本發(fā)明涉及IPC分類F25J3/08 從氣體或氣體混合物中分離出氣體雜質(zhì)的技術(shù)，屬于煤層氣制液化天然氣領(lǐng)域，尤其是適于撬塊組合安裝的以含高濃度氧氣和氮?dú)獾拿簩託饨?jīng)過包括脫氧和脫氮在內(nèi)的工序制備液化天然的氣設(shè)備。

背景技術(shù)：

中國(guó)煤層氣資源豐富,抽排的煤層氣主要是采煤過程中，由動(dòng)采區(qū)和采空區(qū)產(chǎn)生的混合煤層氣，其中摻雜了大量空氣，甲烷濃度變化范圍大，集中在30%～80%，俗稱“煤礦瓦斯”。常溫常壓下，甲烷在空氣中的爆炸極限在5%～15%，隨著溫度和壓力升高，爆炸極限迅速擴(kuò)大。因?yàn)槊簩託庵泻醒鯕馑跃哂幸欢ǖ奈ｋU(xiǎn)性，而含有大量氮?dú)猓瑹o(wú)法達(dá)到車用壓縮天然氣或液化天然氣的質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)，從而大大限制了其應(yīng)用。

上海交通大學(xué)201010274504.4一種燃?xì)馓峒兗夹g(shù)領(lǐng)域的含氧煤層氣的液化精餾方法,利用含氧煤層氣液化后再通過精餾塔分離掉其中的雜質(zhì)氮?dú)夂脱鯕?從而在塔底得到高純度的液態(tài)產(chǎn)品。

中國(guó)專利CN102206129A，公開了一種含氧煤層氣分離的方法，從包括氧氣、氮?dú)?、甲烷等的含氧煤層氣中分離提純甲烷，采用精餾塔將通入其中的含氧煤層氣低溫精餾，從而分離提純甲烷。

上述專利申請(qǐng)中，基本都是采用低溫精餾的方法分離煤層氣中的氧氣和氮?dú)猓踔吝M(jìn)行了爆炸極限的計(jì)算，以避免爆炸的可能性。上述規(guī)避爆炸極限的手段,在理論計(jì)算中可以實(shí)現(xiàn)，但是實(shí)際運(yùn)行中煤層氣氧含量非常不穩(wěn)定，一旦氧氣濃度波動(dòng)，會(huì)使后端原料氣的爆炸極限也跟隨波動(dòng)，更加致命的是實(shí)際生產(chǎn)中是無(wú)法實(shí)時(shí)監(jiān)測(cè)所有位置的氧氣濃度。所以使用過程中的安全問題其實(shí)一直存在。

有些國(guó)家煤礦多采用先采氣再采煤的方式，在這種情況下，通常煤層氣的氧含量較低，對(duì)高氧含量的脫除研究較少。中國(guó)是目前對(duì)高含氧、高含氮煤層氣研究比較多的國(guó)家，通常的脫除方法有變壓吸附（PSA）技術(shù)、膜分離技術(shù)、直接液化精餾分離等。

煤炭科學(xué)研究總院重慶研究院 中國(guó)科學(xué)院理化技術(shù)研究所201010282232.2公開了一種利用含氧煤層氣制取液化天然氣的方法，包括壓縮凈化工序和液化分離工序，液化分離工序包括主流程工藝和制冷工藝，制冷工藝中采用特殊的混合制冷劑結(jié)合節(jié)流制冷以及特殊的制冷劑流程；制冷工藝采用混合制冷并結(jié)合節(jié)流制冷。

西南化工研究設(shè)計(jì)院201010244261.X公開了一種煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝,將煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧、加壓、脫硫、脫碳和干燥處理后,作為原料氣進(jìn)入低溫裝置進(jìn)行低溫分離,分離后分別得到廢氮?dú)夂蜌怏w甲烷,再使低溫分離得到的氣體甲烷進(jìn)入制冷液化裝置進(jìn)行制冷液化,從而得到液化天然氣。

中國(guó)海洋石油總公司 中海石油氣電集團(tuán)有限責(zé)任公司201310400700.5公開了一種含氧煤層氣的脫氧、脫氮系統(tǒng)。所述系統(tǒng)包括冷箱、精餾塔、煤層氣脫氧、脫氮機(jī)構(gòu)、混合冷劑循環(huán)機(jī)構(gòu)和氮?dú)饫鋭┭h(huán)機(jī)構(gòu)；混合冷劑循環(huán)機(jī)構(gòu)為冷箱提供冷量；氮?dú)饫鋭┭h(huán)機(jī)構(gòu)為冷箱和精餾塔提供冷量；煤層氣脫氧、脫氮機(jī)構(gòu)包括原料氣管線、設(shè)置于精餾塔塔頂?shù)脑倮淠骱驮O(shè)置于精餾塔塔底的再沸器；原料氣管線與所述冷箱相連通，然后從冷箱中引出后與再沸器相連通；原料氣管線從再沸器引出后再進(jìn)入至冷箱中，然后從冷箱中引出后與精餾塔相連通；再沸器的氣相出口通過管路與冷箱相連通，管路經(jīng)冷箱冷卻后與LNG儲(chǔ)罐相連通。

煤炭科學(xué)研究總院重慶研究院 201020529949.8公開了一種含氧煤層氣制取液化天然氣的裝置，包括壓縮凈化工序和液化分離工序，液化分離工序包括主流程工藝和制冷工藝，制冷工藝中采用混合制冷劑結(jié)合節(jié)流制冷以及特殊的制冷劑流程。

另外，中國(guó)專利CN101445755A，介紹了采空區(qū)、動(dòng)采區(qū)抽排含氧混合煤層氣提純，液化用的一種煤層氣提純方法，該方法主要通過原料煤層氣—脫氧—增壓—脫碳—脫水—脫氮—儲(chǔ)運(yùn)等環(huán)節(jié)。該專利重點(diǎn)在于脫氧環(huán)節(jié)前置，從而避免后端爆炸極限出現(xiàn)。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的是提供高含氧含氮煤層氣制備液化天然氣組合工藝，將脫氧、脫氮工藝優(yōu)先融入到煤層氣液化中，以脫氧、脫酸、脫水和冷箱脫氮多撬塊或單元進(jìn)行組合，形成從頭到尾完整的液化工藝路線。

本發(fā)明的目的將通過以下技術(shù)措施來實(shí)現(xiàn)：高含氧、高含氮的低壓煤層氣先后通過脫氧增壓?jiǎn)卧?、脫酸吸收單元、脫酸再生單元，脫水單元和制冷精餾單元制成液化天然氣，其中包括前端增壓、耐硫催化脫氧、后端增壓、MDEA脫碳、分子篩脫水、脫苯、脫汞、液化、低溫精餾脫氮和混合冷劑循環(huán)十個(gè)凈化工段；具體地，高含氧、高含氮的低壓煤層氣首先經(jīng)過前端增壓至0.2～1MPa，進(jìn)入脫氧反應(yīng)器在催化劑作用下催化脫氧，其中的氧氣與甲烷產(chǎn)生化學(xué)反應(yīng)而脫除，高溫脫氧氣經(jīng)過廢熱鍋爐回收熱能后，進(jìn)入后端循環(huán)壓縮機(jī)再次提高壓力，增壓至4.5～6MPa，然后，進(jìn)入脫酸吸收單元和脫酸再生單元脫除H₂S和CO₂，包括進(jìn)入MDEA脫酸工段，脫除酸氣至CO₂≤50ppm后，繼續(xù)進(jìn)入脫水單元，包括進(jìn)入分子篩脫水工段脫除氣相水分，脫除至≤10ppm后，進(jìn)入脫硫脫汞塔，脫除Hg至質(zhì)量濃度≤0.01μg/m3，脫除苯類體積濃度≤10x10^-6后得到凈化氣；最后，進(jìn)入制冷精餾單元，凈化氣進(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱中冷卻液化，然后利用甲烷和氮?dú)夥悬c(diǎn)的不同，采用低溫精餾的方法，將氮?dú)鈴木s塔塔頂富集后排出，液態(tài)甲烷從塔釜排出后再次進(jìn)入冷箱過冷段過冷，混合冷劑壓縮機(jī)冷箱為系統(tǒng)提供冷量，最后生產(chǎn)出合格的液化天然氣產(chǎn)品；其中：

在脫氧增壓?jiǎn)卧?，新鮮的高含氧、高含氮的低壓煤層氣首先經(jīng)過前端增壓壓縮機(jī)增壓至0.2～1MPa，與部分來自后端循環(huán)壓縮機(jī)的循環(huán)氣混合，經(jīng)過進(jìn)出口換熱器預(yù)熱后，進(jìn)入脫氧反應(yīng)器，反應(yīng)溫度控制在400～700℃，甲烷與氧在催化劑的催化作用下反應(yīng)生成CO₂和水；出口高溫脫氧氣體先進(jìn)入廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽后，進(jìn)入進(jìn)出口換熱器進(jìn)一步降溫，最后再次經(jīng)過出口冷卻器降溫至常溫；脫氧后煤層氣中氧氣體積分?jǐn)?shù)≤0.2%。

在脫酸吸收單元和脫酸再生單元中，常溫煤層氣經(jīng)過后端增壓至4.5～6MPa后從脫氧增壓?jiǎn)卧鰜恚瑥奈账虏窟M(jìn)入，自下而上通過吸收塔；貧胺液從吸收塔上部進(jìn)入，自上而下通過吸收塔；兩者逆流流動(dòng)，使氣體中的H₂S和CO₂被吸收液吸收進(jìn)入液相中，未被吸收的氣相部分從吸收塔塔頂排出，得到脫酸后的煤層氣，其CO₂體積分?jǐn)?shù)≤50ppm，H₂S體積分?jǐn)?shù)≤4ppm。

在脫水單元中，從脫酸吸收單元和脫酸再生單元中吸收塔頂排出脫酸合格的煤層氣，進(jìn)入脫水單元脫水塔，從脫水塔內(nèi)的分子篩干燥器的頂部或底部進(jìn)入，經(jīng)過分子篩吸附水分后，煤層氣中的水分≤1ppm；脫水塔為分子篩干燥塔，共計(jì)有二或三臺(tái)，經(jīng)過循環(huán)干燥、再生、冷卻，以保證連續(xù)不斷的干燥煤層氣；同時(shí)，也是通過吸附的方式脫苯脫汞，脫硫脫汞塔采用載硫活性炭，原料氣中的汞與硫在反應(yīng)器中反應(yīng)，活性硫?qū)⒐粤蚧锏姆绞焦潭ㄔ诨钚蕴康亩嗫捉Y(jié)構(gòu)上，脫硫脫汞后，Hg質(zhì)量濃度≤0.01μg/m3，苯類體積分?jǐn)?shù)≤10ppm，環(huán)烷烴類≤10ppm。

在制冷精餾單元中，采用混合冷劑制冷工藝，混合冷劑為N₂、CH₄、C₂H₄、C₃H₈ 和C₅H₁₂組成的混合物；來自脫水單元的凈化原料煤層氣送入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱換熱降溫，混合冷劑壓縮機(jī)冷箱中包括板翅主換熱器、低溫分離器、低溫精餾塔、蒸發(fā)器和冷凝器；凈化原料煤層氣在板翅主換熱器的預(yù)冷段預(yù)冷后，進(jìn)入蒸發(fā)器被進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入低溫精餾塔中，在低溫精餾塔塔頂獲得99%純度的氮?dú)?，氮?dú)庠谝来谓?jīng)過過冷段、液化段、預(yù)冷段進(jìn)行回?zé)岷?，作為脫水單元的再生氣或儀表氮?dú)馐褂?；低溫精餾塔塔底分餾出來濃度為98%的甲烷進(jìn)入板翅主換熱器過冷段過冷，經(jīng)過節(jié)流閥調(diào)壓至0.01Mpa后進(jìn)入常壓儲(chǔ)罐存儲(chǔ)；在制冷精餾單元中，混合冷劑壓縮機(jī)把壓力0.2～0.5MPa的冷劑，壓縮到2～4.5MPa的壓力，為凈化氣體液化提供足夠的冷量。

本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)和效果： 充分利用各個(gè)物質(zhì)的物性條件，前端脫氧工藝有效避免各物質(zhì)爆炸極限問題，從源頭消除氧氣隱患，工藝流程操作安全可靠，中間脫酸、脫水、脫汞、脫苯工藝成熟穩(wěn)定，后端低溫精餾液化工藝甲烷收率高，提高能源利用率，LNG產(chǎn)品質(zhì)量有保障；提高制冷效率，節(jié)約動(dòng)力能源，降低了故障率，減少了設(shè)備數(shù)量，減少了占地面積，工藝組合具有更好的安全性，提高裝置的處理能力，減少碳排放，最大限度回收煤層氣資源；相比PSA脫氮工藝具有節(jié)約投資10%，甲烷回收率提高10%，運(yùn)行成本降低10%以上的特點(diǎn)。

附圖說明

圖1為本發(fā)明實(shí)施例1結(jié)構(gòu)示意圖。

圖2為本發(fā)明實(shí)施例1中脫氧增壓?jiǎn)卧Y(jié)構(gòu)示意圖。

圖3為本發(fā)明實(shí)施例1中脫酸吸收單元結(jié)構(gòu)示意圖。

圖4為本發(fā)明實(shí)施例1中脫酸再生單元結(jié)構(gòu)示意圖。

圖5為本發(fā)明實(shí)施例1中脫水單元結(jié)構(gòu)示意圖。

圖6為本發(fā)明實(shí)施例1中制冷精餾單元結(jié)構(gòu)示意圖。

附圖標(biāo)記包括：

脫氧增壓?jiǎn)卧?、脫酸吸收單元2、脫酸再生單元3，脫水單元4、制冷精餾單元5；

前端增壓壓縮機(jī)101、進(jìn)出口換熱器102、脫氧氣水冷機(jī)103、循環(huán)汽水冷機(jī)104、高壓壓縮機(jī)水冷器105、廢熱鍋爐106、脫氧反應(yīng)器107、后端循環(huán)壓縮機(jī)108、煤層氣高壓增氧機(jī)109、蒸汽出口110、煤層氣進(jìn)口111、脫氧水進(jìn)口112、脫氧煤層氣出口113；

吸收塔201、原料氣換熱器202、吸收冷卻器203、吸收分離器204、閃蒸罐205、塔頂過濾器206、溶液過濾器207、貧液泵208、脫氧氣進(jìn)口209、脫酸天然氣出口210、去貧富液換熱器出口211、自胺液儲(chǔ)罐接入口212、放空口213；

再生塔301、塔頂再生冷卻器302、再生貧富液換熱器303、再生貧富液冷卻器304、再生分離器305、溶液貯槽306、消泡劑貯罐307、自閃蒸罐接入口308、去胺液泵出口309、消泡劑加入口310、集液匯入口311、導(dǎo)熱油入口312、導(dǎo)熱油出口313；

A脫水塔401、B脫水塔402、C脫水塔403、脫水加熱器404、脫水冷卻器405、脫水分離器406、脫硫脫汞塔407、脫酸煤層氣入口408、排污去界外出口409、干燥天然氣出口410；

脫氮塔501、回流泵502、回流罐503、混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504、成品LNG去儲(chǔ)罐出口505、溫度稍高天然氣接入口506、天然氣回冷箱出口507、脫水天然氣入口508、制冷劑進(jìn)口509、制冷劑出口510。

具體實(shí)施方式

本發(fā)明原理在于，從高含氧、高含氮的煤層氣中獲得合格質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)的液化天然氣需要經(jīng)過催化脫氧、脫酸、脫水、脫苯脫汞、液化和低溫精餾等工藝路徑，最終得到液化天然氣產(chǎn)品，但是，有效的前置脫氧工藝對(duì)于整體凈化處理的安全運(yùn)行具有關(guān)鍵作用，才能保證整個(gè)液化裝置的安全、穩(wěn)定運(yùn)行。

下面結(jié)合附圖和實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步說明。

實(shí)施例1：如附圖1所示，脫氧增壓?jiǎn)卧?的脫氧煤層氣出口113連接入脫酸吸收單元2的脫氧氣進(jìn)口209，脫酸吸收單元2的去貧富液換熱器出口211和自胺液儲(chǔ)罐接入口212分別連接脫酸再生單元3的自閃蒸罐接入口308和去胺液泵出口309，脫酸吸收單元2的脫酸天然氣出口210接入脫水單元4的脫酸煤層氣入口408，脫水單元4的干燥天然氣出口410接入制冷精餾單元5的脫水天然氣入口508；

在脫氧增壓?jiǎn)卧?中，如附圖2所示，煤層氣進(jìn)口111經(jīng)過前端增壓壓縮機(jī)101后分為二路，其中一路連接進(jìn)出口換熱器102后接入脫氧反應(yīng)器107頂部，另一路連接循環(huán)汽水冷機(jī)104后接入后端循環(huán)壓縮機(jī)108一端；脫氧反應(yīng)器107底部接出通過廢熱鍋爐106和進(jìn)出口換熱器102先后換熱后經(jīng)過脫氧氣水冷機(jī)103后分為二路，其一連接后端循環(huán)壓縮機(jī)108另一端，其二先后連接煤層氣高壓增氧機(jī)109和高壓壓縮機(jī)水冷器105，然后由脫氧煤層氣出口113接出；同時(shí)，蒸汽出口110和脫氧水進(jìn)口112之間連接廢熱鍋爐106；

在脫酸吸收單元2中，如附圖3所示，脫氧氣進(jìn)口209通過原料氣換熱器202接入吸收塔201中部，吸收塔201頂部通過吸收冷卻器203接入吸收分離器204，吸收分離器204頂部接入塔頂過濾器206，吸收塔201、吸收分離器204和塔頂過濾器206底部分別接入閃蒸罐205，閃蒸罐205頂部接出到放空口213，閃蒸罐205底部接出到去貧富液換熱器出口211；自胺液儲(chǔ)罐接入口212接入吸收塔201上部部，其間通過環(huán)路連接溶液過濾器207和貧液泵208；塔頂過濾器206頂部連接脫酸天然氣出口210；

在脫酸再生單元3中，如附圖4所示，自閃蒸罐接入口308通過再生貧富液換熱器303接入再生塔301上部，再生塔301頂部通過塔頂再生冷卻器302接入再生分離器305，再生分離器305底部接入溶液貯槽306，再生塔301底部通過再生貧富液換熱器303換熱后再通過再生貧富液冷卻器304接入溶液貯槽306，溶液貯槽306底部連接去胺液泵出口309，其間連接消泡劑貯罐307，消泡劑貯罐307連接消泡劑加入口310，溶液貯槽306連接集液匯入口311；導(dǎo)熱油入口312和導(dǎo)熱油出口313分別連接再生塔301下部再沸器；

在脫水單元4中，如附圖5所示，脫酸煤層氣入口408分二路，一路與脫水分離器406頂部一起分別連接A脫水塔401、B脫水塔402和C脫水塔403底部，另一路，分別通過閥門裝置各自穿過連接A脫水塔401、B脫水塔402和C脫水塔403底部管線并通過脫水冷卻器405連接入脫水分離器406，脫水分離器406底部連接排污去界外出口409；A脫水塔401、B脫水塔402和C脫水塔403頂部共同連接入脫硫脫汞塔407底部，脫硫脫汞塔407頂部連接干燥天然氣出口410，同時(shí)，A脫水塔401、B脫水塔402和C脫水塔403塔頂接出管線局部循環(huán)連接脫水加熱器404；

在制冷精餾單元5中，如附圖6所示，脫水天然氣入口508接入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504降溫冷卻后部分進(jìn)入脫氮塔501中部，脫氮塔501底部接入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504液化冷卻后連接成品LNG去儲(chǔ)罐出口505，脫氮塔501頂部接入回流罐503，同時(shí)，回流罐503連接入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504，回流罐503，底部連接回流泵502后接入脫氮塔501上部；溫度稍高天然氣接入口506和天然氣回冷箱出口507接入脫氮塔501下部再沸器；制冷劑進(jìn)口509和制冷劑出口510接入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504；

含氧含氮低壓煤層氣首先進(jìn)入脫氧增壓?jiǎn)卧?，在前端增壓壓縮機(jī)101的作用下，增壓至0.2～0.5MPa，隨后進(jìn)入到脫氧反應(yīng)器107中，在脫氧催化劑的作用下，氧氣與甲烷反應(yīng)為水和二氧化碳，從而達(dá)到脫除氧氣的目的；其中脫氧反應(yīng)溫度控制在400～700℃，氧氣進(jìn)口濃度控制在3～15%，采用耐硫型催化劑，脫除后的氧氣達(dá)到0.2%（v/v）以下；離開脫氧反應(yīng)器107，經(jīng)過換熱、冷卻后，進(jìn)入煤層氣高壓增壓機(jī)109,將壓力提高至4～5.5MPa左右；經(jīng)過脫氧增壓?jiǎn)卧蟮拿簩託?，氧氣被脫除，CO₂含量大幅度升高，H₂S含量大幅度降低轉(zhuǎn)化為SO₂；

脫酸采用復(fù)合胺液吸收-解吸工藝；脫氧增壓后的煤層氣，溫度為25～65℃，壓力為4～5.5MPa，從吸收塔201底部進(jìn)入自下而上復(fù)合貧胺液，而貧胺液溫度為35～55℃，壓力為5.5～6.5MPa，從吸收塔201頂部進(jìn)入自上而下，氣液兩相在吸收塔201填料上完成傳質(zhì)、傳熱過程，CO₂、H₂S、SO₂、HCN酸性氣體被復(fù)合貧胺液吸收，同時(shí)由貧胺液變?yōu)楦话芬海幻撍岷蟮拿簩託鈴奈账?01頂部排出，經(jīng)過吸收冷卻器203和吸收分離器204，冷卻回收氣體帶出液后，進(jìn)入脫水單元；吸收了酸性氣的貧胺液變?yōu)楦话芬汉螅M(jìn)入吸收塔201底部塔釜內(nèi)，經(jīng)過節(jié)流閥減壓至0.3～0.9MPa后，進(jìn)入閃蒸罐205閃蒸出部分酸性氣體；經(jīng)過閃蒸后的富液進(jìn)入脫酸再生單元3中的再生貧富液換熱器303，與吸收塔201塔釜排出的熱貧液進(jìn)行換熱，經(jīng)過預(yù)熱后的富液溫度為60～90℃左右，從再生塔301頂部進(jìn)入；富胺液自上而下，來自吸收塔201塔底再沸器的胺液蒸汽自下而上，兩者逆流接觸在填料上完成傳質(zhì)、傳熱，酸性氣體從吸收塔201頂部排出，富液再生后得到貧胺液從吸收塔201底部排出，經(jīng)過再生貧富液換熱器303、再生貧富液冷卻器304進(jìn)入胺液儲(chǔ)罐儲(chǔ)存。吸收塔頂部溫度85～115℃，壓力0.1～0.7MPa，吸收塔201底部溫度100～130℃，壓力0.1～0.8Mpa；

天然氣的脫水脫烴采用變溫吸附工藝完成氣體中雜質(zhì)的深度脫除，來自脫酸再生單元3的天然氣進(jìn)入脫水單元4后分成兩路,其中一路經(jīng)程控閥進(jìn)入脫水塔，塔內(nèi)的吸附劑將氣體中的水分吸附下來后，成為干燥的脫水后煤層氣，再次進(jìn)入脫硫脫汞塔407,在固體吸附劑的作用下，金屬汞被吸收后成為凈化氣，送入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504進(jìn)行冷卻冷凝；另一路氣體作為再生氣使用，再生過程如下：吸附劑再生過程包括加熱和吹冷兩個(gè)步驟，在吸附凈化塔A脫水塔401處于吸附狀態(tài)時(shí)，B脫水塔402處于再生過程的加熱階段、C脫水塔403處于再生過程的吹冷階段；

來自脫酸系統(tǒng)的另一路天然氣經(jīng)過程控閥進(jìn)入C脫水塔403底部，吹冷C脫水塔403，從C脫水塔403頂部出來的再生氣經(jīng)程控閥后進(jìn)入再生氣的脫水加熱器404，加熱至260℃，然后經(jīng)過程控閥進(jìn)入B脫水塔402的上部，經(jīng)下部排出后經(jīng)過程控閥進(jìn)入再生氣的脫水冷卻器405至40℃，最后進(jìn)入再生氣的脫水分離器406分離出液態(tài)混合物后，至此C脫水塔403完成再生階段的冷吹，B脫水塔402完成再生階段的熱吹；

當(dāng)A脫水塔401完成吸附凈化后，切換到C脫水塔403，即C脫水塔403吸附，A脫水塔401進(jìn)行再生過程加熱階段，B脫水塔402進(jìn)行再生過程吹冷階段，如此循環(huán)往復(fù)；

在制冷精餾單元5，來自脫水單元4的凈化煤層氣進(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504中,逐漸冷卻至-120～-155℃,其后抽出一部分原料氣作為脫氮塔501精餾再沸器的熱源,隨后再返回混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504，再次冷卻至-140～-160℃,經(jīng)過原料氣節(jié)流降壓至200～1000kpa，從脫氮塔501中部進(jìn)入；脫氮塔501入口至塔釜部分為提餾段，入口液體自上而下，脫氮塔501底部再沸器產(chǎn)生的氣體自下而上，兩者在提餾段填料上逆向接觸，完成傳質(zhì)、傳熱，LNG濃度逐步提高，氮?dú)夂恐饾u下降，至脫氮塔501塔釜出口LNG濃度大于95%（mol%）；從脫氮塔501塔釜底部抽出的LNG再次返回混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504過冷段，完成過冷冷卻，最終從混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504中排出-162℃的合格LNG產(chǎn)品；脫氮塔501塔頂氣相部分經(jīng)過節(jié)流后的混合冷劑冷卻為氣液兩相，進(jìn)入回流罐503，氣相部分即氮?dú)膺M(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504中逐步升高溫度，最終以常溫狀態(tài)從混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504排出，液相部分由回流泵502打入脫氮塔501頂部完成回流；來自混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504冷劑壓縮機(jī)出口的高壓制冷劑壓力為2000～4000kpa，溫度25～45℃，進(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504中逐步冷卻至-150～-165℃，經(jīng)過冷劑節(jié)流閥節(jié)流至200～500kpa，進(jìn)入脫氮塔501塔頂氣相冷卻，為塔頂提供低溫冷量，隨后再次返回到混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504溫度逐步提高，為原料煤層氣提供冷量；從混合冷劑壓縮機(jī)冷箱504排出的低壓冷劑再次返回到冷劑壓縮機(jī)入口，完成冷劑循環(huán)。

經(jīng)過了脫氧、脫酸和脫水脫汞凈化后，凈化氣進(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)冷箱冷卻冷凝后進(jìn)入精餾塔中部，進(jìn)氣壓力為0.2～1.2MPa，溫度-155～-165℃，從精餾塔頂部獲得純度大于95%（mol%）的氮?dú)猓撞揩@得大于95%（mol%）的液化天然氣（LNG）產(chǎn)品。

前述中，高含氧、高含氮的低壓煤層氣流量為50000Nm3/d，壓力為100kpaG，而且以體積分?jǐn)?shù)/%計(jì)組分包括45.6%的 CH₄，40.2 %的N₂，12.1 %的O₂ ，2 %的H₂O，以及0.1其他氣體，最終LNG產(chǎn)品，水含量 ≤ 1ppm，CO₂ ≤ 50ppm，總硫 ≤ 1ppm，O₂ ≤ 0.2%，N₂ ≤ 1%。

前述中，MDEA又名甲基二乙醇胺，無(wú)色或微黃色粘稠液體，沸點(diǎn)不高，能與水、醇互溶，微溶于醚，主要用于油田氣和煤氣、天然氣的脫硫凈化、乳化劑和酸性氣體吸收劑、酸堿控制劑、聚氨酯泡沫催化劑。

前述中，集液匯入口311匯集來自溶液系統(tǒng)各點(diǎn)排盡、排污MDEA溶液。

前述中，混合冷劑循環(huán)使用，不夠時(shí)可由混合冷劑儲(chǔ)配工段。

前述中，控制催化劑床層升溫幅度，有較高濃度氧含量的煤層氣進(jìn)入時(shí)，可以將脫氧后的氣體與入口原料氣混合，達(dá)到降低氧濃度，控制催化劑床層溫度的目的。