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Title:
WATER REMOVAL AND HEAVY-HYDROCARBON REMOVAL PROCESS IN LIQUEFIED NATURAL GAS PRODUCTION FROM MIXED GAS RICH IN METHANE
Document Type and Number:
WIPO Patent Application WO/2013/044732
Kind Code:
A1
Abstract:
A water removal and heavy-hydrocarbon removal process in liquefied natural gas production from a mixed gas rich in methane comprises the steps of: dividing a mixed gas rich in methane after acid removal treatment into two parts, wherein one part enters a drying procedure as a process gas, and the other part enters a regeneration procedure as a regeneration gas, the mixed gas rich in methane that enters the drying procedure is subjected to drying treatment, and moisture and heavy hydrocarbons C6 or higher in the gas are removed at the same time in a composite bed of an absorbent in a drying tower, and the moisture is removed to a normal-pressure dew point of lower than or equal to -76°C, the heavy hydrocarbons C6 or higher are removed to a concentration of lower than or equal to 217 ppm; after the regeneration process of the mixed gas rich in methane that enters the regeneration procedure as a regeneration gas of the regeneration process of the drying tower is completed, returning this part of regenerated gas back into the system process gas flow. Also provided is a water removal and heavy-hydrocarbon removal unit in liquefied natural gas production from a mixed gas rich in methane. The unit comprises: a first drying tower (T1), a second drying tower (T2), a third drying tower (T3), a heater (E1), a gas-liquid separator (T4) and a cooler (E2), wherein the first drying tower (T1) and the second drying tower (T2) are in a drying procedure and a regeneration procedure alternately.

Inventors:
XUAN, Yonggen (NO.1 Jin Yuan road, Economic & Technical Development ZoneLangfang, Hebei 1, 065001, CN)
宣永根 (中国河北省廊坊市经济技术开发区金源道1号, Hebei 1, 065001, CN)
Application Number:
CN2012/081328
Publication Date:
April 04, 2013
Filing Date:
September 13, 2012
Export Citation:
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Assignee:
XINDI ENERGY ENGINEERING TECHNOLOGY CO., LTD. (NO.1 Jin Yuan road, Economic & Technical Development ZoneLangfang, Hebei 1, 065001, CN)
新地能源工程技术有限公司 (中国河北省廊坊市经济技术开发区金源道1号, Hebei 1, 065001, CN)
XUAN, Yonggen (NO.1 Jin Yuan road, Economic & Technical Development ZoneLangfang, Hebei 1, 065001, CN)
International Classes:
B01D53/02; B01D53/26; C10L3/06
Domestic Patent References:
WO2008115079A12008-09-25
Foreign References:
CN202297536U2012-07-04
CN101260330A2008-09-10
CN101596396A2009-12-09
Attorney, Agent or Firm:
BEIJING TROHENG INTELLECTUAL PROPERTY LAW FIRM (Rm.2918, C-King TowersNo.19, Madian East Road, Haidian, Beijing 8, 100088, CN)
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Claims:
1、 一种从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的脱水脱重烃工艺, 其特征在于: 经脱 酸处理后的富含甲烷混合气体分成两部分, 一部分作为工艺气流进入干燥工序, 另一部分作 为再生气进入再生工序, 进入干燥工序的富含甲烷的混合气体经干燥处理, 在干燥塔吸附剂 复合床层中同时脱除气体中的水分和 C6和 C6 以上重烃, 水分脱除至常压露点≤-76°C, C6 和 C6以上的重烃组分脱除至≤217 1^进入再生工序的富甲烷的气体作为干燥塔再生过程的 再生气体, 完成再生过程后, 该部分再生气返回系统工艺气流中。

2、 根据权利要求 1所述的从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的脱水脱重烃工艺, 其特征在于:

经脱酸处理后的富含甲烷的混合气体首先经流量调节阀 (VI)分成两路气流; 其中第一路 气体作为工艺气直接去处于干燥过程的第一干燥塔 (T1)或第二干燥塔 (T2),其中第一干燥塔和 第二干燥塔交替进行干燥过程和再生过程,处于干燥过程的干燥塔 (T1或 Τ2)中装填的干燥剂 及重烃吸附剂将气体中的水分和重烃吸附下来, 经干燥处理后的产品气体常压露点≤-76°C, C6和 C6以上的重烃组分脱除至≤217 1^

第二路气体作为再生气进入再生过程, 其中干燥塔的再生过程包括加热再生和冷吹两个 步骤, 在加热再生步骤中, 该第二路气体首先经第三干燥塔 (T3)进行干燥, 然后经加热器 (E1) 升温至例如 200-300°C后, 加热需要再生的干燥塔 (T2或 Tl), 使吸附剂升温, 其中的水分和 重烃得以解吸出来,解吸气经冷却 (Ε2)和分液 (Τ4)后再与作为原料气的第一路气体混合,然后 去处于干燥过程的干燥塔进行干燥; 在冷吹过程中, 来自工艺气的再生气体直接去处于再生 过程的第二干燥塔 (Τ2)或第一干燥塔 (Τ1),将干燥塔温度降至常温,然后再经加热器加热后去 所述第三干燥塔 (Τ3),对第三干燥塔中的吸附剂进行加热干燥, 再生气体然后经冷却 (Ε2)和分 液 (Τ4)后与作为工艺气的另一路气体混合, 最后去处于干燥过程的第一干燥塔或第二干燥塔 进行干燥。

3、 根据权利要求 1所述的从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的脱水脱重烃工艺, 其特征在于: 干燥塔吸附剂复合床层装填选自 3Α或 4Α分子筛、 活性氧化铝、 活性炭以及耐 水硅胶中的一种或两种或多种吸附剂, 其中 3Α分子筛、 4Α分子筛或活性氧化铝为脱水吸附 剂, 活性炭或耐水硅胶为脱重烃吸附剂。

4、 一种从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的脱水脱重烃装置, 该装置包括: 第一干燥塔 (T1)和第二干燥塔 (Τ2),第一干燥塔和第二干燥塔二者交替地处于干燥过程和 再生过程,

第三干燥塔 (Τ3),

加热器 (El),

气液分离器 (Τ4), 和

冷却器 (Ε2), 每一个干燥塔具有一个或两个或多个吸附剂复合床层,

脱酸后的富含甲烷的气体的输送管被分成两个支路即第一支路和第二支路, 其中在第一 支路上设置第一个阀门 (VI); 在第一个阀门 (VI)之后再分三路分别经由第二个阀门 (V2)、 第 一干燥塔 (T1)的导入管、第一干燥塔 T1和第三阀门 (V3)通向液化系统,经由第四个阀门 (V4)、 第二干燥塔 (T2)的导入管、第二干燥塔 (T2)和第五阀门 (V5)通向液化系统, 以及经由任选的阀 门、 气液分离器 (T4)的导出管、 气液分离器 (T4)、 气液分离器 (Τ4)的导入管连接到冷却器 (Ε2) 的导出端口; 上述第二支路分别经由第十阀门 (V10)和第十一阀门 (VII)和经由第十二个阀门 (V12)和第十三个阀门 (V13)连接到冷却器 (Ε2)的导入管; 在第一个干燥塔 (T1)与第三个阀门 (V3)之间引出支管和在第二个干燥塔 (Τ2)与第五个阀门 (V5)之间引出支管,这两个支管分别经 由第八个阀门 (V8)和第九个阀门 (V9)之后汇合连接到加热器 (E1)的一端,加热器的另一端连接 到第三个干燥塔 (Τ3)的一端, 干燥塔 (Τ3)的另一端经由管道连接在第十二个阀门 (V12)和第十 三个阀门 (V13)之间的管道上; 在第一个干燥塔 (T1)与第二个阀门 (V2)之间引出支管和在第二 个干燥塔 (Τ2)与第四个阀门 (V4)之间引出支管,这两个支管分别经由第六个阀门 (V6)和第七个 阀门 (V7)之后汇合连接到在第十阀门 (V10)和第十一阀门 (VII)之间的管道上。

5、根据权利要求 4所述的脱水脱重烃装置, 其特征在于: 每一个干燥塔的各吸附剂复合 床层独立地装填选自 3Α或 4Α分子筛、活性氧化铝、活性炭以及耐水硅胶中的一种或两种或 多种吸附剂, 其中 3Α分子筛、 4Α分子筛或活性氧化铝作为脱水吸附剂, 活性炭或耐水硅胶 作为脱重烃吸附剂。

Description:
从富含甲垸的混合气体中生产液化天然气的脱 水脱重烃工艺 技术领域

本发明属于富甲烷气体低温液化的前端净化处 理技术, 具体涉及从富含甲烷的混合气体 中生产液化天然气的脱水脱重烃工艺及装置。 背景技术

迫于环保及能源成本压力, 天然气作为一次能源在社会各个领域所占比例 正逐渐提升, 其市场需求量也正迅速增加。传统的管输供应 方式仍为主流, 但受原料条件及用户分布限制, 有相当一部分资源无法进行管道长距离输送, 需选择液化的方式, 将甲烷转变为液体再采用 灵活的运输方式将其送往用户终端。 液化天然气(LNG)体积只有同量气体体积的 1/625, 液 化后可以降低贮存和运输成本, 且可以提高单位体积的燃值。

对于从富含甲烷的混合气体中获得液化天然气 (LNG) 的工业化装置, 在混合气进行深 冷液化前均需将其中所含酸性气体组分、 水及高碳烃 ( C6)等脱除至液化所需精度, 才能保 证液化分离工艺及设备安全稳定运行。据国内 已投运的几套 LNG装置运行情况来看, 前端混 合气的净化部分多采用酸气脱除单元, 干燥吸附单元及脱重烃单元等逐步脱除杂质组 分, 这 种情况的缺点在于其设备投资费用较高, 且正常工况下其系统能耗也较高。 发明内容

鉴于上述问题, 本发明的一个目的是提供一种从富含甲烷的混 合气体中生产液化天然气 的脱水脱重烃工艺, 其特征在于: 经脱酸处理后的富含甲烷的混合气体分成两部 分, 一部分 作为系统工艺气 (或气流, 或称作原料气)进入干燥工序, 另一部分作为再生用气进入再生工 序, 进入干燥工序的富含甲烷的混合气体经干燥处 理, 在干燥塔吸附剂复合床层中同时脱除 气体中的水分和重烃, 水分脱除至常压露点≤-76°C, C6 和 C6 以上的重烃组分脱除至 ≤217ppm (优选≤200ppm, 更优选≤100ppm, 进一步优选≤50ppm, 最优选≤10ppm); 进入再生 工序的富含甲烷的气体作为干燥塔再生过程的 再生气体, 完成再生过程后, 该部分再生气返 回到 (即将进入到处于吸附过程的干燥塔中)的系统 艺气中。

在本申请中, "工序"与 "过程"可互换使用。

优选地,本发明提供了一种从富含甲烷的混合 气体中生产液化天然气的脱水脱重烃工艺, 其特征在于:

经脱酸处理后的富含甲烷的混合气体首先经流 量调节阀分成两路气流; 其中第一路气体 作为原料气 (或工艺气)直接去处于干燥过程的第一干燥塔 第二干燥塔, 其中第一干燥塔和 第二干燥塔交替进行干燥过程和再生过程, 处于干燥过程的干燥塔中装填的干燥剂 (3A或 4A 分子筛、 活性氧化铝)及重烃吸附剂 (活性炭以及耐水硅胶)将气体中的水分和重烃 附下来, 经干燥处理后的产品气体常压露点≤-76°C, C6 和 C6 以上的重烃组分脱除至≤217ppm (优选 <200ppm,更优选≤100ppm,进一步优选≤50ppm, 进一步优选≤30ppm,再进一步优选≤20ppm, 最优选≤10ppm) ;

第二路气体作为再生气 (或称作再生用气)进入再生过程, 其中干燥塔的再生过程包括加 热再生和冷吹两个步骤, 在加热再生步骤中, 该第二路气体首先经第三干燥塔进行干燥, 然 后经加热器升温至例如 200-300°C (优选 210-280°C, 更优选 220-260°C, 再进一步优选 240 °C 左右)后加热需要再生的干燥塔 (当第一干燥塔处于干燥过程时, 第二干燥塔处于再生过程, 反之亦然), 使吸附剂升温, 其中的水分和重烃得以解吸出来, 解吸气经冷却和分液后再与作 为原料气的第一路气体混合, 然后去处于干燥过程的干燥塔进行干燥; 在冷吹过程中, 来自 原料气 (或工艺气)的再生气体直接去处于再生过程的 二干燥塔或第一干燥塔, 将干燥塔温 度降至常温, 然后再经加热器加热后去所述第三干燥塔, 对第三干燥塔中的吸附剂进行加热 干燥, 再生气体然后经冷却和分液后与作为原料气 (工艺气)的另一路气体混合, 最后去处于 干燥过程的第一干燥塔或第二干燥塔进行干燥 。

一般情况下, 3A分子筛、 4A分子筛或活性氧化铝作为脱水吸附剂, 活性炭或耐水硅胶 作为脱重烃吸附剂。

本发明的另一个目的是提供用于实施上述工艺 的从富含甲烷的混合气体中生产液化天然 气的脱水脱重烃装置, 该装置包括:

第一干燥塔和第二干燥塔, 第一干燥塔和第二干燥塔二者交替地处于干燥 过程和再生过 程,

第三干燥塔 (即, 辅助干燥塔),

加热器,

气液分离器, 和

冷却器,

每一个干燥塔具有一个或两个或多个吸附剂复 合床层,例如 3-20个床层,4-18个床层 ,5-16 个床层, 6-14个床层或 8-12个床层,

脱酸后的富含甲烷的气体 (原料气或工艺气)的输送管被分成两个支路即 一支路和第二 支路, 其中在第一支路上设置第一个阀门 (即流量调节阀); 在第一个阀门之后再分三路分别 经由第二个阀门、 第一干燥塔的导入管 (指该塔处于干燥过程时的导入管)、 第一干燥塔和第 三阀门通向液化系统, 经由第四个阀门、 第二干燥塔的导入管、 第二干燥塔和第五阀门通向 液化系统, 以及经由任选的阀门 (未画出)、 气液分离器的导出管、 气液分离器、 气液分离器 的导入管连接到冷却器的导出端口; 上述第二支路分别经由第十阀门和第十一阀门 和经由第 十二个阀门和第十三个阀门连接到冷却器的导 入管; 在第一个干燥塔与第三个阀门之间引出 支管和在第二个干燥塔与第五个阀门之间引出 支管, 这两个支管分别经由第八个阀门和第九 个阀门之后汇合连接到加热器的一端 (上端口或下端口;), 加热器的另一端连接到第三个干燥 塔的一端 (上端口或下端口;), 干燥塔的另一端经由管道连接在第十二个阀门 和第十三个阀门 之间的管道上; 在第一个干燥塔与第二个阀门之间引出支管和 在第二个干燥塔与第四个阀门 之间引出支管, 这两个支管分别经由第六个阀门和第七个阀门 之后汇合连接到在第十阀门和 第十一阀门之间的管道上。

借助于各阀门来控制各个过程的进行。

每一个干燥塔的各吸附剂复合床层独立地装填 选自 3A或 4A分子筛、活性氧化铝、活性 炭以及耐水硅胶中的一种或两种或多种吸附剂 ,其中 3A分子筛、 4A分子筛或活性氧化铝作为 脱水吸附剂, 活性炭或耐水硅胶作为脱重烃吸附剂。

优选, 每一个干燥塔至少具有分别装填脱水吸附剂和 脱重烃吸附剂的两个吸附剂复合床 层, 优选三个、 四个、 五个、 六个、 七个、 八个、 九个、 十个、 十一个、 十二个、 十三个、 十四个、 十五个或十六个床层。

本发明的从富含甲烷的混合气体中生产液化天 然气的干燥脱水复合脱重烃工艺, 使本发 明比常规工艺路线简单且达到很好的净化效果 , 并降低了净化过程能耗, 而且各单元操作指 标更加清晰明了、 易控。

本发明提供的从富含甲烷的混合气体中生产液 化天然气的干燥脱水复合脱重烃工艺, 采 用复合床层同时脱水脱重烃; 经脱酸处理后的富甲烷混合气体, 经三塔等压干燥处理, 采用 吸附剂复合床层同时脱除气体中的水分和重烃 , 水分脱除至常压露点≤-76°C, C6以上的重烃 组分脱除至≤217ppm (优选≤200ppm, 更优选≤100ppm, 进一步优选≤50ppm, 更进一步优选 <30ppm, 再进一步优选≤20ppm, 最优选≤10ppm); 以部分富甲烷气体作为再生气体, 完成再 生步骤后, 这部分再生气返回系统工艺气中。

本发明的优点:

1、 利用复合床层同时脱除水分和重烃, 降低了设备投资费用及后期系统能耗。

2、采用等压干燥脱水脱重烃,干燥塔的吸附 加热和冷却过程几乎在同样的压力下操作, 提高了程控阀门的寿命。

3、再生气不需单独的纯净气而是采用工艺气 ,流程简单, 同时由于是一个独立的系统, 开停车方便;

4、 采用三塔流程, 冷吹时可将已加热的干燥塔的热量转移至下一 塔, 系统能耗低。 附图说明

图 1是复合脱水脱重烃工艺装置图。 具体实施方式

本发明提供的从富含甲烷的混合气体中生产液 化天然气的干燥脱水复合脱重烃工艺, 采 用吸附剂复合床层脱水脱重烃; 经脱酸处理后的富甲烷混合气体, 经三塔等压干燥处理, 采 用复合床层同时脱除气体中的水分和重烃, 水分脱除至常压露点≤-76°C, C6和 C6以上的重 烃组分脱除至≤217ppm (优选≤200ppm,更优选≤100ppm,进一步优选≤50 ppm,最优选≤10ppm); 以部分富甲烷气体作为再生气体, 完成再生步骤后, 这部分再生气返回系统工艺气中。

参照附图 1, 本发明的从富含甲烷的混合气体中生产液化天 然气的脱水脱重烃装置包括: 第一干燥塔 (T1)和第二干燥塔 (T2),第一干燥塔和第二干燥塔二者交替地处 干燥过程和 再生过程,

第三干燥塔 (T3)(SP, 辅助干燥塔),

加热器 (El),

气液分离器 (T4), 和

冷却器 (Ε2),

每一个干燥塔具有一个或两个或多个吸附剂复 合床层,例如 3-20个床层,4-18个床层 ,5-16 个床层, 6-14个床层或 8-12个床层,

脱酸后的富含甲烷的气体 (原料气或工艺气)的输送管被分成两个支路即 一支路和第二 支路, 其中在第一支路上设置第一个阀门 VI; 在第一个阀门 VI之后再分三路分别经由第二 个阀门 V2、 第一干燥塔 T1的导入管 (指该塔处于干燥过程时的导入管)、 第一干燥塔 T1和第 三阀门 V3通向液化系统, 经由第四个阀门 V4、 第二干燥塔 T2的导入管、 第二干燥塔 T2和 第五阀门 V5通向液化系统, 以及经由任选的阀门 (未画出)、 气液分离器 T4的导出管、气液 分离器 T4、 气液分离器 Τ4的导入管连接到冷却器 Ε2的导出端口; 上述第二支路分别经由 第十阀门 V10和第 ^一阀门 VI I和经由第十二个阀门 V12和第十三个阀门 V13连接到冷却 器 E2的导入管; 在第一个干燥塔 T1 与第三个阀门 V3之间引出支管和在第二个干燥塔 T2 与第五个阀门 V5之间引出支管, 这两个支管分别经由第八个阀门 V8和第九个阀门 V9之后 汇合连接到加热器 E1的一端 (上端口或下端口;), 加热器的另一端连接到第三个干燥塔 T3的 一端 (上端口或下端口;),干燥塔 T3的另一端经由管道连接在第十二个阀门 V12和第十三个阀 门 V13之间的管道上;在第一个干燥塔 T1与第二个阀门 V2之间引出支管和在第二个干燥塔 (T2)与第四个阀门 (V4)之间引出支管, 这两个支管分别经由第六个阀门 V6和第七个阀门 V7 之后汇合连接到在第十阀门 V10和第十一阀门 VII之间的管道上。

下面参照附图 1说明干燥脱水复合脱重烃工艺流程:

干燥脱水复合脱重烃的装置由三台干燥塔 Tl、 Τ2和 Τ3、 一台加热器 El、 一台冷却器 Ε2、 一台气液分离器 Τ4组成; 三台干燥塔中两台为主干燥塔 Tl、 Τ2, 一台辅助干燥塔 Τ3 ; 主干燥塔干燥及再生交替进行; 再生分加热和冷却两个步骤; 经干燥复合脱重烃后的产品气 体常压露点≤-76°C, C6和 C6以上的重烃组分脱除至≤217ppm (优选≤200ppm,更优选≤100ppm, 进一步优选≤50ppm, 最优选≤10ppm;)。

等压干燥脱水复合脱重烃工艺, 再生气采用工艺气体, 经再生过程后返回工艺气, 相比 传统工艺, 降低了工艺气体损耗, 提高了气体的液化率; 干燥脱水复合脱重烃单元采用吸附 剂复合床层, 同时脱除水分和重烃, 降低了设备投资费用及后期系统能耗; 其干燥塔的吸附、 加热和冷却过程几乎在同样的压力下操作, 提高了设备寿命。。

现以干燥塔 T1吸附为例, 说明其操作过程: 脱除酸性气体后的富甲烷混合气首先分成两路 , 两路气流的流量通过流量调节阀 VI 调 节: 一路作为再生气, 一路作为主流气体。 其中主流气体经阀 V2直接去干燥塔 Tl, 干燥塔 T1中装填的干燥剂及重烃脱除剂将气体中的水 和重烃吸附下来, 气体经阀 V3完成净化去 后序液化工序。

另一台干燥塔 Τ2处于再生过程, 干燥塔 Τ2的再生过程包括加热和冷吹两个步骤: 在加热再生步骤中, 再生气依次经阀 V12、 干燥塔 T3、 加热器 El、 阀 V9、 干燥塔 T2、 阀 V7、 阀 VII、 冷却器 E2、 气液分离器 T4, 再与即将进入到处于吸附过程的干燥塔 T1中 的工艺气体汇合, 经阀 V2进入正处于吸附过程的干燥塔 Tl, 完成对干燥塔 Τ2的加热过程。

再生气取自工艺气体, 加热再生过程中不需要外来的任何载气, 经再生步骤后再生气返 回工艺气体。 在对干燥塔 Τ2进行加热的同时, 再生气体对预干燥塔 Τ3进行了冷却, 将干燥 塔 Τ3 内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器 El, 降低加热再生所需的能量消耗。 再生气在 进入干燥塔 Τ2以前, 已经过干燥塔 Τ3预干燥, 再生气中的水分含量已很少 (原料气中的水分 含量通常减少了 80— 99%), 降低干燥塔 Τ2的干燥负荷。

在冷吹步骤中, 再生气依次经阀 V10、 阀 V7、 干燥塔 T2、 阀 V9、 加热器 El、 干燥塔 T3、 阀 V13、 冷却器 E2、 气液分离器 T4, 再与即将进入到处于吸附过程的干燥塔 T1中的工 艺气体汇合, 经阀 V2进入正处于吸附过程的干燥塔 T1中, 完成对干燥塔 Τ2的冷却过程。

同样, 再生气取自工艺气体, 加热再生过程中不需要外来的任何载气, 经再生步骤后再 生气返回工艺气体。 在对干燥塔 Τ2进行冷却的同时, 再生气体对预干燥塔 Τ3进行了加热, 将干燥塔 Τ2内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器 El, 降低加热再生所需的能量消耗。 再 生气在进入干燥塔 Τ3以前, 已经过干燥塔 Τ2预干燥, 再生气中的水分含量已很少, 降低干 燥塔 Τ3的干燥负荷。

干燥塔 Τ2经过上述加热和冷却过程后, 等待进入下一次吸附操作。

干燥塔 T1的再生过程与干燥塔 Τ2的再生过程完全一样,只是需要动作的阀门 编号不同。 两台干燥塔交替吸附再生, 实现连续操作处理气体。

每一个干燥塔的复合床层可装填 3Α或 4Α分子筛、活性氧化铝、活性炭以及硅胶等吸 附 剂中的一种或两种或多种。

接着, 以干燥塔 Τ2吸附为例, 说明其操作过程:

脱除酸性气体后的富甲烷的混合气首先分成两 路, 两路气流的流量通过流量调节阀 VI 调节: 一路作为再生气, 一路作为主流气体。 其中主流气体经阀 V4直接去干燥塔 Τ2, 干燥 塔 Τ2中装填的干燥剂及重烃脱除剂将气体中的水 分和重烃吸附下来, 气体经阀 V5完成净化 去后序液化工序。

另一台干燥塔 T1处于再生过程, 干燥塔 T1的再生过程包括加热和冷吹两个步骤: 在加热再生步骤中, 再生气依次经阀 V12、 干燥塔 T3、 加热器 El、 阀 V2、 干燥塔 Tl、 阀 V6、 阀 VII、 冷却器 E2、 气液分离器 T4, 再与即将进入到处于吸附过程的干燥塔 Τ2中 的工艺气体汇合, 经阀 V4进入正处于吸附过程的干燥塔 Τ2, 完成对干燥塔 T1的加热过程。

再生气取自工艺气体, 加热再生过程中不需要外来的任何载气, 经再生步骤后再生气返 回工艺气体。 在对干燥塔 T1进行加热的同时, 再生气体对预干燥塔 T3进行了冷却, 将干燥 塔 T3 内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器 El, 降低加热再生所需的能量消耗。 再生气在 进入干燥塔 T1以前, 已经过预干燥塔 T3预干燥, 再生气中的水分含量已很少, 降低干燥塔 T1的干燥负荷。

在冷吹步骤中, 再生气依次经阀 V10、 阀 V6、 干燥塔 Tl、 阀 V8、 加热器 El、 干燥塔 T3、 阀 V13、 冷却器 E2、 气液分离器 T4, 再与即将进入到处于吸附过程的干燥塔 Τ2中的工 艺气体汇合, 经阀 V4进入正处于吸附过程的干燥塔 Τ2, 完成对干燥塔 T1的冷却过程。

同样, 再生气取自工艺气体, 加热再生过程中不需要外来的任何载气, 经再生步骤后再 生气返回工艺气体。 在对干燥塔 T1进行冷却的同时, 再生气体对预干燥塔 Τ3进行了加热, 将干燥塔 T1 内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器 El, 降低加热再生所需的能量消耗。 再 生气在进入干燥塔 Τ3以前, 已经过干燥塔 T1预干燥, 再生气中的水分含量已很少, 降低干 燥塔 Τ3的干燥负荷。

干燥塔 T1经过上述加热和冷却过程后, 等待进入下一次吸附操作。

每一个干燥塔的各复合床层可独立地装填 3Α或 4Α分子筛、活性氧化铝、活性炭以及耐 水硅胶等吸附剂中的一种或两种或多种。 优选, 每一个干燥塔至少具有分别装填脱水吸附剂 和脱重烃吸附剂的两个吸附剂复合床层, 优选三个、 四个、 五个、 六个、 七个、 八个、 九个、 十个、 十一个、 十二个、 十三个、 十四个、 十五个或十六个。