是优良的水吸附剂。现在的LNG工厂一般采用4A型沸石分子筛进行天气深度脱水。这种分子筛虽然吸收性好，但经过分子筛吸附器的压力降较大。为解决这个问题，有种TRIVIS分子筛吸附剂，不仅可以减少气体的压力降，其微粒结构增大了与气体的接触面积，提高了脱水效率。
综上所述，分子筛与活性氧化铝和硅胶相比较，具有以下显著优点：
①吸附选择性强，只吸附临界直径比分子筛孔径小的分子；另外，对极性分子也具有高度选择性，能牢牢地吸附住这些分子。
②脱水用分子筛，如4A分子筛，它不吸附重烃，从而避免因吸附重烃而使吸附剂失效。
③具有高效吸附性能，在相对湿度或分压很低时，仍保持相当高的吸附容量，特别适用于深度干燥。
④吸附水时，同时可以进一步脱除残余酸性气体。
⑤不易受液态水的损害。
现代液化天然气工厂采用的吸附脱水方法大多是分子筛吸附。在天然气液化或深度冷冻之前，要求先将天然气的露点降低至很低值，此时用分子筛脱水比较适合。分子筛的主要缺点是：当有油滴或醇类等化学品带入时，会使分子筛变质恶化，再生时耗热高。
在实际使用中，可将分子筛同硅胶或活性氧化铝等串联使用：需干燥的天然气首先通过硅胶床层，脱去大部分饱和水；再通过分子筛床层，深度脱除残余的微量水分，以获得很低的露点。表2-12为用分子筛脱除天然气中水分的典型操作条件。
表2-12 用分子筛脱除天然气中水分的典型操作条件
（续）
图2-3为吸附法高压天然气脱水的典型双塔流程图。在吸附时，为了减少气流对吸附剂床层扰动的影响，需干燥的天然气一般自上而下流过吸附塔。Ⅰ号干燥塔吸附时，湿天然气经阀1进入塔顶，自上而下流过干燥塔，经阀4输出干燥的天然气。Ⅱ号干燥塔吸附时，湿天然气经阀7进入塔顶，自上而下流过Ⅱ号干燥塔，经阀10输出干燥的天然气。
当一个塔吸附时，另一个塔再生。吸附剂再生需要吸热，所以当一个吸附塔在脱水再生时，先对再生气用某种方式进行加热，然后再生气自下而上流过再生塔，对吸附层进行脱水再生。再生气自下而上流动，可以确保与湿原料气脱水时，最后接触的底部床层得到充分再生，因为底部床层的再生效果，直接影响流出床层的干天然气质量。再生气加热器可以采用直接燃烧的加热炉，也可以采用热油、蒸气或其他热源的间接加热器。再生气可以采用湿原料气，也可以采用出口干气。Ⅰ号干燥塔再生气时，再生气经阀6进入塔底，自下而上流过干燥塔，经阀2至再生气冷凝冷却器冷却。Ⅱ号干燥塔再生气时，再生气经阀12进入塔底，自下而上流过干燥塔，经阀8至再生气冷凝冷却器冷却。再生脱出的水分在此冷凝，并由分离器底部排出。
对吸附剂再生后，还需经过冷却后才能具有较好的吸附能力。在对再生后的床层进行冷却时，可以停用加热器，或使冷却气流从加热器的旁通阀13流过，以冷却再生后的热床层。冷却气通常是自上而下流过吸附剂床层，从而使冷却气中的水分被吸附在床层的顶部。这样在脱水操作中，床层顶部的水分不会对干燥后的天然气露点产生过大影响。Ⅰ号干燥塔冷却时，冷却器经阀3进入塔顶，自上而下流过干燥塔，经阀5至再生气冷凝冷却器冷却。Ⅱ号干燥塔冷却时，冷却器经阀9进入塔顶，自上而下流过干燥塔，经阀11至再生气冷凝冷却器冷却。
一般可用定时切换的自控阀门来控制吸附塔的脱水、再生和冷却。
吸附脱水一般适用于小流量气体的脱水。对于大流量、高压天然气脱水，如要求的露点降仅为22～28°C，一般情况下采用甘醇吸收脱水较经济；如要求的露点降为28～44°C，则甘醇法和吸附法均可考虑，可参照其他影响因素确定；如要求的露点降高于44°C，一般情况下应考虑吸附法脱水，至少也应先采用甘醇吸收脱水，再串接吸附法脱水。
（4）膜分离法脱水 天然气膜分离法（简称膜法）脱水是近年来发展起来的新技术。它克服了传统净化的许多不足，具有投资少、低能耗、维修保养费用低、环境友好及结构紧凑等优点。膜分离法脱水具有较大的发展潜力和广阔的应用前景，尤其适用于海上采油平台等对空间要求较严格的场所。另外，膜分离法在天然气脱水同时，还可以进行部分轻烃回收。
膜法脱水材料主要有聚砜、醋酸纤维素、聚酰亚胺等，通常制备成中空纤维或卷式膜组件[7，8]。
天然气膜分离技术是利用特殊设计和制备的高分子气体分离膜，对天然气中酸性组分的优先选择渗透性。当原料天然气流经膜表面时，其酸性组分（如H2O、CO2和少量H2S）优先透过分离膜而被脱除掉。图2-4示出膜分离法脱水基本原理。
图2-3 吸附法高压天然气脱水的典型双塔流程示意图（1～13—阀门）
再生流程 ——吸附流程 
再生气方向 
吸附气方向
图2-4 膜分离法脱水基本原理
膜分离法具有下列特点：
①利用天然气自身压力作为净化的推动力，几乎无压力损失。
②无试剂加入，属“干法”净化。净化过程中无额外材料消耗；无须再生，无二次污染。
③工艺相容性强，具有同时脱除性，如在脱水的同时，部分地脱除H2S、CO2。
④工艺简单，组装方便；易操作，易撬装。
⑤技术单元灵活，占地面积小。
从表2-9可以看出，与其他几种脱水方法相比，膜分离法脱水占地面积小，运转维修方便，所能达到的脱水露点范围较宽。另外，膜分离法脱水装置规模主要由膜组件的数量决定，装置较为灵活，因此它不仅适用于净化厂集中脱水和集气站小站脱水，同时也能够灵活、方便地应用于边远井站单井脱水。
天然气中水蒸气为微量、可凝性组分，水蒸气分压较低，从而膜两侧水蒸气渗透推动力较低；另外，水蒸气在膜的渗透侧富集，可能产生冷凝，降低传质推动力，影响膜的寿命。因此，在膜法脱水过程中，一般采用渗透侧干燥气体吹扫或抽真空工艺，以迅速排出渗透侧水蒸气，提高传质推动力。另外，还有将渗透侧的水蒸气干燥的膜吸收法和温差推动技术。
1）吹扫法。图2-5和图2-6示出两种吹扫法脱水工艺流程。图2-5中采用脱水干燥天然气部分反吹作吹扫气，排出渗透侧水蒸气，提高膜两侧水蒸气分压差。若天然气中CO2或H2S等酸性组分已被处理过，为减少甲烷损失，吹扫气与渗透气一起返回原料气，再压缩后循环回膜系统，整个系统几乎无烃类损失。否则，吹扫气和渗透气必须至少部分排放，以避免操作循环系统中CO2或H2S含量不断升高，影响天然气品质。图2-6中压缩空气经膜富氮、脱水后，干燥氮气作为吹扫气，渗透端的吹扫气或渗透气混合组分作燃料燃烧。该工艺仅需低压空气压缩机，而无需高压天然气压缩机，但有少量渗透烃类损失。
采用吹扫天然气脱水工艺，干燥天然气露点主要取决于吹扫气的流量和水含量。吹扫气水含量越低，吹扫气量越大，产品气露点越低，单位膜面积的处理量越大。
图2-5 膜法干燥天然气吹扫脱水工艺示意图
图2-6 膜法干燥氮气吹扫脱水工艺示意图
2）真空法。图2-7为真空法膜脱水工艺示意图。图2-8为天然气膜法脱水现场试验工艺示意图。采用真空工艺是解决水蒸气传质效率低的有效方法。这种工艺无需吹扫气和二次压缩就能达到较高的气体回收率；但需建立真空系统，增加了设备投资和运行费用。渗透的甲烷量较小，一般仅为原料气的2%～3%，可作为现场热源或动力源加以利用。净化天然气露点与渗透气真空度有关。
图2-7 真空法膜脱水工艺示意图
图2-8 天然气膜法脱水现场试验工艺示意图
3）膜吸附法。这是指采用固体、液体选择吸附膜（支撑液膜），或在渗透侧填充固体或液体吸收剂，通过吸收剂吸收水蒸气得到干燥气体的方法。
Sircar[9]等将氧化铝、硅胶制成1～50μm厚、孔径小于1.5nm的多孔吸附膜，涂在支撑层上，支撑层直径大于0.005μm，小于20μm，用于气体脱湿。支撑液膜是最近几年发展起来的一种气体除湿方法。支撑液膜的缺点是稳定性差，因为液体靠毛细管力附在支撑膜上，限制了膜两侧允许的压力差。采用真空操作方式来增大膜两侧的压力比。因为压差可以保持较低，所以提高了支撑液膜的稳定性。
4）温差推动技术。目前所有的膜法脱湿过程都是以压力差作为推动力，但是化学位差也可以是由温差产生的。研究人员还提出了利用温差推动分离的湿泵的概念。所谓湿泵是指由于膜中热势的推动，湿度从较干燥的气体中传递到湿气中。湿泵的概念化流程见图2-9。新鲜空气分成两股流体，即进料气和吹扫气，以逆流方式通过膜分离器。吹扫气首先和脱湿气进行热交换，再经过二级换热器，被低品位的废热加热到需要的温度。在膜分离器中，两股流体的温差产生的热势是水蒸气反向渗透的推动力。
图2-9 湿泵的概念化流程
湿泵的性能对湿泵因子
常敏感。式中，γ为膜材料的等温吸收系数；Dwm为水蒸气在膜中的扩散系数；λm为膜材料的热导率。从投资和生产的经济角度考虑，渗透速率只有大于1.0×10-5kg/（m2·s）才有实际应用价值。当湿泵因子大于0.02mK-1/7.5kJ1/3时，渗透速率才能达到上述要求，温差推动的湿泵才可能用于商业化。这是一种新型的膜法气体脱湿工艺的设想。
5）集成法。膜分离是以膜两侧气体分压差为推动力，高压操作、高浓度的过程较为有利。当净化气露点要求较低时，如常压露点-60°C左右，产品气水摩尔分数仅为10×10-6左右，采用膜法净化虽能够达到净化指标，但由于膜两侧水蒸气分压差较小，推动力较低，单位膜面积处理量较小，且烃损失量较大。吸附法能得到较低露点，但当原料水蒸气含量较高时，吸附剂需频繁再生，并且容易破碎而污染气源。采用膜分离/吸附集成的方法见图2-10。在较高水含量时用膜法脱水；当水含量降低到一定程度，如100×10-6，再采用吸附法脱水。这样一方面利用了较高水蒸气浓度时膜两侧的推动力；另一方面，吸附剂再生周期延长，同时使烃类损失达到最小[10]。
图2-10 膜分离/吸附集成的方法
2.常用脱水方法的设备选择及设计计算
（1）甘醇吸收脱水法 其流程见图2-2，包括分离、吸收、再生过程。主要设备有吸收塔、再生塔、换热器、分离器、重沸器、循环泵、过滤器等。
1）吸收塔、再生塔的设计计算。进吸收塔的天然气温度应维持在15～48°C。如果高于48°C，应在进口分离器之前设冷却装置。进入吸收塔顶层塔板的贫液温度宜冷却到高于气流温度10～30°C。且贫甘醇进塔温度宜低于60°C。吸收塔的操作压力宜≥2.5MPa，但不宜超过10.0MPa。每吸收1kg水所需甘醇量，三甘醇为0.02～0.03m3；二甘醇为0.04～0.1m3。
填料塔和板式塔是常用的吸收设备，设计者必须根据具体情况进行选用[11]：
①填料塔操作范围较小，特别是对于液体负荷的变化更为敏感。
②填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料。
③当气液接触过程中需要冷却，以移出反应热或溶解热时，不适宜用填料塔；另外，当有侧线出料时，填料塔也不如板式塔方便。
④填料塔的塔径可以很小，但板式塔的塔径一般不小于0.6m。
⑤板式塔的设计资料更容易得到，而且更为可靠，安全系数可以取得更小。(www.xing528.com)
⑥当塔径不很大时，填料塔的造价便宜。
⑦对于易起泡的物系，填料塔更合适。
⑧对于腐蚀性物系，填料塔更合适。
⑨对于热敏性物系，采用填料塔较好。
⑩填料塔的压降比板式塔小，更适合于真空操作。
2）填料塔设计计算[11]
①塔径计算：
式中qV，S是入塔混合气的体积流量（m3/s）；u是适宜的空塔气速（m/s），一般可取为泛点气速uF的50%～85%。
泛点气速是确定塔径的关键参数，其值与填料种类特性关系密切。填料塔开始出现液泛现象的气速，称为泛点气速。它是填料塔正常操作气速的上限值。目前工程设计中广泛采用埃特克提出的图2-11所示填料塔泛点和压降的通用关联图来计算它，适用于各种乱堆填料，如拉西环、鲍尔环、鞍形填料等。图2-11中左上方绘制了整个拉西环和栅形填料的泛点线。关联图的纵坐标为
，横坐标为
式中，uF是泛点气速（m/s）；ϕ是填料因子（m-1），可查所选用填料的特性数据表；g是重力加速度，为9.81m/s2；qm，V是气体的质量流量，kg/s，按塔顶出气计算；qm，L是液体的质量流量（kg/s），按吸收剂进口计算；ρV是气体的密度（kg/m3），按塔顶出气计算；ρL是液体的密度（kg/m3）；μL是液体粘度（cP）（1cP=1×10-3Pa·s）；ψ是水的密度与液体密度之比。
②最小吸收剂用量
其中
式中，
是最小气液比；qV是进气中除了被吸收气体之外的气体流量；L是吸收剂用量，一般为最小用量的1.1；x2是初始时刻被吸收气体在液相中摩尔分数；y1是初始时刻被吸收气体在气相中的摩尔分数；y2是终了时刻被吸收气体在气相中的摩尔分数；x∗1是根据y1在吸收平衡线查得的平衡液相摩尔分数。
图2-11 填料塔泛点和压降的通用关联图
③填料层高度
Z=HOGNOG
其中
式中，HOG是传质单元高度；NOG是传质单元数；KV，a是气相体积吸收总系数；A是塔截面面积。
根据两相流动参数可确定横坐标值，由图2-11查得所使用填料的泛点线对应的纵坐标值，再在纵坐标值对应的关联式中代入有关的物性数据和填料特性数据，便可算出泛点速度uF。
关联图2-11还有如下两个用途：①将操作气速u代替uF，求出纵坐标值，再算出横坐标值，则可从图上读得每米填料层的压力降Δp值；②若已知每米填料层压力降值Δp及横坐标值，则可由图上读得纵坐标值，进一步从中求出流速，此流速就是操作的气速。
3）板式塔设计计算。吸收塔直径与气流的流速有关，而流速可由表2-13确定的K值和表2-14确定的最大气体流率换算。
表2-13 速度因素K的量值
注：板式塔的塔间距不应小于0.45m。
表2-14 吸收塔最大气体流率推荐值 [单位：106m3/（d·m2）]
（续）
注：表中数值取K=0.0488时所得值。
表2-14给出的允许气体流率是基于Souders-Brown公式：
vc=K{（ρt-ρg）/ρg}0.5 （2-3）
式中，vc是允许气体速度（m/s）；ρt是甘醇在操作状态下的密度（kg/m3）；K是经验常数。
甘醇循环流率计算公式：
VL=LWGL （2-4）
式中，VL是甘醇循环流率（m3/h）；LW是每吸收1kg水所需甘醇循环量（m3/kg）；GL是吸收塔每小时的脱水量（kg/h）。
甘醇再生塔应采用不锈钢填料。要得到高浓度的甘醇，可根据实际条件选取先进合理的甘醇再生方法。目前可采用的再生方法有气提法、负压法和共沸法。气提法再生：气提气宜用干燥过的天然气或芳烃，宜在贫液精馏柱下方通入。负压法再生适用于处理规模较大，且不宜用气提气的场合。共沸法再生主要用于要求露点很低（-90°C以下）的场合，共沸剂应采用能与水形成共沸混合物的低沸点物质，如异锌烷、甲苯等。
4）气提量的计算。采用气提法再生三甘醇，可通过查图2-12来估算气提量。
5）分离器的设计计算。分离器直径可用表2-15和表2-16确定。表2-15中给出的允许气体流速是基于Souders-Brown公式（2-3），采用的是立式分离器。速度因素K的量值见表2-17。
图2-12 气提量对三甘醇溶液的影响
表2-15 进口分离器最大气体流率推荐值 [单位：106m3/（d·m2）]
注：表中数值取K=0.107时得出。该系数适合于处理微量或少量液体的分离器。其他与分离器类型有关的经验值或含量，有大量游离液的气流应符合现行的《油气分离规范》。
表2-16 分离器横截面积
表2-17 速度因素K的量值
进口分离器应紧靠吸收塔。如果来气较清洁，且含液很少，进口分离器宜与吸收塔一体，且直径应与吸收塔相同，最小直径由吸收塔内允许气体流速决定。分离器至吸收塔的升汽管管口，应超过甘醇在停工或操作不正常时出现的最高液位以上，并应有防止甘醇溢入分离器的措施。
甘醇闪蒸分离器操作表压宜为0.17～0.52MPa，宜先换热后闪蒸，或在闪蒸分离器内设加热盘管。表2-18和表2-19列出了常用立式两相和三相甘醇闪蒸分离器的尺寸和沉降容积。计算式如下：
V=qV，Lt/60 （2-5）
式中，V为闪蒸分离器中要求的沉降容积（m3）；qV，L为甘醇循环体积流量（m3/h）；t为停留时间（min），两相分离器停留时间为5min，三相分离器停留时间为20～30min。
表2-18 常用立式两相甘醇闪蒸分离器尺寸和沉降容积
注：1.甘醇闪蒸分离器公称直径DN≥500mm。
2.沉降容积是指底封头环焊缝以上至300mm高以下部分的容积。
表2-19 常用立式三相甘醇闪蒸分离器尺寸
注：1.甘醇闪蒸分离器两端封头焊缝之间的距离为闪蒸分离器的长度L。
2.沉降部分的长度为L减去溢流堰到焊缝的距离150mm。
6）重沸器的设计计算。常压再生时，重沸器内三甘醇溶液温度不应超过204°C，二甘醇溶液温度不应超过162℃。重沸剂的设计表压应大于等于0.0103MPa、内压或连同再生塔全部充满水的静压。采用三甘醇脱水时，重沸器火管散热表面的热流密度的正常范围是18～25kW/m2，最高不超过31kW/m2。燃烧器火焰形状和火焰长度的设计，应避免在火管处产生热斑，管壁温度宜在甘醇分解温度以下，最高不超过221°C。
QR=qV，LQC （2-6）
式中，QR为重沸器所需要的热负荷（kJ/h）；QC为循环1m3甘醇需用的供热量（kJ/m3）。
7）脱水装置的燃料气的耗量。
燃烧效率查图2-13估算，仅设烟道气中的残余燃料气量低于0.1%，这是安全有效操作的最大燃烧极限。
图2-13 天然气甘醇脱水装置燃烧效率近似值（高发热值38530kJ/m3）
（2）分子筛吸附脱水法 吸附脱水法的主要设备有吸附塔、换热器、分离器。
LNG工厂的脱水工艺流程采用的装置主要是固定床吸附塔。为保证连续运行，至少需要两个吸附塔，一塔进行脱水操作，另一塔进行吸附剂的再生和冷却，然后切换。在三塔或多塔装置中，切换程序有所不同。对于普通的三塔流程，一般是一塔脱水，一塔再生，另一塔冷却。
脱水器床层吸附周期，应根据原料气中含水量、空塔气速、床层高径比（不应小于1.6）、再生气能耗、吸附剂寿命等作技术经济比较后确定，一般为8～24h。对压力不高，含水量较多的天然气脱水，吸附周期宜小于等于8h。进床层的原料气温度不宜高于50°C。对于双塔流程，冷却气流量一般宜与再生气流量相近，冷却气出口温度宜低于50°C。吸附时气体通过床层的压降宜小于等于0.035MPa，不宜高于0.055MPa，否则需重新调整空塔气速。对于双塔流程，吸附剂加热时间一般是总再生时间的1/2～5/8，总再生时间包括加热时间、冷却时间和切换时间。再生气的入口温度应根据脱水深度确定，一般为232～315°C。
1）吸附塔的塔径计算。
塔径初选计算：
D1=[qV/（v2×60×0.785）]0.5 （2-8）
式中，qV为气体在操作条件下的体积流量（m3/h）；v2为允许空塔气速（m/min），可查图2-14。
图2-14 分子筛吸附脱水器允许空塔气速
D2=（0.5092958Vw）1/3 （2-9）
所以塔径的估算初值为
用估算的直径求实际的空塔气速v2，并验证是否在图2-14的允许气速以内，否则应调整初选的塔径，以求得合适的空塔气速为止。
2）吸附剂用量计算。
Vw=1.3[G1τ/（24XSρB）] （2-10）
式中，Vw是每吸附周期的含水总量被吸附剂饱和吸附所需要的吸附剂用量（m3）；G1是吸附剂脱出的水量（kg/d）；τ是所选的吸附周期（h）；XS是吸附剂的动态饱和吸附量[kg（水）/kg（吸附剂）]；ρB是吸附剂的堆积密度（kg/m3）。
3）传质区长度计算。
Hz=（1.41q0.7895）/（v0.55062φ0.2646） （2-11）
式中，Hz是吸附剂为硅胶时的传质长度（m）；q是床层断面积水负荷[kg/（h·m2）]；φ是相对湿度（%）。
床层断面积水负荷为
q=0.05305G1/D2 （2-12）
若吸附剂为分子筛或氧化铝，其传质区长度分别为硅胶的60%和80%。
4）床层高度的计算。
Ht=Vw/A=（0.05417G1τ）/（XSρBA） （2-13）
式中，Ht是吸附传质段前边线距床层进口端距离（m）；A为床层的横断面积（m2）。
5）吸附剂有效吸附容量的计算。
XHt=XsHt-0.45HzXs （2-14）
式中，X是吸附剂的有效吸附容量[kg（水）/kg（吸附剂）]。当X＜Xs才满足要求。
6）转效点θB计算求出θB，并验证θB与确定的吸附周期τ是否一致。
θB=（0.01XρBH）/q （2-15）
式中，θB是转效时间（h）；H是床层总高度（m）。
7）再生气热负荷的计算。
①固体吸附剂脱水器本身的显热：
Q1=Gc1（t2-t1） （2-16）
式中，Q1是塔体本身的显热（kJ）；G是塔体的质量（kg）；c1是钢的平均比热容[kJ/（kg·K）]；t1是再生的初始温度（°C）；t2是再生加热的平均温度（°C），t2=（te+tu）/2；te是再生气进塔温度（°C）；tu是再生气出塔温度（°C）。
②吸附剂的显热：
Q2=GSc2（t2-t1） （2-17）
式中，Q2是吸附剂的显热（kJ）；c2是吸附剂的平均比热容[kJ/（kg·K）]；GS是吸附剂质量（kg）。
③水的脱附热：
Q3=G2ΔH （2-18）
式中，Q3是水的脱附热（kJ）；G2是每周期的吸附水量（kg）；ΔH是每1kg水的脱附热，取ΔH=4186.8kJ/kg。
④瓷球的显热：
Q4=Gzc4（t2-t1） （2-19）
式中，Q4是瓷球的显热（kJ）；Gz是瓷球的质量（kg）；c4是瓷球的比热容[kJ/（kg·K）]。
考虑热损失为再生吸附剂总热量的10%。
8）床层压降计算。
式中，Δp是脱水器床层压降（kPa）；μ是气体粘度（Pa·s）；B、C是常数，查表2-20。
表2-20 吸附剂粒子类型常数B、C
（续）
注：条形当量直径=d0/[（2/3）+（d0+3l0）]。式中，d0—圆柱（条）直径（mm）；l0—条长度（mm）。
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