CN103877835A - 一种再生装置和再生方法以及脱水系统和脱水方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种再生装置、一种脱水剂再生的方法、一种脱水系统以及一种脱水的方法。所述再生装置包括加热器（F）、喷雾器（C）和回收塔（D），待再生的液体物流在所述加热器（F）中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器（C）的液体入口引入所述喷雾器（C）中进行雾化脱水，来自所述喷雾器（C）的含雾气体引入所述回收塔（D）中进行气液分离。采用本发明提供的脱水剂再生的方法能够有效地在较低的温度下对所述脱水剂进行再生，不仅避免了脱水剂再生过程中由于过热而引起的分解变质，而且还降低了能耗。此外，采用本发明提供的脱水的方法能够有效地对气体进行脱水并对脱水剂进行再生。

Description

一种再生装置和再生方法以及脱水系统和脱水方法

技术领域

本发明涉及一种再生装置、一种脱水剂再生的方法、一种脱水系统以及一种脱水的方法。

背景技术

在石油化工领域与环保领域内，有一些气体（如天然气、合成气以及煤制气等）通常含有一定量的水，需要将这些气体脱水到一定的露点降之后，才能满足后续加工工艺的要求。

以天然气为例，从井口出来的天然气的水含量为饱和水。为了满足集输的要求，必须将天然气中的水分脱除到一定的程度，满足一定露点的要求。目前，天然气脱水的方法主要有冷却法、溶剂吸收法和固体吸附法三种。其中，溶剂吸收法中常见的脱水剂有三甘醇、二甘醇、乙二醇等。采用溶剂吸收法对天然气脱水的工艺包括：将待脱水的天然气送入盛有脱水剂的吸收塔中，将其与所述脱水剂逆流接触，使其中的饱和水被分离吸收，脱水后的天然气引入下一个工艺，而吸水后的脱水剂需要进行脱水再生。在此过程中，脱水剂的浓度与待脱水的气体露点降低有直接关系。通常来说，脱水剂的浓度越高，气体露点降低得越多。在实际生产过程中，一般要求脱水剂的浓度高于99重量%。

以三甘醇脱水剂为例，传统的脱水再生方法为先将吸水后的脱水剂引入闪蒸罐中进行闪蒸，分离出部分烃类和水，然后再将脱水剂富液进行三级过滤，去除中间掺入的降解产物和其它杂质，最后再将三级过滤产物引入再生塔内进行精馏再生脱水。上述传统的脱水剂再生工艺过程比较复杂，能耗较高，三甘醇浓度很难达到99重量%以上（一般只有98.5重量%）。如果要保证再生之后的脱水剂的浓度达到以上浓度，需要增加汽提过程。此外，在脱水剂如三甘醇的再生过程中，一般需要将再生塔底的温度控制在204℃以下，否则三甘醇很容易过热分解，而操作温度低于190℃又会导致三甘醇中的水分较高（高于1.5重量%），加热过程中操作空间较小，因此在实际操作过程中不可避免地是会有局部过热的情况发生，导致脱水剂整体变质，主要表现在：含水量增大、热降解、氧化、发泡、pH降低和淤渣结垢等。

气体脱水剂在高温再生过程中因超温而易于引起降解问题，导致其在使用一段时间后因劣化变质而需要及时更换并对脱水剂废液进行处理。然而，由于气体脱水剂废液处理困难、污染环境并且脱水剂价格比较高，导致脱水过程耗费较大，因此，亟需开发一种新型的脱水剂再生装置与再生方法以避免上述问题的发生。

发明内容

本发明的目的是为了克服采用现有的方法在脱水剂再生过程中易产生过热分解等缺陷，而提供一种再生装置、一种脱水剂再生的方法、一种脱水系统以及一种脱水的方法。采用本发明提供的脱水剂再生的方法能够有效地在较低的温度下对所述脱水剂进行再生，不仅避免了脱水剂再生过程中由于过热而引起的分解变质，而且还降低了能耗。此外，采用本发明提供的脱水的方法能够有效地对气体进行脱水并对脱水剂进行再生。

本发明的第一个目的在于提供一种再生装置，其中，所述再生装置包括加热器、喷雾器和回收塔，待再生的液体物流在所述加热器中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器的液体入口引入所述喷雾器中进行雾化脱水，来自所述喷雾器的含雾气体引入所述回收塔中进行气液分离。

本发明的第二个目的在于提供一种脱水剂再生的方法，该方法包括将吸水后的脱水剂经加热后进行雾化脱水，并将所述雾化脱水后得到的含雾气体进行气液分离。

本发明的第三个目的在于提供一种脱水系统，所述脱水系统包括吸收装置和上述再生装置，所述吸收装置包括吸收塔，且来自所述吸收塔的液体物流引入所述再生装置的加热器中进行加热。

本发明的第四个目的在于提供一种脱水的方法，该方法包括将含水气体与脱水剂接触以脱除所述含水气体中的水分，并将吸水后的脱水剂按照上述方法进行脱水剂再生。

以三甘醇脱水剂为例，与传统的对脱水剂再生的方法相比，本发明提供的再生装置和脱水剂再生的方法以及脱水系统和脱水的方法具有如下优势：首先，雾化脱水的温度较低（通常不高于200℃，优选不高于180℃），不仅避免了在加热过程中因产生过热或者局部过热（超过204℃）的现象而导致的三甘醇劣化的问题，而且还降低了能耗；第二，本发明巧妙地采用了雾化的方式进行脱水，脱水过程中，待脱水的脱水剂以雾滴的形式存在，显著增大了脱水剂的表面积，确保了在较低的温度下脱水剂中水的快速蒸发并使所述脱水剂深度脱水；第三，简化了传统的脱水剂再生的工艺过程，可以选择不需要闪蒸、气提等过程，脱水剂富液（富含水的脱水剂）中携带的气体可以一并进入所述喷雾器中进行喷雾脱除。

根据本发明的一种优选实施方式，当所述脱水剂再生的方法和脱水的方法还包括在所述雾化脱水过程中引入气提气时，能够将所述脱水剂中的水分降至更低的水平。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明提供的脱水系统的一种具体方式的结构示意图。

图2为本发明提供的脱水系统的另一种具体方式的结构示意图。

附图标记说明

A-卧式过滤分离器；B-吸收塔；C-喷雾器；D-回收塔；E-过滤器；F-加热器；G-缓冲罐；H-三相分离器；I-换热器；J-焚烧炉；K-泵。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

如图1和图2所示，本发明提供的所述再生装置包括加热器F、喷雾器C和回收塔D，待再生的液体物流在所述加热器F中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器C的液体入口引入所述喷雾器C中进行雾化脱水，来自所述喷雾器C的含雾气体引入所述回收塔D中进行气液分离。

所述喷雾器C内通常设置有雾化喷嘴，所述雾化喷嘴与所述喷雾器C的液体入口相连。所述雾化喷嘴的种类可以为本领域的常规选择，例如，可以选自压力式雾化喷嘴、气流式雾化喷嘴和离心式雾化喷嘴中的至少一种。当所述雾化喷嘴为压力式雾化喷嘴和/或气流式雾化喷嘴时，喷嘴可以设置为1个或多个，并且可以选择向上和/或向下喷雾形式，还可以选择左右喷雾形式。此外，多个喷嘴可以并行设置，也可以设置成不同角度的喷雾形式。本发明对压力式雾化喷嘴的设计没有特别的限定，经过压力式雾化喷嘴，带有一定压力的液体物流能够被雾化，压力式雾化喷嘴产生的雾花形状通常为锥形，锥形角度在20°-150°之间，既可以是空心锥，也可以是实心锥。本发明对气流式雾化喷嘴没有特别的限定，可以选择常用的二流体雾化喷嘴，也可以选择三流体雾化喷嘴，在喷雾气体的作用下，液体物流在喷嘴处雾化，产生的雾花形状通常为锥形，锥形角度在20°-150°之间，既可以是空心锥，也可以是实心锥。多个压力式雾化喷嘴或气流式雾化喷嘴在喷雾器中优选设置为所喷雾的锥形雾花不相互交叉。当所述雾化喷嘴为离心式雾化喷嘴时，驱动离心喷嘴的动力源可以是高速电机，也可以是压缩气体。此外，在喷雾过程中，待脱水的脱水剂被瞬间撕裂成1-200微米左右的小液滴，在超过100℃的条件下，水以蒸汽形式快速的从小液滴中扩散出来，在此过程中，任何有利于气液分离的设计都是有利于脱水过程的。为了避免小液滴再次与水蒸气接触以及避免水蒸气中携带有小液滴，在保证水呈气态的温度下，优选地，所述喷雾器C内还设置有雾沫分离器，且所述雾沫分离器设置于所述喷雾器C的气体出口处，以将水蒸气中携带的小液滴与水蒸气分离。

本发明对所述雾沫分离器的种类没有特别地限定，可以为丝网雾沫分离器、纤维层式雾沫分离器和折板雾沫分离器中的至少一种。具体地，所述丝网雾沫分离器可以由双层或多层金属或者其他材料制成的丝网所形成，其网孔直径可以为50-500μm，优选为100-300μm。所述纤维层式雾沫分离器可以由金属纤维、陶瓷纤维、玻璃纤维、塑料纤维等中的至少一种制成，其丝网空隙可以为5-50μm，层厚可以为3-10μm。

此外，待再生的液体物流在所述喷雾器C中的雾化过程中，需要保持所述喷雾器C的温度稳定在水可以蒸发的温度下，为了在雾化脱水过程中保持所述喷雾器C内温度，可以选择在所述喷雾器C中设置加热装置和/或通过加热液体物流和/或向所述喷雾器C中通入加热后的气体的方式对所述喷雾器C进行加热和保温。

本发明对所述回收塔D的种类和结构没有特别地限定，只要能够将来自所述喷雾器C的含雾气体进行气液分离即可，例如，所述回收塔D可以为填料塔或板式吸收塔（如舌形塔板、网孔塔板、旋流塔板等）。此外，所述回收塔D可以在常压条件下进行操作，也可以在减压条件下进行操作。具体地，当所述回收塔D为填料塔时，其中装填的填料可以选自本领域技术人员公知的各种金属板片、金属丝网、毛细管及其编织物中的一种或多种；理论塔板数可以为1-10，优选为2-7。当所述回收塔D为板式吸收塔时，理论塔板数可以为1-10，优选为2-7。

根据本发明，优选地，所述回收塔D内还设置有加热装置，以确保进入所述回收塔D的含雾气体保持在需要的温度下进行气液分离，分离出水蒸气。所述加热装置以及所述加热器F均可以为现有的各种能够起加热作用的设备，在此不作赘述。

根据本发明，优选地，所述再生装置还包括缓冲罐G，所述缓冲罐G内设置有三相分离装置，所述喷雾器C中经过雾化脱水后的液体产物通过所述喷雾器C的液体出口引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物（油相）和气体（气相）的分离。其中，所述液体不溶物包括不溶于再生后的脱水剂的重烃、芳烃及其衍生物等，所述气体包括喷雾气体（使用气流式雾化喷嘴、压缩气体驱动的离心式雾化喷嘴）、气提气等。

所述回收塔D可以与所述喷雾器C的气体出口连通（如图1所示），也可以直接设置在所述喷雾器C的上部（如图2所示）。在如图1所示的具体实施方式中，来自所述喷雾器C的含雾气体经过所述喷雾器C的气体出口引入所述回收塔D中进行气液分离，所述含雾气体在所述回收塔D中经加热后将其中溶解的部分水再次蒸发进入气相，而液相中存留含有少量水分的脱水产物进入所述回收塔D的底部，该塔底物流可以返回或不返回所述加热器F中进行加热，再引入所述喷雾器C中进行雾化脱水；或者，也可以将来自所述回收塔D的塔底物流直接引入所述缓存罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离。在如图2所示的具体实施方式中，所述回收塔D与所述喷雾器C一体形成，且所述回收塔D直接设置在所述喷雾器C的上部，并且所述回收塔D与所述喷雾器C直接连通，使得来自所述喷雾器C的含雾气体能够直接进入所述回收塔D中进行气液分离，且所述气液分离后得到的液体产物能够直接返回到所述喷雾器C中。其中，所述回收塔D可以直接设置于所述喷雾器C的正上方（即所述回收塔D的底部位于所述喷雾器C的顶部），也可以设置在所述喷雾器C侧面偏上的位置上。此外，所述回收塔D可以垂直设置，还可以与水平面呈一定角度（如30°-150°）设置。在如图2所示的具体实施方式中，来自于所述喷雾器C的含雾气体直接进入所述回收塔D中指的是所述含雾气体自发上升进入所述回收塔D中，而所述气液分离后得到的液体产物直接返回到所述喷雾器C中指的是该液体产物在自身重力的作用下落入所述喷雾器C中。

根据本发明，优选地，所述再生装置还包括三相分离器H和焚烧炉J，来自所述回收塔D的塔顶物流引入所述三相分离器H中进行物相分离，并且由所述三相分离器H分离得到的气相可以引入所述焚烧炉J中进行焚烧，还可以用本领域技术人员公知的技术手段将其压缩到一定的压力之后，作为气提气引入所述喷雾器C中、作为气流式雾化喷嘴的气源、作为压力式雾化喷嘴的气源、作为燃烧式加热器的气源或并入待脱水的含水气体中。

本发明提供的脱水剂再生的方法包括将吸水后的脱水剂经加热后进行雾化脱水，并将所述雾化脱水后得到的含雾气体进行气液分离。

所述脱水剂可以为现有的各种能够脱除气体中水分的物质，例如可以选自乙二醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇、聚乙烯乙二烯乙醚等中的一种或多种，优选为乙二醇、二甘醇和三甘醇中的一种或多种。此外，尽管本发明提供的方法适用于对现有的各种含水量的脱水剂进行脱水再生，但从脱水效果方面进行考虑，所述吸水后的脱水剂中水的含量优选为1-10重量%，更优选为2-6重量%。此时，经雾化脱水后得到的脱水剂中水的含量优选小于1重量%。

根据本发明，为了更有利于所述吸水后的脱水剂中水分的脱除，在进行雾化之前，优选将所述吸水后的脱水剂加热至100-200℃，更优选加热至110-180℃。

根据本发明，所述雾化脱水的方式可以按照本领域技术人员公知的各种方式进行，例如，可以选自压力式喷雾、气流式喷雾和离心式喷雾中的至少一种。针对所述压力式喷雾，其操作条件包括：喷雾温度可以为100-200℃，优选为110-180℃；喷雾压力可以为0.3-15MPa，优选为1-10MPa。针对所述气流式喷雾，其操作条件包括：气液流量的体积比可以为5-100:1，优选为10-50:1；喷雾温度可以为100-200℃，优选为110-180℃；喷雾气体的压力可以为0.1-2MPa，优选为0.3-1MPa；所述喷雾气体可以选自氮气、轻烃气体、经所述脱水剂脱水后的干气以及将所述气液分离得到的塔顶物流进行物相分离得到的气体中的至少一种。针对所述离心式喷雾，驱动离心喷嘴的动力源可以是高速电机，也可以是压缩气体，其操作条件包括：离心转速可以为2000-25000rpm，优选为8000-15000rpm；喷雾温度可以为100-200℃，优选为110-180℃；所述压缩气体可以选自氮气、轻烃气体、经所述脱水剂脱水后的干气以及将所述气液分离得到的塔顶物流进行物相分离得到的气体中的至少一种。在本发明中，所述压力均指表观压力。

所述脱水剂再生的方法还优选包括在所述雾化脱水过程中引入气提气，所述气提气可以选自氮气、轻烃气体、经所述脱水剂脱水后的干气以及将所述气液分离得到的塔顶物流进行物相分离得到的气体中的至少一种。由于所述气提气能够带入更多的热量并起到气提作用，因此更有利于所述脱水剂脱水的进行。其中，所述轻烃气体是指C₁-C₄的气态烃类物质，其具体实例包括但不限于：甲烷、乙烷、丙烷和液化气中的一种或多种。此外，所述气提气与所述吸水后的脱水剂的体积比优选为1-80:1。所述气提气可以单独引入喷雾器中，也可以以脱水剂富液中携带的气体的形式引入，还可以预先将气提气引入到脱水剂富液中并将得到的混合物引入喷雾器中。当所述气提气单独引入喷雾器中时，优选引入到喷雾器的雾化喷嘴的下方。

根据本发明，将所述雾化脱水后得到的含雾气体进行气液分离可以在现有的各种回收塔中进行，所述回收塔例如可以为填料塔或板式吸收塔（如舌形塔板、网孔塔板、旋流塔板等）。此外，所述回收塔可以在常压条件下进行操作，也可以在减压条件下进行操作。具体地，当所述回收塔D为填料塔时，其操作条件通常包括：温度可以为100-200℃，优选为110-180℃；理论塔板数可以为1-10块，优选为2-7块；装填的填料可以选自本领域技术人员公知的各种金属板片、金属丝网、毛细管及其编织物中的一种或多种。当所述回收塔D为板式吸收塔时，其操作条件通常包括：温度可以为100-200℃，优选为110-180℃；理论塔板数可以为1-10块，优选为2-7块。此外，所述回收塔D内还优选设置有加热装置，这样能够确保进入所述回收塔的含雾气体保持在需要的温度下回收雾液，分离出水蒸气。

所述脱水再生的方法优选还包括将所述雾化脱水后的液体产物进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离。

进一步地，所述脱水再生的方法优选还包括将所述气液分离的塔底物流加热或不加热，再进行雾化脱水，或者将所述气液分离的塔底物流进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离。

再进一步地，所述脱水剂再生的方法还优选包括将所述气液分离的塔顶物流进行物相分离，得到气相、油相和水，并将得到的气相进行焚烧，或者压缩后作为雾化脱水的气提气、作为气流式雾化喷嘴的气源、作为压力式雾化喷嘴的气源、作为燃烧式加热器的气源或并入待脱水的含水气体中，这样不仅能够回收油相，而且还能够减少污染物的排放，更具工业应用前景。

根据本发明的一种具体实施方式，所述脱水剂再生的方法在上述特定的再生装置中进行，将所述吸水后的脱水剂经所述加热器F加热后引入所述喷雾器C中进行雾化脱水，并将所述雾化脱水后得到的含雾气体引入所述回收塔D中进行气液分离，将所述雾化脱水形成的液体产物引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，然后将来自所述回收塔D的塔底物流返回或不返回所述加热器F中进行加热，再进入所述喷雾器C中进行雾化脱水，或者将来自所述回收塔D的塔底物流直接引入所述缓存罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，将来自所述回收塔D的塔顶物流选择性引入所述三相分离器H中进行物相分离，得到气相、油相和水，并将得到的气相选择性地引入所述焚烧炉J中进行焚烧、或者压缩后作为气提气引入所述喷雾器C中、作为气流式雾化喷嘴的气源、作为压力式雾化喷嘴的气源、作为燃烧式加热器的气源或并入待脱水的含水气体中。

本发明提供的脱水系统包括吸收装置和上述再生装置，所述吸收装置包括吸收塔B，且来自所述吸收塔B的液体物流引入所述再生装置的加热器F中进行加热。其中，所述再生装置的具体结构已经在上文中有所描述，在此不作赘述。

当所述再生装置还优选包括缓冲罐G时，所述缓冲罐G内设置有三相分离装置，所述喷雾器C中经过雾化脱水后的液体产物通过所述喷雾器C的液体出口引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，来自所述缓冲罐G的再生后的脱水剂经所述泵K返回到所述吸收塔B中进行水分吸收。优选地，所述泵K为能量回收泵，流出所述吸收塔B中的高压液体物流与流入所述吸收塔B的低压再生后的脱水剂之间进行压力能交换。所述能量回收泵可以为开米尔泵或透平泵（turbine）。更优选地，所述缓冲罐G与所述吸收塔B之间还设置有过滤器E，以将所述再生后的脱水剂中携带的固体杂质以及不溶物过滤除去。

根据本发明，所述脱水系统还可以包括过滤分离器A，来自所述过滤分离器A过滤之后的含水气体引入所述吸收塔B中，这样能够有效地避免固体颗粒的引入并防止管道的堵塞。

根据本发明的一种具体实施方式，如图1所示，所述脱水系统包括吸收装置和再生装置，其中，所述再生装置包括加热器F、喷雾器C、回收塔D、过滤器E、缓冲罐G、三相分离器H和焚烧炉J，所述吸收装置包括卧式过滤分离器A和吸收塔B，来自缓存罐G的脱水剂引入所述吸收塔B中，经卧式过滤分离器A去除固体颗粒后的含水气体引入所述吸收塔B中与所述脱水剂逆流接触以脱除其中的水分，来自所述吸收塔B的经脱水后的气体物流大部分引入下一步工序，剩余部分作为气提气引入所述喷雾器C中，来自所述吸收塔B的液体物流引入所述再生装置的加热器F中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器C的液体入口引入所述喷雾器C中进行雾化脱水，来自所述喷雾器C的含雾气体经由所述喷雾器C的气体出口引入所述回收塔D中进行气液分离，来自所述喷雾器C的液体产物引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，来自所述缓冲罐G的再生后的脱水剂经能量回收泵K返回到所述吸收塔B中进行水分吸收，流出所述吸收塔B中的高压液体物流与流入所述吸收塔B的低压再生后的脱水剂之间通过能量回收泵K进行压力能交换，来自所述回收塔D的塔底物流返回或不返回所述加热器F中进行加热，再进入所述喷雾器C中进行雾化脱水，或者，来自所述回收塔D的塔底物流直接引入所述缓存罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，来自所述回收塔D的塔顶物流引入所述三相分离器H中进行物相分离，并且由所述三相分离器H分离得到的气相引入所述焚烧炉J中进行焚烧，或者压缩后气提气引入所述喷雾器C中、作为气流式雾化喷嘴的气源、作为压力式雾化喷嘴的气源、作为燃烧式加热器的气源或并入待脱水的含水气体中。

本发明提供的脱水的方法包括将含水气体与脱水剂接触以脱除所述含水气体中的水分，并将吸水后的脱水剂按照上述方法进行脱水剂再生。其中，所述脱水剂再生方法已经在上述中有所描述，在此不作赘述。

本发明提供的脱水方法的改进之处在于将吸水后的脱水剂采用一种新的方法进行再生，而所述含水气体的种类和含水量、含水气体与脱水剂的用量比、将所述含水气体与脱水剂接触的条件等均可以为本领域的常规选择，在此不作赘述。

所述脱水的方法优选还包括将所述雾化脱水后得到的液体产物进行三相分离，得到再生后的脱水剂、液体不溶物和气体，并将所述再生后的脱水剂与所述含水气体接触。

进一步地，所述脱水的方法优选还包括将高压的吸水后脱水剂与低压的再生后的脱水剂经过能量回收泵进行能量交换。

更进一步地，所述脱水的方法优选还包括在将所述再生后的脱水剂与所述含水气体接触之前，先将所述再生后的脱水剂进行过滤，以将所述再生后的脱水剂中携带的固体杂质以及不溶物过滤除去。

根据本发明的一种具体实施方式，所述脱水的方法在图1所示的特定的脱水系统中进行，所述脱水系统包括吸收装置和再生装置，其中，所述再生装置包括加热器F、喷雾器C、回收塔D、过滤器E、缓冲罐G、三相分离器H和焚烧炉J，所述吸收装置包括卧式过滤分离器A和吸收塔B，将来自缓存罐G的脱水剂引入所述吸收塔B中，经卧式过滤分离器A去除固体颗粒后的含水气体引入所述吸收塔B中与所述脱水剂逆流接触以脱除其中的水分，将来自所述吸收塔B的经脱水后的气体物流大部分引入下一步工序，剩余部分引入所述喷雾器C中，并将来自所述吸收塔B的液体物流引入所述再生装置的加热器F中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器C的液体入口引入所述喷雾器C中进行雾化脱水，将所述喷雾器C的含雾气体经由所述喷雾器C的气体出口引入所述回收塔D中进行气液分离，将所述喷雾器C的液体产物引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，将所述缓冲罐G中得到的再生后的脱水剂经能量回收泵K返回到所述吸收塔B中进行水分吸收（在此过程中，可以通过换热器I对返回到所述吸收塔B中的再生后的脱水剂与从所述吸收塔B流出的液体物流进行换热），流出所述吸收塔B中的高压液体物流与流入所述吸收塔B的低压再生后的脱水剂之间通过能量回收泵K进行压力能交换，将所述回收塔D的塔底物流返回或不返回所述加热器F中进行加热，再进入所述喷雾器C中进行雾化脱水，或者，将所述回收塔D的塔底物流直接引入所述缓冲罐G中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，将所述回收塔D的塔顶物流引入所述三相分离器H中进行物相分离，得到气相、油相和水，并将得到的气相选择性引入所述焚烧炉J中进行焚烧，或者压缩后气提气引入所述喷雾器C中、作为气流式雾化喷嘴的气源、作为压力式雾化喷嘴的气源、作为燃烧式加热器的气源或并入待脱水的含水气体中。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例提供的脱水剂再生的方法以及脱水的方法在图1所示的再生装置和脱水系统中进行。

以下实施例和对比例中，含水气体以及脱水剂中水分的含量采用气相色谱方法进行测定，气相色谱为上海天美科学仪器有限公司的GC7900，色谱柱为填料柱，检测器为TCD。

实施例1

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对三甘醇再生的方法。

将三甘醇（含5重量%水）经加热器F加热到140℃后，引入喷雾器C中进行雾化脱水。其中，喷雾器C高4m，直径3m，设置有1个气流式雾化喷嘴，雾化喷嘴方向朝下，喷雾气体为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.8MPa后加热到110℃的气体，喷雾器C气体出口处设置有雾沫分离器，雾沫分离器由金属丝网（网孔80微米）编制而成。雾化脱水过程中，三甘醇流量为1.5kg/min，气体流量为70L/min，雾花为空心锥，锥角度100°，喷雾10min。脱水后的甘醇在喷雾器底接收，含雾气体进入回收塔D中进行气液分离。其中，回收塔D高1m，直径0.1m，填充有200目不锈钢金属丝网，理论塔板数5。在气液分离过程中，将回收塔D内的温度维持在110℃，并将回收塔D的塔顶逸出的气体引入到三相分离器H中进行物相分离。其中，三相分离器高1m，直径0.2m。在物相分离过程中，将三相分离器H内的温度维持在30℃，并将分离出的气体引入焚烧炉J中焚烧。分别取喷雾器C塔底液体、回收塔D塔底液体、三相分离器H底部液体测定其组成含量。

经检测，喷雾器C塔底液体为三甘醇13.1kg，含水量为0.3重量%；回收塔D塔底液体为三甘醇1.3kg，含水量为0.5重量%；三相分离器H底部液体为水。

实施例2

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对二甘醇再生的方法。

将二甘醇（含5重量%水）经加热器F加热到110℃后，引入喷雾器C中进行雾化脱水。其中，喷雾器C高4m，直径3m，设置有1个气流式雾化喷嘴，雾化喷嘴方向朝下，喷雾气体为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.5MPa后加热到130℃的气体，喷雾器C气体出口处设置有雾沫分离器，雾沫分离器由金属丝网（网孔80微米）编制而成。雾化脱水过程中，二甘醇流量为1.5kg/min，气体流量为80L/min，雾花为空心锥，锥角度100°，喷雾10min。脱水后的甘醇在喷雾器底接收，含雾气体进入回收塔D中进行气液分离。其中，回收塔D高1m，直径0.1m，填充有200目不锈钢金属丝网，理论塔板数5。在气液分离过程中，将回收塔D内的温度维持在110℃，并将回收塔D的塔顶逸出的气体引入到三相分离器H中进行物相分离。其中，三相分离器高1m，直径0.2m。在物相分离过程中，将三相分离器H内的温度维持在30℃，并将分离出的气体引入焚烧炉J中焚烧。分别取喷雾器C塔底液体、回收塔D塔底液体、三相分离器H底部液体测定其组成含量。

经检测，喷雾器C塔底液体为二甘醇13.5kg，含水量为0.4重量%；回收塔D塔底液体为二甘醇1.1kg，含水量为0.5重量%；三相分离器H底部液体为水。

实施例3

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对乙二醇再生的方法。

将乙二醇（含5重量%水）经加热器F加热到110℃后，引入喷雾器C中进行雾化脱水。其中，喷雾器C高4m，直径3m，设置有1个气流式雾化喷嘴，雾化喷嘴方向朝下，喷雾气体为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.5MPa后加热到120℃的气体，喷雾器C气体出口处设置有雾沫分离器，雾沫分离器由金属丝网（网孔80微米）编制而成。雾化脱水过程中，乙二醇流量为1.5kg/min，气体流量为80L/min，雾花为空心锥，锥角度100°，喷雾10min。脱水后的甘醇在喷雾器底接收，含雾气体进入回收塔D中进行气液分离。其中，回收塔D高1m，直径0.1m，填充有200目不锈钢金属丝网，理论塔板数5。在气液分离过程中，将回收塔D内的温度维持在110℃，并将回收塔D的塔顶逸出的气体引入到三相分离器H中进行物相分离。其中，三相分离器高1m，直径0.2m。在物相分离过程中，将三相分离器H内的温度维持在30℃，并将分离出的气体引入焚烧炉J中焚烧。分别取喷雾器C塔底液体、回收塔D塔底液体、三相分离器H底部液体测定其组成含量。

经检测，喷雾器C塔底液体为乙二醇13kg，含水量为0.4重量%；回收塔D塔底液体为乙二醇1.8kg，含水量为0.4重量%；三相分离器H底部液体为水。

实施例4

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对三甘醇再生的方法。

按照实施例1的方法进行三甘醇再生，不同的是，在雾化脱水过程中，还包括向喷雾器C中通入气提气的步骤，气提气为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.1MPa后加热到110℃的气体，流量为20L/min。

经检测，喷雾器C塔底液体为三甘醇12.8kg，含水量为0.2重量%；回收塔D塔底液体为三甘醇1.6kg，含水量为0.5重量%；三相分离器H底部液体为水。

实施例5

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对三甘醇再生的方法。

按照实施例1的方法进行三甘醇再生，不同的是，使用压力式雾化喷嘴进行雾化，雾花为实心锥，锥角度为100°，喷雾压力为5MPa，同时还包括向喷雾器C中通入气提气的步骤，气提气为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.1MPa后加热到120℃的气体，流量为50L/min。

经检测，喷雾器C塔底液体为三甘醇13.4kg，含水量为0.5重量%；回收塔D塔底液体为三甘醇0.9kg，含水量为0.5重量%；三相分离器H底部液体为水。

实施例6

该实施例用于说明采用本发明提供的再生装置对三甘醇再生的方法。

按照实施例5的方法进行三甘醇再生，不同的是，使用离心式雾化喷嘴进行雾化，离心盘转速为13000rpm。

经检测，喷雾器C塔底液体为三甘醇13.4kg，含水量为0.5重量%；回收塔D塔底液体为三甘醇0.9kg，含水量为0.5重量%；三相分离器H底部液体为水。

对比例1

该对比例用于说明采用参比的再生装置对三甘醇再生的方法。

将15kg三甘醇（含5重量%水）加热到190℃，并向其中通入气提气，气提气为干燥后的压缩天然气（压力为5MPa）经减压至0.1MPa后的气体，流量为30L/min，得到脱水后的三甘醇液体和含雾气体。接着将所述含雾气体通入回收塔中进行气液分离。其中，回收塔高1m，直径0.1m，填充有200目不锈钢金属丝网，理论塔板数5。在气液分离过程中，将回收塔内的温度维持在110℃，并将回收塔的塔顶逸出的气体引入到三相分离器中进行物相分离。其中，三相分离器高1m，直径0.2m。在物相分离过程中，将三相分离器内的温度维持在30℃，并将分离出的气体引入焚烧炉中焚烧。分别取脱水后的三甘醇液体、回收塔塔底液体、三相分离器底部液体测定其组成含量。

经检测，脱水后的三甘醇液体共13kg，含水量为1.2重量%；回收塔塔底液体为三甘醇1kg，含水量为0.5重量%；三相分离器底部液体为水。

从以上实施例和对比例的结果可以看出，采用本发明提供的方法能够更有效地对脱水剂进行脱水。从实施例1和实施例4的对比可以看出，在雾化脱水过程中，气提气的引入能够将再生后的脱水剂中的含水量降至更低的水平。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (16)

1.一种再生装置，其特征在于，所述再生装置包括加热器（F）、喷雾器（C）和回收塔（D），待再生的液体物流在所述加热器（F）中进行加热，加热后的液体物流通过所述喷雾器（C）的液体入口引入所述喷雾器（C）中进行雾化脱水，来自所述喷雾器（C）的含雾气体引入所述回收塔（D）中进行气液分离。

2.根据权利要求1所述的再生装置，其中，所述喷雾器（C）内设置有雾化喷嘴，所述雾化喷嘴与所述喷雾器（C）的液体入口相连，所述雾化喷嘴选自压力式雾化喷嘴、气流式雾化喷嘴和离心式雾化喷嘴中的至少一种；优选地，所述喷雾器（C）内还设置有雾沫分离器，且所述雾沫分离器设置于所述喷雾器（C）的气体出口处。

3.根据权利要求1所述的再生装置，其中，所述再生装置还包括缓冲罐（G），所述缓冲罐（G）内设置有三相分离装置，所述喷雾器（C）中经过雾化脱水后的液体产物通过所述喷雾器（C）的液体出口引入所述缓冲罐（G）中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离；所述回收塔（D）内还设置有加热装置。

4.根据权利要求1或3所述的再生装置，其中，来自所述喷雾器（C）的含雾气体经由所述喷雾器（C）的气体出口引入所述回收塔（D）中，来自所述回收塔（D）的塔底物流返回或不返回所述加热器（F）中进行加热，再引入所述喷雾器（C）中进行雾化脱水；或者来自所述回收塔（D）的塔底物流直接引入所述缓存罐（G）中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离。

5.根据权利要求1或3所述的再生装置，其中，所述回收塔（D）设置在所述喷雾器（C）的上部，并且所述回收塔（D）与所述喷雾器（C）直接连通，使得来自所述喷雾器（C）的含雾气体能够直接进入所述回收塔（D）中进行气液分离，且所述气液分离后得到的液体产物能够直接返回到所述喷雾器（C）中。

6.根据权利要求1-3中任意一项所述的再生装置，其中，所述再生装置还包括三相分离器（H），来自所述回收塔（D）的塔顶物流引入所述三相分离器（H）中进行物相分离。

7.一种脱水剂再生的方法，该方法包括将吸水后的脱水剂经加热后进行雾化脱水，并将所述雾化脱水后得到的含雾气体进行气液分离。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，在进行所述雾化脱水之前，将所述吸水后的脱水剂加热至100-200℃，优选加热至110-180℃。

9.根据权利要求7或8所述的方法，其中，所述雾化脱水的方式选自压力式喷雾、气流式喷雾和离心式喷雾中的至少一种；优选地，所述压力式喷雾的操作条件包括：喷雾温度为100-200℃，喷雾压力为0.3-15MPa；优选地，所述气流式喷雾的操作条件包括：气液流量的体积比为5-100:1，喷雾温度为100-200℃，喷雾气体的压力为0.1-2MPa；优选地，所述离心式喷雾的操作条件包括：离心转速为2000-25000rpm，喷雾温度为100-200℃。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，该方法还包括在所述雾化脱水过程中引入气提气，所述气提气选自氮气、轻烃气体、经所述脱水剂脱水后的干气以及将所述气液分离得到的塔顶物流进行物相分离得到的气体中的至少一种；优选地，所述气提气与所述吸水后的脱水剂的体积比为1-80:1。

11.根据权利要求7或8所述的方法，其中，所述脱水剂为乙二醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇和聚乙烯乙二烯乙醚中的一种或多种；优选地，所述吸水后的脱水剂中水的含量为1-10重量%，优选为2-6重量%；经雾化脱水后得到的脱水剂中水的含量小于1重量%。

12.根据权利要求7或8所述的方法，其中，

该方法还包括将所述雾化脱水后的液体产物进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离；和/或，

该方法还包括将所述气液分离的塔底物流加热或不加热，再进行雾化脱水，或者将所述气液分离的塔底物流进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离；和/或，

该方法还包括将所述气液分离的塔顶物流进行物相分离，得到气相、油相和水。

13.一种脱水系统，所述脱水系统包括吸收装置和再生装置，其特征在于，所述再生装置为权利要求1-6中任意一项所述的再生装置，所述吸收装置包括吸收塔（B），且来自所述吸收塔（B）的液体物流引入所述再生装置的加热器（F）中进行加热。

14.根据权利要求13所述的脱水系统，其中，所述再生装置还包括缓冲罐（G），所述缓冲罐（G）内设置有三相分离装置，所述喷雾器（C）中经过雾化脱水后的液体产物通过所述喷雾器（C）的液体出口引入所述缓冲罐（G）中进行再生后的脱水剂、液体不溶物和气体的分离，来自所述缓冲罐（G）的再生后的脱水剂经泵（K）返回到所述吸收塔（B）中进行水分吸收；优选地，所述泵（K）为能量回收泵，将流出所述吸收塔（B）中的高压液体物流与流入所述吸收塔（B）的低压再生后的脱水剂之间进行压力能交换；优选地，所述缓冲罐（G）与所述吸收塔（B）之间还设置有过滤器（E），以将所述再生后的脱水剂中携带的固体杂质以及不溶物过滤除去。

15.一种脱水的方法，该方法包括将含水气体与脱水剂接触以脱除所述含水气体中的水分，并将吸水后的脱水剂按照权利要求7-12中任意一项所述的方法进行脱水剂再生。

16.根据权利要求15所述的方法，其中，该方法还包括将所述雾化脱水后得到的液体产物进行三相分离，得到再生后的脱水剂、液体不溶物和气体，并将所述再生后的脱水剂与所述含水气体接触；优选地，该方法还包括将高压的吸水后脱水剂与低压的再生后的脱水剂通过能量回收泵进行能量交换；优选地，该方法还包括在将所述再生后的脱水剂与所述含水气体接触之前，先将所述再生后的脱水剂进行过滤，以将所述再生后的脱水剂中携带的固体杂质以及不溶物过滤除去。

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