CN100595263C - 从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺 - Google Patents

Abstract

一种从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，包含酸性气体脱除、干燥脱水、重烃脱除以及脱汞四个单元部分；混合气体首先经复合胺溶液净化处理，将其中的CO₂、H₂S、HCN酸性气体脱除至≤20ppm，再经等压干燥脱水处理将气体中水分脱除至常压露点≤-70℃，然后经变温变压吸附纯化处理，将C5以上重烃组分脱除至≤10ppm，最后经脱泵吸附剂脱汞处理，将汞含量脱除至≤0.001μg/Nm³。本发明比常规的工艺路线的净化效果好、提高原料利用率、并降低净化过程中的能量消耗，而且各单元操作指标更加容易控制。

Description

从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺

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。具体而言，对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、高碳烃脱除至液化所需精度，唯有如此，才能保证液化分离工艺及设备能安全稳定运行。

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。

将富含甲烷的混合气体中甲烷组分液化以获得液化天然气(LNG)，其核心技术分为两部分：前端混合气的净化部分及后级液化部分。据国内已投运的几套LNG装置运行情况来看，其主要问题均反映在混合气前级净化部分。具体表现为：①现有装置通常采用MEA溶液工艺脱除酸性气体(CO2、H2S、HCN)，由于溶液系统不稳定，特别是当混合气体中含有有机硫情况下，溶液易发生不可逆降解，时常导致出胺系统净化后气体中酸性气体组分超标；②现有装置均采用单级变温变压吸附工艺脱水及脱高碳烃，该工艺存在两个较大的缺点：其一：以工艺气体为再生气，再生气气量很大，约占工艺体气的25％～60％，降低了气体的液化率；其二：水份与重烃在同一吸附剂上脱除，造成干燥纯化部分负荷大，迫使系统降低负荷操作，使整套液化装置产能下降。

发明内容

本发明的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前端组合净化工艺，使本发明比常规的工艺路线的净化效果好、提高原料利用率、并降低净化过程中的能量消耗，而且各单元操作指标更加容易控制。

本发明的目的是这样实现的：一种从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，包含酸性气体脱除、干燥脱水、重烃脱除以及脱汞四个单元部分；混合气体首先经复合胺溶液净化处理，将其中的CO2、H2S、HCN酸性气体脱除至≤20ppm，再经等压干燥脱水处理将气体中水分脱除至常压露点≤-70℃，然后经两组以上变温变压吸附工艺纯化处理，将C5以上重烃组分脱除至≤10ppm，最后经脱汞吸附剂脱汞处理，将汞含量脱除至≤0.001μg/Nm3.

相比现有技术，本发明的有益效果是：

本发明提出了一种全新的净化工艺路线。采用复合胺溶液吸收分离技术将富甲烷混合气中酸性组分脱除至≤20ppm，该溶液系统具有活性高且十分稳定，净化度高，运行经济可靠的特点；采用等压干燥脱水单元，干燥塔的吸附、加热和冷却过程几乎在同样的压力下操作，再生气采用工艺气体，再生过程后、返回工艺气中。相比传统工艺，液化气产率至少提高20％；采用两组以上变温变压吸附工艺，C5以上重烃组分脱除率高，完全满足富甲烷气液化要求。同时，可减少再生能耗40％以上，可提高液化甲烷产率5％以上。

本发明的有益技术效果将在后续部分中结合实施方式进一步阐述。

附图说明

图1是酸性气体脱除单元采用一段吸收/一段再生工艺流程图；

图2是酸性气体脱除单元采用两段吸收/两段再生工艺流程图；

图3是干燥脱水单元的工艺流程图；

图4是重烃脱除单元采用两段吸附塔的工艺流程图；

图5是重烃脱除单元采用三段吸附塔的工艺流程图；

图6是本发明一个实施例的工艺流程图。

具体实施方式

本发明包含酸性气体脱除、干燥脱水、重烃脱除以及脱汞四个单元部分；混合气体首先经复合胺溶液净化处理，将其中的CO2、H2S、HCN酸性气体脱除至≤20ppm，再经等压干燥脱水处理将气体中水分脱除至常压露点≤-70℃，然后经变温变压吸附纯化处理，将C5以上重烃组分脱除至≤10ppm，最后经脱汞吸附剂脱汞处理，将汞含量脱除至≤0.001μg/Nm3.

1.0酸性气体的脱除单元

富甲烷气中酸性气体的脱除，可以采用采用一段吸收/一段再生工艺，也可采用两段吸收/两段再生工艺。酸性气体脱除单元可根据混合气体压力及酸性气体组分含量，采用一段吸收/一段再生或两段吸收/两段再生工艺；所述复合胺溶液含量组成为：AMP3％～6％，单乙醇胺1％～5％，其余为甲基二乙醇胺。

活化剂-1：AMP(2-氨基-2-甲基-1-丙醇)，分子量：89.1，分子式：(CH3)2CCH2(OH)NH2，用量：3％～6％，

活化剂-2：单乙醇胺，分子量：61，分子式：OHCH₂CH₂NH₂，用量1％～5％。

一段吸收/一段再生工艺说明如下：

参见附图1

酸性气体脱除单元中，混合气体压力应在1.0MPa.G～15.0MPa.G(表压)、其酸性气体含量在0.01％～50％.W(重量百分比)；

富甲烷混合气从吸收塔1下部进入，自下而上通过吸收塔填料层与自上而下来的复合胺溶液逆向充分接触，富甲烷混合气体中的酸性气体(CO2+H2S+HCN)被吸收而进入液相，未被吸收的组份从吸收塔1顶部离开吸收塔，经冷却器2冷却至常温，然后进入气水分离器3将气液分离。离开气水分离器3的气体中的酸性气体(CO₂+H₂S+HCN)总量被脱除至≤20ppm，送往本发明所述的水分脱除单元。

酸性气体吸收的溶剂采用复合胺溶液，吸收剂在酸性气体脱除单元内循环使用，其循环路线为：

在吸收塔1内吸收了酸性气体的复合胺溶液(称富液)，从吸收塔1底部离开吸收塔后，与再生塔7底部流出的溶液(贫液)在贫富液换热器6中进行热交换，富液升温到～98℃去再生塔7的上部，在再生塔7进行汽提再生，使吸收在溶液中的酸性气体解析出来，直至贫液的贫度达到指标后从再生塔底部离开再生塔7。出再生塔7的贫液依次经过贫富液换热器6、贫液冷却器5、贫液泵4，经计量后从吸收塔1上部进入吸收塔。

从再生塔7顶部出口的酸性气体，经冷却器9、气水分离器10，常温的含甲烷的酸性气体送出界外作他用。冷凝液回地下槽13。(图1中有：溶液过滤器8，溶液贮槽12)。

酸性气体从吸收剂中再生所需的热量，由再生塔7底部的再沸器11提供，再生所需的热源可以为蒸汽或其它热载体(如导热油、高温气体或液体)。

采用两段吸收/两段再生工艺，其流程说明如下：

参见附图2

富甲烷混合气从吸收塔1a下部进入，自下而上通过吸收塔；完全再生后的复合胺溶液(贫液)从吸收塔1a上部进入，自上而下通过吸收塔；不完全再生的复合胺溶液(半贫液)从吸收塔1a中部进入，自上而下通过吸收塔；逆向流动的复合胺溶液和混合气在吸收塔内充分接触，混合气中的酸性气体被吸收而进入液相，未被吸收的组份从吸收塔顶1a部引出，先经冷却器2a降温至≤40℃，然后进入净化气分液罐3a分离气液组分，出分液罐的气体去水分脱除单元。

酸性气体吸收的溶剂采用复合胺溶液，吸收剂在酸性气体脱除单元内循环使用，其循环路线为：

吸收酸性气体后的复合胺溶液称富液，离开吸收塔1a的富液先去再生塔9a的下部减压闪蒸，部分酸性气体从溶液中解吸出来，溶液再进入再生塔9a的上部，被蒸汽和酸性气体汽提，在再生塔上部得到部分再生的溶液(称为半贫液)。

半贫液约为溶液循环总量的30％～80％，由半贫液泵17a送至吸收塔中部。余下的半贫液由溶液泵4a抽出，经换热器8a被贫液提温后，再进入再生塔9a的下段(汽提段)的上部进行加温再生。再生的热源由再沸器10a提供(热媒为导热油或低压饱和蒸汽)。

从再生塔9a出来的贫液，经换热器8a换热，贫液泵6a加压，再经冷却器7a冷却后，从吸收塔1a上部进入吸收塔。

再生塔9a顶部出口气体经酸气冷却器11a、水分离器12a，出分液罐的气体送往界外，冷凝液去地下槽16a(图2中有：溶液过滤器5a，泵13a，泵14a，溶液贮槽15a)。

复合胺溶液脱除富甲烷气中的酸性气体，富含甲烷混合气操作压力范围可以在1.0Mpa.G～15.0Mpa.G内任意一个压力点进行选择。

复合胺溶液脱除富甲烷气中的酸性气体，其中酸性气体组分含量在0.01％～60％内。

根据原料气的流量、酸性气体组分含量及分压确定采用一段吸收/一段再生或两段吸收/两段再生工艺。

2.0干燥脱水单元

参见附图3

水分脱除单元由三台干燥器、一台加热器、一台冷却器、一台分离器组成。三台干燥器中两台为主干燥器，一台为辅助干燥器。主干燥器干燥及再生交替进行，再生分加热和冷却两个步骤，经干燥后的产品气体常压露点低于-75℃。

水分脱除单元采用等压TSA干燥工艺，即干燥塔的吸附、加热和冷却过程在几乎同样的压力下操作，再生气采用工艺气体，再生过程完成后，返回工艺气中，因此，再生过程不需要另外的再生气，本工艺与传统工艺相比，可提高至少LNG产率20％。

现以一台吸附塔1为例，说明本单元的操作过程：

从酸性气体脱除单元来的气体，首先经流量调节阀分成两路：一路作为再生气，一路作为主流气体。其中主流气体经阀V1直接去干燥塔1b，干燥塔1b中装填的干燥剂将气体气中的水分吸附下来，使气体得以干燥，气体经阀V2得到合格的气体，去重烃脱除单元。

另一台干燥塔2b处于再生过程：

干燥塔2b的再生过程包括加热再生和吹冷两个步骤。

在加热再生过程中，再生气依次经阀V11、干燥塔3b、加热器4b、阀V8、干燥塔2b、阀V6、阀V10、冷却器6b、水分离器5b、再与工艺气体汇合，经阀V1进入正处于吸附状态的干燥塔1b，完成对干燥塔2b的加热过程。

从气体经过的路线可以看出：

1)、再生气返回主流气体，加热再生过程中不需要外来的任何载气。

2)、在对干燥塔2b进行加热的同时，再生气体对干燥塔3b进行了冷却，将干燥塔3b内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器4b，降低加热再生所需的能量消耗。

3)、再生气在进入干燥塔2b以前，已经过干燥塔3b预干燥，再生气中的水分含量已很少，对干燥塔2b的干燥效果很好。

在冷却过程中，再生气依次经阀V9、阀V6、干燥塔2b、阀V8、加热器4b、干燥塔3b、V12、冷却器6b、水分离器5b、再与工艺气体汇合，经阀V1进入正处于吸附状态的干燥塔1b，完成对干燥塔2b的冷却过程。冷却过程也同样存在：

1)、再生气返回主流气体，加热再生过程中不需要外来的任何载气。

2)、在对干燥塔2b进行冷却的同时，再生气体对干燥塔3b进行了加热，将干燥塔2b内吸附剂及材料蓄热带走再进入加热器4b，降低加热再生所需的能量消耗。

3)、再生气在进入干燥塔3b以前，已经过干燥塔2b预干燥，再生气中的水分含量已很少，对干燥塔3b的干燥效果很好。

干燥塔2b经过上述加热和冷却过程后，等待进入下一次吸附。

干燥塔1b的再生过程与干燥塔2b的再生过程完全一样，只是需要动作阀门的编号不同。

两台干燥塔轮流操作，即可达到连续处理气体的能力。

干燥剂根据脱水精度的要求进行选择，可采用对水吸附能力较强的多孔物质，如活性氧化铝、硅胶、分子筛中的一种或多种吸附剂的组合。对于富甲烷气体为LNG的目的的干燥，分子筛是不可缺少的吸附剂。

再生加热温度根据脱水精度要求和吸附剂的组合来确定，对于富甲烷气体为LNG的目的的干燥，再生温度一般在180～320℃之间。

3.0重烃脱除单元

富甲烷混合气脱除酸性气体及水后，经变温变压吸附(PTSA)脱除高碳烃。装置设有两台或多台吸附器。其中一台吸附而其它吸附器处于再生步骤。

两塔工艺的操作过程说明：

参见附图4

现以吸附器1为例说明工艺过程是如何实现的：

a、吸附过程：脱除酸性气体及水分后的工艺气体，经阀V1A自吸附塔1c底部进入正处于吸附状态的吸附塔1c。在吸附剂的选择吸附下，其中的高碳烃组分被吸附下来，未被吸附的气体从塔顶经阀V2A流出，得到合格的净化气体去后工序(LNG液化工序)。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔1c的原料气进料阀V1A和产品气出口阀V2A，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。

b、逆放过程：这是在吸附过程结束后，打开阀V5A逆着吸附方向进行减压，使被吸附的气体减压解吸出来的过程。减压过程通过压力调节阀平稳地进入低压燃气管网。

c、加热过程：这是在逆放过程结束后，采用混合气体液化后的不凝气体(BOG)作为载气，BOG经阀V7、加热器3c、阀V4A、V5A、冷却器4c、阀V9。加热后的载气冲洗吸附剂床层，将吸附在吸附剂上的杂质完全解吸出来，使吸附剂得到再生的过程(图4中，换热器4c)。

d、吹冷过程：当加热过程完成后，打开加热器的旁路阀V8，利用冷BOG气体对吸附塔自上而下进行吹冷，当出口温度到常温时该过程结束。

e、升压过程：在吹冷过程完成后，用来自另一吸附塔2c的纯净气体对该吸附塔进行升压的过程。为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用净化气将吸附塔压力升至吸附压力，以保证产品升压过程的充分和减少对吸附压力波动的影响。

当系统处于逆放和均压时BOG气体直接去低压燃气管网。

经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。两台吸附塔轮流操作，达到连续处理气体。

三塔工艺的操作过程说明：

参见附图5

现以吸附器1d为例说明工艺过程是如何实现的：

a、吸附过程：脱除酸性气体及水分后的工艺气体，经阀V1A自吸附塔1d底部进入正处于吸附状态的吸附塔1d。在吸附剂的选择吸附下，其中的高碳烃组分被吸附下来，未被吸附的气体从塔顶经阀V2A流出，得到合格的净化气体去后工序(LNG液化工序)。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔1d的原料气进料阀V1A和产品气出口阀V2A，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。

b、逆放过程：这是在吸附过程结束后，打开阀V6A逆着吸附方向进行减压，使被吸附的气体减压解吸出来的过程。减压过程通过压力调节阀平稳地进入低压燃气管网。此时吸附塔2d处于吸附状态。

c、加热过程：这是在逆放过程结束后，采用混合气体液化后的不凝气体(BOG)作为载气，BOG经阀V4C、吸附塔3d、阀V7C、加热器4d、阀V5A、吸附塔1、阀V6A、冷却器5d、阀V8。加热后的载气冲洗吸附剂床层，将吸附在吸附剂上的杂质完全解吸出来，使吸附剂得到再生的过程。此时吸附塔3d处于吹冷过程。

d、吹冷过程：当加热过程完成后，转入吹冷过程，再生气依次经过：阀V4A、吸附塔1d、阀V7A、加热器4d、阀V5B、吸附塔2d、阀V6B、冷却器5d、阀V8，对吸附塔1d自上而下进行吹冷，当出口温度到常温时该过程结束。此时吸附塔3d处于吸附状态。

e、升压过程：在吹冷过程完成后，用来自另一吸附塔的纯净气体经过阀V7、阀V3，对该吸附塔进行升压的过程。为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用净化气将吸附塔压力升至吸附压力，以保证产品升压过程的充分和减少对吸附压力波动的影响。

当系统处于逆放和均压时BOG气体直接去低压燃气管网。

经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。三台吸附塔轮流操作，达到连续纯化气体的目的。

至此，富甲烷混合气体(包括天燃气、煤尾气、沼气、焦炉气、煤气等)经上述酸性气体脱除、水分脱除、重烃脱除后，其净化指标如下：

(CO₂+H₂S+HCN)         ≤20ppm

露点(常压)            ≤-70℃

高碳烃(C5以上组分)    ≤10ppm

净化气体已满足富甲烷气体液化要求。

脱汞单元采用两床式流程，两床可并联或串联运行；床内装填脱汞吸附剂为载硫活性炭。

实施例1

管道天然气生产液化天然气(LNG)

1、原料条件

组成

流量：10000Nm3/h

压力：2.5Mpa.G～3.5Mpa.G

2、净化要求

水含量      ≤1ppm

苯含量      ≤10ppm

CO2         ≤20ppm

∑S         ≤1ppm

常压露点    ≤-70℃

3、流程简述

图6示出，天然气由界外引入，首先进入复合胺吸收系统.由于原料气中酸性气体含量低，溶液循环量不大，采用两段吸收/两段再生流程，节能有限，反而使流程复杂化.因而采用一段吸收/一段再生流程.经复合胺吸收系统净化后的天然气中CO2≤20ppm，进等压再生脱水单元.出本单元天然气中水含量常压露点≤-70℃.再进入变温变压吸附单元，针对本方案涉计原料条件，采用三塔式PTSA工艺.一塔吸附，另两塔处于再生步骤.经变温变压吸附后的天然气中高碳烃(苯)含量≤10ppm。同时，可减少再生能耗40％以上，再生是采用液化系统排出的不凝气体(BOG)，可提高液化甲烷产率5％以上。

1.0原料条件

组成

组分	CO2	CH4	H2S	∑
					组成(％V)	44.5	54	1.5	100.00

流量：7000Nm3/h

压力：2.0Mpa.G

2.0净化要求

水含量    ≤1ppm

苯含量    ≤10ppm

CO2       ≤20ppm

∑S       ≤1ppm

常压露点  ≤-70℃

3、流程简述

天然气由界外引入，首先进入复合胺吸收系统.由于原料气中酸性气体含量高，溶液循环量大，采用两段吸收/两段再生流程，节能效果明显，因此酸性气体脱除单元为两段流程。经复合胺吸收系统净化后的天然气中(CO2+H2S)≤20ppm，进等压再生脱水单元.出本单元天然气中水含量常压露点≤-70℃.再进入变温变压吸附单元，针对本方案涉计原料条件，采用三塔式PTSA工艺.一塔吸附，另两塔处于再生步骤.经变温变压吸附后的天然气中高碳烃(苯)含量≤10ppm。

Claims (9)

1、一种从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：包含酸性气体脱除、干燥脱水、重烃脱除以及脱汞四个单元部分；混合气体首先经复合胺溶液净化处理，将其中的CO₂、H₂S和HCN酸性气体脱除至≤20ppm，再经等压干燥脱水处理将气体中水分脱除至常压露点≤-70℃，然后经两组以上变温变压吸附工艺纯化处理，将C5以上重烃组分脱除至≤10ppm，最后经脱汞吸附剂脱汞处理，将汞含量脱除至≤0.001μg/Nm³。

2、根据权利要求1所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述酸性气体脱除单元可根据混合气体压力及酸性气体组分含量，采用一段吸收/一段再生或两段吸收/两段再生工艺；所述复合胺溶液含量组成为：2-氨基-2-甲基-1-丙醇3％～6％，单乙醇胺1％～5％，其余为甲基二乙醇胺。

3、根据权利要求2所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述酸性气体脱除单元中，混合气体压力在表压1.0MPa～15.0MPa、其酸性气体重量百分比含量在0.01％～50％；一段吸收/一段再生工艺中，混合气先经分离器除去液滴，再从吸收塔自下而上与自上而下、逆向流动的复合胺溶液在吸收塔内充分接触，气体中的酸性气体被吸收而进入液相，未被吸收的组份从吸附塔顶部引出，先经冷却器降温至≤40℃，然后进入净化气分液灌，出分液灌的气体中酸性气体被脱除至≤20ppm，送往干燥脱水单元，冷凝液去地下槽；从吸附塔流出的复合胺富液，与再生塔底部流出的贫液换热后，升温到98℃去再生塔上部，在再生塔进行汽提再生，直至贫液的贫度达到指标。

4、根据权利要求2所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述二段吸收/二段再生工艺中，富甲烷混合气从吸收塔下部进入，自下而上通过吸收塔；完全再生后的复合胺溶液，即称为贫液，从吸收塔上部进入，自上而下通过吸收塔；不完全再生的复合胺溶液，即称为半贫液，从吸收塔中部进入，自上而下通过吸收塔；逆向流动的复合胺溶液和混合气在吸收塔内充分接触，混合气中的酸性气体被吸收而进入液相，未被吸收的组份从吸收塔顶部引出，先经冷却器降温至≤40℃，然后进入净化气分液罐分离气液组分，出分液灌的气体去干燥脱水单元；吸收酸性气体后的复合胺溶液称富液，离开吸收塔的富液先去再生塔的下部减压闪蒸，部分酸性气体从溶液中解吸出来，溶液再进入再生塔的上部，被蒸汽和酸性气体汽提，在再生塔上部得到部分再生的半贫液；半贫液为溶液循环总量的30％～80％，由半贫液泵送至吸收塔中部。余下的半贫液由溶液泵抽出，经换热器被贫液提温后，再进入再生塔的下部汽提段的上部进行加温再生；从再生塔出来的贫液，经换热冷却后，从吸收塔上部进入吸收塔。

5、根据权利要求1所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述干燥脱水单元采用等压干燥工艺，以工艺富甲烷气体作为再生气体，将脱除出来的水分离后，这部分再生气返回系统工艺气中。

6、根据权利要求5所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述干燥脱水系统由三台干燥塔、一台加热器、一台冷却器、一台分离器组成；三台干燥塔中两台为主干燥塔，一台为辅助干燥塔；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，经干燥后的产品气体常压露点低于-70℃；所述待干燥气体首先经流量调节阀分成两路：其中一路直接去干燥塔，其中装填的干燥剂将气体气中的水分吸附下来，使气体得以干燥；在一台干燥塔处于干燥的状态下，另一台干燥塔处于再生过程；干燥塔的再生过程包括加热再生和吹冷两个步骤，在加热再生过程中，另一路气体首先经预干燥塔进行干燥，然后经加热器升温至～200℃后冲洗需要再生的干燥塔，使吸附剂升温、其中的水分得以解吸出来，解吸气经冷却和分液后再与另一路气体混合，然后去处于干燥状态的干燥塔进行干燥；在吹冷过程中，再生气体直接去处于再生状态的干燥塔，将干燥塔温度降至常温，然后再经加热器加热后去预干燥塔，对预干燥塔中的干燥剂进行加热干燥，然后经冷却和分液后再与另一路气体混和，最后去处于干燥状态的干燥塔进行干燥。

7、根据权利要求1所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述重烃脱除单元采用两台或两台以上净化吸附塔变温变压吸附工艺，将富甲烷气中C5以上重烃脱除至≤10ppm。

8、根据权利要求7所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述重烃脱除单元中，两台或两台以上吸附塔在一个循环周期中依次经历吸附、逆放、加热、吹冷、升压工艺步骤，其中一台净化吸附塔处于吸附工艺步骤，其它净化吸附塔处于再生步骤。

9、根据权利要求1所述从富含甲烷的混合气体中生产液化天然气的前端组合净化工艺，其特征是：所述脱汞单元采用两床式流程，两床可并联或串联运行；床内装填脱汞吸附剂为载硫活性炭。

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