本发明涉及一种乙二醇富液脱盐装置及工艺，具体地，本发明是主要针对海上天然气开发生产过程中水合物抑制剂乙二醇的脱盐再生工艺领域，脱盐原理是基于离子交换技术。
背景技术：
海上天然气开发过程中，天然气在有水存在的情况下易生成水合物而堵塞设备、阀门和管道等。油气田开发中常用乙二醇（meg）作为水合物抑制剂来防止水合物的生成，当乙二醇在吸水饱和时需要再生，重复利用。从气井出来的采出水中往往含有大量的高溶解度盐和低溶解度盐，主要有na+，k+，mg2+，ba2+，ca2+，fe2+，cl-，so42-，co32-，hco3-，ac-等离子。乙二醇吸水后成为乙二醇富液。乙二醇富液再生工艺中，在精馏脱水段，随着水分的蒸发，离子浓度升高，从而导致设备腐蚀、结垢程度的加剧。
目前在油田上使用较多的乙二醇脱盐工艺中，低溶解度盐通过加入化学药剂生成沉淀，然后利用预涂助滤剂的固体颗粒过滤器将沉淀等杂质过滤，从而除去乙二醇中的低溶解度盐；高溶解度盐利用真空闪蒸分离器，将乙二醇和水在较低温度下加热蒸发，促使高溶解度盐在乙二醇溶液中达到过饱和状态，从而结晶析出。待晶体长大到一定粒度后，再用离心机进行分离。在目前使用的这种工艺中存在一些缺陷：1.脱低溶解度盐时生成的碳酸钙，碳酸镁等沉淀粒径较小，给过滤分离带来困难；2.设备较多，占地面积较大，受海上平台空间狭小的限制；3.该系统能耗设备多，耗能量大，成本高。
随着离子交换树脂的快速发展，离子交换技术也取得了很大进步。离子交换技术已广泛应用于生物制药，化学分析，水处理工业，重金属工业，核工业，环境工程和石油化工工业等领域。离子交换脱盐技术具有脱盐效率高，能耗低，可同时进行高溶解度盐和低溶解度盐的脱除等特点。
技术实现要素：
针对深水天然气开发中使用的乙二醇富液回收再生系统中，常规脱盐系统存在一些不足，为了克服现有技术的不足，本发明利用离子交换原理来脱除乙二醇溶液中的盐。海上天然气开发中乙二醇富液所含离子种类较多，既有高溶解度盐又有低溶解度盐。离子交换脱盐技术主要是通过流动相中的离子和离子交换树脂固定相上嵌合的可交换离子发生置换反应而实现溶液体系的脱盐。本发明就是利用了这一原理，通过选取选择性能力较强的离子交换树脂，实现高溶解度盐和低溶解度盐同时脱除的目的。本发明制定了高溶解度盐和低溶解度盐同时分离的脱盐方案，给出了具体的离子交换脱盐工艺原理流程，离子交换树脂的选择类型，离子交换树脂再生系统和再生液的选择类型，基于离子交换的乙二醇脱盐技术的主要工艺参数范围。
本发明提供了一种乙二醇富液脱盐装置，包括：
三相分离器，其入口连接乙二醇富液来液管线；
乙二醇富液缓冲罐，其入口连接三相分离器的液相出口；
换热器，其设有冷介质入口、冷介质出口、热介质入口和热介质出口，冷介质入口连接乙二醇富液缓冲罐的出口；
第一阳离子交换树脂床，其设有乙二醇富液入口、脱除阳离子的乙二醇富液出口、阳离子交换树脂再生液入口和阳离子交换树脂再生后的废液出口，其乙二醇富液入口通过设有阀门的管线连接换热器的冷介质出口；
第二阳离子交换树脂床，其设有乙二醇富液入口、脱除阳离子的乙二醇富液出口、阳离子交换树脂再生液入口和阳离子交换树脂再生后的废液出口，其乙二醇富液入口通过设有阀门的管线连接换热器的冷介质出口；
阳离子交换树脂再生液储罐，其通过设有阀门的管线连接第一阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂再生液入口和第二阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂再生液入口；
第一阴离子交换树脂床，其设有脱除阳离子的乙二醇富液入口、脱除阴离子的乙二醇富液出口、阴离子交换树脂再生液入口和阴离子交换树脂再生后的废液出口，其脱除阳离子的乙二醇富液入口通过设有阀门的管线连接第一阳离子交换树脂床的脱除阳离子的乙二醇富液出口；
第二阴离子交换树脂床，其设有脱除阳离子的乙二醇富液入口、脱除阴离子的乙二醇富液出口、阴离子交换树脂再生液入口和阴离子交换树脂再生后的废液出口，其脱除阳离子的乙二醇富液入口通过设有阀门的管线连接第二阳离子交换树脂床的脱除阳离子的乙二醇富液出口；
阴离子交换树脂再生液储罐，其通过设有阀门的管线连接第一阴离子交换树脂床的阴离子交换树脂再生液入口和第二阴离子交换树脂床的阴离子交换树脂再生液入口；
精馏塔，其入口通过设有阀门的管线连接第一阴离子交换树脂床的脱除阴离子的乙二醇富液出口和第二阴离子交换树脂床的脱除阴离子的乙二醇富液出口；精馏塔的气相出口，连接所述换热器的热介质入口。
其中，所述第一阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门的废液排出管线；所述第二阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门的废液排出管线；所述第一阴离子交换树脂床的阴离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门的废液排出管线；所述第二阴离子交换树脂床的阴离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门的废液排出管线。
其中，所述乙二醇富液缓冲罐与所述换热器之间的管线上还设有提升泵。
其中，所述阳离子交换树脂再生液储罐与所述第一阳离子交换树脂床之间的管线上设有提升泵；所述阳离子交换树脂再生液储罐与所述第二阳离子交换树脂床之间的管线上设有提升泵；所述阴离子交换树脂再生液储罐与所述第一阴离子交换树脂床之间的管线上设有提升泵；所述阴离子交换树脂再生液储罐与所述第二阴离子交换树脂床之间的管线上设有提升泵。
其中，所述第一阳离子交换树脂床和第二阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂为h+型强酸性离子交换树脂。
优选地，所述h+型强酸性离子交换树脂为001×4阳离子交换树脂、001×7阳离子交换树脂、001×10阳离子交换树脂或d001×14大孔树脂中的一种或其组合或其他具有相同功能的离子交换树脂。
优选地，所述第一阴离子交换树脂床和第二阴离子交换树脂床的阴离子交换树脂为oh-型强碱性离子交换树脂。
优选地，所述oh-型强碱性离子交换树脂为201×4阴离子交换树脂、201×7阴离子交换树脂和d201大孔型阴离子交换树脂中的一种或其组合或其他具有相同功能的离子交换树脂。
本发明还提供一种乙二醇富液脱盐工艺，包括如下步骤：
1）乙二醇富液来液进入三相分离器，进行三相分离，脱除乙二醇富液中的气相组分和固相杂质；分离得到的液体进入乙二醇富液缓冲罐后，进入换热器加热至30~60℃；
2）步骤1）加热后的液体通过设有阀门的管线进入第一阳离子交换树脂床，脱除阳离子；然后，液体通过设有阀门的管线进入第一阴离子交换树脂床，脱除阴离子；然后，液体通过设有阀门的管线进入精馏塔，精馏塔的液相出口流出乙二醇贫液，气相出口的逸出的水蒸气进入到所述换热器中作为热介质利用；
3）第一阳离子交换树脂床和第一阴离子交换树脂床的交换离子量达到饱和后，关闭换热器与第一阳离子交换树脂床之间的阀门、第一阳离子交换树脂床与第一阴离子交换树脂床之间的阀门、第一阴离子交换树脂床与精馏塔之间的阀门；所述换热器加热后的液体通过设有阀门的管线进入第二阳离子交换树脂床，脱除阳离子，然后，液体通过设有阀门的管线进入第二阴离子交换树脂床，脱除阴离子，然后，液体通过设有阀门的管线进入精馏塔，精馏塔的液相出口流出乙二醇贫液，气相出口的逸出的水蒸气进入到所述换热器中作为热介质利用；同时，将阳离子交换树脂再生液储罐中的阳离子再生液通入第一阳离子交换树脂床对其进行再生，将阴离子交换树脂再生液储罐中的阴离子再生液通入第一阴离子交换树脂床对其进行再生；
4）当第二阳离子交换树脂床和第二阴离子交换树脂床的交换离子量达到饱和后，关闭换热器与第二阳离子交换树脂床之间的阀门、第二阳离子交换树脂床与第二阴离子交换树脂床之间的阀门、第二阴离子交换树脂床与精馏塔之间的阀门；重复步骤2）；
5）循环重复步骤3）和4）。
本发明提供了一种全新的利用离子交换树脂的乙二醇脱盐装置及工艺。通过选用选择交换性能强的离子交换树脂，实现高溶解度盐和低溶解度盐同时分离，并且分离效果较好，分离后低溶解度盐质量浓度低于1mg/l，高溶解度盐质量浓度低于1mg/l；本发明方法脱乙二醇富液中的盐离子消耗能量低。
附图说明
图1是本发明的乙二醇富液脱盐装置结构示意图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明，以使本领域的技术人员可以更好的理解本发明并能予以实施，但所举实施例不作为对本发明的限定。
结合图1所示，本发明提供一种乙二醇富液脱盐装置，其包括：
三相分离器s-1，其入口连接乙二醇富液来液管线1。三相分离器s-1对乙二醇富液进行三相分离，分离出的轻烃、co2等气体被收集，固体杂质被排放，液体进入乙二醇富液缓冲罐t-1。
乙二醇富液缓冲罐t-1，其入口连接三相分离器s-1的液相出口。
换热器e-1，其设有冷介质入口、冷介质出口、热介质入口和热介质出口，冷介质入口连接乙二醇富液缓冲罐t-1的出口；
第一阳离子交换树脂床c-1，其设有乙二醇富液入口、脱除阳离子的乙二醇富液出口、阳离子交换树脂再生液入口和阳离子交换树脂再生后的废液出口，其乙二醇富液入口通过设有阀门v-1的管线连接换热器e-1的冷介质出口；
第二阳离子交换树脂床c-2，其设有乙二醇富液入口、脱除阳离子的乙二醇富液出口、阳离子交换树脂再生液入口和阳离子交换树脂再生后的废液出口，其乙二醇富液入口通过设有阀门v-2的管线连接换热器e-1的冷介质出口；
阳离子交换树脂再生液储罐t-2，其通过设有阀门v-5的管线连接第一阳离子交换树脂床c-1的阳离子交换树脂再生液入口，并通过设有阀门v-6的管线连接第二阳离子交换树脂床c-2的阳离子交换树脂再生液入口；
第一阴离子交换树脂床a-1，其设有脱除阳离子的乙二醇富液入口、脱除阴离子的乙二醇富液出口、阴离子交换树脂再生液入口和阴离子交换树脂再生后的废液出口，其脱除阳离子的乙二醇富液入口通过设有阀门v-3的管线连接第一阳离子交换树脂床a-1的脱除阳离子的乙二醇富液出口；
第二阴离子交换树脂床a-2，其设有脱除阳离子的乙二醇富液入口、脱除阴离子的乙二醇富液出口、阴离子交换树脂再生液入口和阴离子交换树脂再生后的废液出口，其脱除阳离子的乙二醇富液入口通过设有阀门v-4的管线连接第二阳离子交换树脂床a-2的脱除阳离子的乙二醇富液出口；
阴离子交换树脂再生液储罐t-3，其通过设有阀门的管线连接第一阴离子交换树脂床a-1的阴离子交换树脂再生液入口和第二阴离子交换树脂床a-2的阴离子交换树脂再生液入口；
精馏塔d-1，其入口通过设有阀门的管线连接第一阴离子交换树脂床a-1的脱除阴离子的乙二醇富液出口和第二阴离子交换树脂床a-2的脱除阴离子的乙二醇富液出口；精馏塔d-1的气相出口，连接换热器e-1的热介质入口。
第一阳离子交换树脂床c-1的阳离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门v-7的废液排出管线；第二阳离子交换树脂床c-2的阳离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门v-8的废液排出管线；第一阴离子交换树脂床a-1的阴离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门v-11的废液排出管线；所述第二阴离子交换树脂床a-2的阴离子交换树脂再生后的废液出口连接设有阀门v-12的废液排出管线。
乙二醇富液缓冲罐t-1与换热器e-1之间的管线上还设有提升泵p-1。
阳离子交换树脂再生液储罐t-2与第一阳离子交换树脂床c-1之间的管线上设有提升泵p-2；阳离子交换树脂再生液储罐t-2与第二阳离子交换树脂床c-2之间的管线上设有提升泵p-2；所述阴离子交换树脂再生液储罐t-3与所述第一阴离子交换树脂床a-1之间的管线上设有提升泵p-3；所述阴离子交换树脂再生液储罐t-3与所述第二阴离子交换树脂床a-2之间的管线上设有提升泵p-3。
其中，阳离子交换树脂床的阳离子交换树脂为h+型强酸性离子交换树脂。例如：h+型强酸性离子交换树脂为001×4阳离子交换树脂、001×7阳离子交换树脂、001×10阳离子交换树脂或d001×14大孔树脂中的一种或其组合或其他具有相同功能的离子交换树脂。
其中，阴离子交换树脂为oh-型强碱性离子交换树脂。例如：oh-型强碱性离子交换树脂为201×4阴离子交换树脂、201×7阴离子交换树脂和d201大孔型阴离子交换树脂中的一种或其组合或其他具有相同功能的离子交换树脂。
结合图1所示，本发明的乙二醇脱盐工艺如下：
从低温分离器中分离出来的待回收再生乙二醇富液先经过三相分离器s-1，在三相分离器s-1中，脱除可能影响离子交换分离效果的固相杂质及气相组分，分离后的乙二醇富液进入乙二醇富液缓冲罐t-1。
通过乙二醇富液提升泵p-1将乙二醇富液输送到换热器e-1中，通过换热器e-1，使乙二醇富液达到30℃～60℃的温度区间。然后通过阀门v-1进入第一阳离子交换树脂床c-1，此时关闭阀门v-2。乙二醇富液在第一阳离子交换树脂床c-1中进行阳离子与阳离子交换树脂上的h+相置换，进而脱除金属阳离子，经过反应后的乙二醇富液中几乎不含金属阳离子，其主要的阳离子有h+。
脱除阳离子后的乙二醇溶液通过阀门v-3进入第一阴离子交换树脂床a-1，在a-1中，阴离子和阴离子交换树脂上的oh-发生置换，除去阴离子，同时中和h+。
脱除了阴、阳离子的产物通过阀门v-13进入精馏塔d-1，经过加热蒸发，脱除水分后得到乙二醇贫液。水蒸气从精馏塔d-1顶部出口流出进入换热器e-1，用来升温含盐乙二醇富液；而脱水后的乙二醇贫液从塔底流出。至此，乙二醇得到了循环再生。
随着生产的持续进行，当第一组离子交换树脂（包括第一阳离子交换床c-1和第一阴离子交换床a-1）达到饱和状态，其脱盐能力降低，需要对其再生。此时，关闭阀门v-1和阀门v-3，打开阀门v-2，使乙二醇富液引流至第二阳离子交换床c-2，脱除阳离子后，经阀门v-4进入第二阴离子交换树脂床a-2，进行阴离子的脱除。
此时，需要对第一组已饱和的离子交换树脂进行再生。再生时，打开阀门v-5和阀门v-7，关闭阀门v-6和阀门v-8。然后阳离子交换树脂再生液通过阳离子交换树脂再生液提升泵p-2从阳离子交换树脂再生液储罐t-2中通过阀门v-5输送至第一阳离子交换树脂床c-1底部，从底部向上流动逐渐再生阳离子交换树脂。再生废液从顶部出口流出，经阀门v-7排至废液处理系统。
阴离子交换树脂的再生过程与阳离子类似。首先，打开阀门v-9和阀门v-11，关闭阀门v-10和阀门v-12。然后，阴离子交换树脂再生液通过阴离子再生液提升泵p-3从阴离子再生液储罐t-3中通过阀门v-9输送至阴离子交换树脂床c-2底部，从底部向上流动逐渐再生阴离子交换树脂。再生废液从顶部出口流出，经阀门v-11外排至废液处理系统。至此，一个完整吸附、再生工艺过程完成。
作为交替循环使用，该系统运行时，保持两组离子交换树脂床一组处于脱盐状态，一组处于再生状态。整个系统脱盐流程和再生流程同时进行。
本发明通过选用选择交换性能强的离子交换树脂，实现高溶解度盐和低溶解度盐同时分离，并且分离效果较好，分离后低溶解度盐质量浓度低于1mg/l，高溶解度盐质量浓度低于1mg/l。
以上所述实施例仅是为充分说明本发明而所举的较佳的实施例，本发明的保护范围不限于此。本技术领域的技术人员在本发明基础上所作的等同替代或变换，均在本发明的保护范围之内。本发明的保护范围以权利要求书为准。