CN103351896B - 一种页岩气脱水脱重烃方法及装置 - Google Patents

一种页岩气脱水脱重烃方法及装置 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种页岩气脱水脱重烃的方法和装置，所述方法包括脱水工序及脱重烃和重烃处理工序两部分，将页岩气中的水分和重烃脱除，并进一步将重烃组分分离为可利用的液化石油气（LPG）及轻油副产品，经济可行、工艺路线先进；经脱水脱重烃后的页岩气常压露点降至≤-76℃，C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度；且冷、热流体换热路线设计合理，实现流体了冷量、热量的合理匹配，使装置能耗尽量降低。

Description

一种页岩气脱水脱重烃方法及装置
技术领域
本发明提供了一种页岩气脱水脱重烃方法及装置，从含水含重烃的页岩气中脱除水分及重烃，还可副产液化石油气（LPG）及轻油副产品。
背景技术
页岩气是从页岩层中开采出来的天然气，具体而言，是主体上以吸附或游离状态存在于泥岩、高碳泥岩、页岩及粉砂质岩类夹层中的天然气，可生成于有机成因的各种阶段。世界页岩气资源量为457万亿立方米，同常规天然气资源量相当，其中页岩气技术可采资源量为187万亿立方米，经济价值巨大，具有很大的发展潜力。目前，我国页岩气开发处于气藏勘探和初步开采试点阶段。截至2012年4月，我国共确定33个页岩气有利区，页岩气完井58口，其中水平井15口。随着页岩气勘探权逐步向民间开放，未来十年页岩气开发将得到快速发展。然而页岩气作为一个新兴的非常规能源，其处理技术还相对较少，随着新能源的开发，对页岩气的处理技术的开发需求也日益增加。由于页岩气的组成变化大，即小区域内的不同开采点的页岩气的水分和重烃含量变化大，使得利用现有的装置对页岩气进行纯化的操作变得困难。鉴于页岩气与普通天然气之间的组成差异大，采用现有的普通天然气的处理方法和装置来处理页岩气无法从页岩气获得合格的天然气。
中国专利CN103031168A提出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，该专利所述的工艺采用分子筛、活性氧化铝和耐水硅胶等吸附剂的复合床层脱除富甲烷混合气体中的水和重烃，采用三塔等压吸附流程，吸附塔再生气取自工艺气体。采用复合床吸附流程，重烃可被部分脱除，脱除的程度取决于吸附剂的负荷和再生程度。但仅采用吸附剂不可能使重烃的含量降低到很低的要求，尤其当需要脱除的重烃量较大时，可能会因重烃无法脱除至合理深度造成冷箱冻堵，故通常采用吸附脱重烃配合低温分离的技术。
中国专利CN103031169A提出了一种天然气液化与重烃处理的方法和装置，采用自身冷凝液洗涤重烃。常温的原料天然气直接进入重烃洗涤塔，经自天然气中低温分离出的C3、C4等重烃洗涤，天然气中C6及C6以上的重烃得以深度脱除。由于这一工艺依靠天然气自身的重烃冷凝液洗涤重烃，故天然气自身的重烃含量直接影响到重烃脱除***能否正常运行。为保证合适的重烃冷凝液量维持洗涤塔的连续操作，可在流程中采取调温措施控制天然气的预冷温度以调整天然气冷凝液量。另外，当重烃冷凝液量较少时，还可引入异戊烷洗涤天然气中的重烃，通过改变***的气液平衡来达到重烃冷凝并脱除的目的，但是会造成一定量的异戊烷消耗。由于需要针对原料气中重烃含量适时切换流程，传统的重烃洗涤工艺操作较为繁琐。
发明内容
因此，本发明提供了一种适用于页岩气的全新的脱水脱重烃方法及装置，将页岩气中的水分和重烃脱除，并进一步将重烃组分分离为可利用的液化石油气（LPG）及轻油副产品，经济可行、工艺路线先进；经脱水脱重烃后的页岩气常压露点降至≤-76℃，C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度。
根据本发明的第一个方面，提供了一种页岩气脱水脱重烃的方法，包括脱水工序及脱重烃和重烃处理工序两部分；脱水工序包括采用等压吸附工艺流程脱除原料页岩气中的水份，经脱水脱重烃后的净化页岩气作为脱水工序中的再生气(即，脱重烃及重烃分离工序中经脱水脱重烃后的净化页岩气作为再生气)；脱重烃和重烃处理工序包括脱水后的页岩气经板翅换热器冷却后依次在重烃分离器和重烃洗涤塔中脱除重烃，被脱除的重烃依次进入脱乙烷塔中汽提除去其中的轻组分，其中来自脱乙烷塔的轻组分在轻烃换热器中与重烃洗涤塔塔顶分离出的脱除重烃的页岩气换热后进入重烃洗涤塔进行再分离，其中来自脱乙烷塔的重组分进入精馏塔中分离出轻油和气相，该气相被冷却成液化石油气；和从重烃洗涤塔塔顶分离出的脱重烃页岩气经轻烃换热器换热后，部分返回板翅式换热器中液化得到液化天然气即脱水脱重烃后的页岩气，部分返回板翅式换热器中换热后去脱水工序作为再生气；脱水脱重烃后的页岩气常压露点降至≤-76℃，C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度，例如≤150ppm，优选≤100ppm，更优选≤80ppm，更优选≤50ppm。
优选地，脱水工序采用两塔等压吸附工艺流程，利用活性氧化铝、3A分子筛或4A分子筛中的一种或几种作为吸附剂，将原料页岩气中的水分吸附下来。
优选地，脱水工序的再生气再生结束后放空或进一步处理后送去天然气管网。
在优选实施方式中，脱水工序采用两塔等压吸附工艺流程，利用活性氧化铝、3A分子筛或4A分子筛等中的一种或几种作为吸附剂，将原料页岩气中的水分吸附下来。
在优选实施方式中，脱水工序所采用的两塔等压吸附工艺的流程如下：
等压吸附工艺采用两塔并联模式，其中一台塔T1处于吸附过程而另一塔T2处于再生过程。以吸附塔T1为例，说明两塔等压吸附工艺流程如下：
a、吸附过程：原料气经阀V1A自吸附塔T1顶部进入正处于吸附状态的吸附塔T1。在吸附剂的选择吸附下，其中的待脱除组分即水分被吸附下来，未被吸附的气体从塔底经阀V4A出***。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T1的原料气进料阀V1A和原料气出口阀V4A，停止吸附，吸附床开始转入再生过程。
吸附塔T1的再生包括依次进行加热、冷吹过程。
b、加热过程：再生气经再生气加热器E1加热至一定温度（例如230～250℃)后，进入吸附塔T1进行加热，逆向吹扫吸附剂床层，使吸附在吸附剂上的杂质完全解吸出来，使T1中的吸附剂得到再生；出吸附塔T1的再生气依次经阀V2A、再生气冷却器E2、分液罐V1，冷却、分液后放空或进一步处理后送去天然气管网，加热过程结束。
c、冷吹过程：加热过程结束后，再生气加热器E1停止加热，再生气进入处于冷吹过程的吸附塔T1，逆向吹扫吸附剂床层，使床层降至一定温度(例如约40℃)；出吸附塔T1的再生气依次经阀V2A、再生气冷却器E2、分液罐V1，冷却、分液后放空或进一步处理后送去天然气管网，冷吹过程结束。
经这一过程后吸附塔T1便完成了一个完整的“吸附－再生”循环，为下一次吸附做好了准备。吸附塔T2的吸附及再生过程与吸附塔T1完全相同，通过控制不同阀门的动作而实现，两塔轮流操作，达到连续净化气体的目的。
脱水后的页岩气进入脱重烃和重烃分离工序，在板翅换热器中冷却至-60～-80℃（优选-65～-75℃）后进入重烃分离器，重烃分离器底部分离的C3+重烃组分返回板翅换热器复热至常温后进入脱乙烷塔中，回收C3+重烃组分中携带的轻组分（C1、C2烃等）；重烃分离器顶部分离出的气相进入重烃洗涤塔，在重烃洗涤塔中与脱乙烷塔顶部气相冷却后的物流传质传热，最终分别从重烃洗涤塔顶、塔底得到C1、C2等轻组分和C3+重烃组分；重烃洗涤塔塔顶得到的C1、C2等轻组分温度约-60～-80℃，进入轻烃换热器与脱乙烷塔顶分出的气相换热回收冷量后，部分返回板翅换热器液化成为液化天然气（LNG），部分返回板翅换热器复热至常温，即为脱水脱重烃后的页岩气(其中C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度，例如≤150ppm，优选≤100ppm，更优选≤80ppm，更优选≤50ppm)，分出一路去脱水工序作为再生气，任选分出另一路去界区外；重烃洗涤塔底部液相经重烃泵增压至2.0MPaA～4.0MPaA（优选2.2～3.8MPaA，更优选2.5～3.5MPaA，进一步优选2.8～3.2MPaA），然后进入脱乙烷塔脱除其中的轻组分（主要为C1、C2烃等）；脱乙烷塔顶部分出的轻组分进入轻烃换热器与重烃洗涤塔顶气相换热降温至-60～-80℃（优选-62～-78℃，更优选-65～-75℃，进一步优选-68～-72℃），进入重烃洗涤塔；脱乙烷塔塔底液相（主要为C3、C4、C5、C6+的混合物）经第一节流装置减压至0.5MPaA～2.0MPaA（优选为0.7～1.8MPaA，更优选为1.0～1.5MPaA）后进入精馏塔中部，经精馏从塔顶得到C3、C4等组分的混合物，部分回流（通过精馏塔另设的入口通道），部分采出，即为液化石油气（LPG）产品，塔底分离得到C5、C6+等组分的混合物，经轻油冷却器冷却至常温后，即为轻油副产品。
板翅换热器所需的冷量由或主要由制冷剂压缩***提供，制冷剂压缩***同时为页岩气低温脱除重烃及净化页岩气液化提供冷量；所述制冷剂压缩***采用一级或二级压缩。
作为一种具体的实施方式，制冷剂压缩机采用二级压缩；由C1～C5和N2中的一种或几种组成的制冷剂进入制冷剂压缩***的入口，经第一段压缩至0.6～1.8MPaA（优选0.8～1.6MPaA，更优选1.0～1.4MPaA），进入第一级冷却器冷却至30℃～45℃（优选32～42℃，更优选35～40℃），再进入第一级气液分离器进行气液分离，第一级气液分离器顶部分离出的气体继续进入压缩机的第二段入口，经二段压缩至1.2～5.4MPaA（优选1.5～5.0MPaA，更优选2.0～4.5MPaA，进一步优选2.5～4.0MPaA），第一级气液分离器底部液相端分离出的液体经液体泵加压后与第二段压缩出口管道的热气体汇合后，再进入第二级冷却器中被冷却至30℃～45℃（优选32～42℃，更优选35～40℃），冷却后的制冷剂随后进入第二级气液分离器进行气液分离，第二级气液分离器的顶部气体和第二级气液分离器底部分离出的液体进入板翅换热器的换热通道参与换热。
优选地，由第二级气液分离器底部引出的液体首先进入板翅换热器的液相冷剂换热通道，在其中被预冷至约-30℃～-80℃，经第一冷剂节流装置节流至0.2～0.8MPaA后进入冷剂分离器；由所述第二级气液分离器顶部分离出的制冷剂的气相流股通过板翅换热器的气相冷剂换热通道冷却至-135℃～-169℃，再经第二冷剂节流装置节流至0.2～0.8MPaA后反向进入板翅换热器的另外的换热通道换热，为板翅换热器提供冷量和然后返回到制冷剂压缩机第一压缩段。
脱乙烷塔和精馏塔的塔底采用内置式、釜式、热虹吸式等任意型式的再沸器。
根据本发明的第二个方面，提供了一种页岩气脱水脱重烃装置，其装置包括脱水***及脱重烃和重烃处理***；
其中
脱水***包括：吸附干燥装置，一个原料气入口通道，一个脱水原料气出口通道，一个再生气入口通道，一个再生气出口通道；
脱重烃和重烃处理***包括：一台重烃分离器、一台重烃洗涤塔、一台脱乙烷塔、一台精馏塔、一台板翅换热器、一台轻烃换热器、一台节流装置、一台轻油冷却器及一台重烃泵；
所述板翅换热器至少包括以下几个换热通道：第一换热通道、第二换热通道、第三换热通道、第四换热通道和用于为换热器提供冷量的冷剂换热通道；
所述重烃分离器包括一个脱水原料气入口通道，一个重烃出口通道和一个轻烃出口通道；
所述重烃洗涤塔包括一个气相入口通道，一个混合相入口通道，一个气相出口通道，一个重烃出口通道；
所述脱乙烷塔包括第一液相入口通道、第二液相入口通道，一个气相出口通道，一个重烃出口通道；
所述精馏塔包括一个重烃入口通道，一个液化石油气出口通道，一个轻油出口通道；
所述轻烃换热器至少包括第一和第二两个换热通道；轻烃换热器的第一换热通道的入口端与重烃洗涤塔的气相出口通道连接，轻烃换热器的第一换热通道的出口端分成两路，分别与所述板翅换热器的第一换热通道的入口端和第二换热通道的入口端连接，轻烃换热器的第二换热通道的入口端与所述脱乙烷塔的气相出口通道连接，轻烃换热器的第二换热通道的出口端与所述重烃洗涤塔的混合相入口通道连接；
所述板翅换热器的第一换热通道的出口端分为两路，一路连接脱水***的再生气入口通道，另一路去界区外；
所述板翅换热器的第二换热通道的出口端连接至下游管网（例如天然气液化***）；
所述板翅换热器的第三换热通道的入口端连接脱水***的脱水原料气出口通道，出口端连接重烃分离器的脱水原料气入口通道；
板翅换热器的第四换热通道入口端与重烃分离器的重烃出口通道连接；出口端连接脱乙烷塔的第二液相入口通道，
所述重烃分离器的轻烃出口通道与重烃洗涤塔的气相入口通道连接；
所述重烃洗涤塔的重烃出口通道连接到重烃泵的输入端，重烃泵的输出端连接脱乙烷塔的第一液相入口通道；
所述脱乙烷塔的重烃出口通道经由所述一台节流装置与所述精馏塔的液相入口通道连接；
所述精馏塔的液化石油气出口通道经由一台附加冷却器连接至液化石油气产品储罐；精馏塔的轻油出口通道连接轻油冷却器后连接到轻油产品储罐。
脱水***可以采用本领域常用的吸附干燥装置，优选等压吸附干燥装置，更优选采用两塔等压吸附干燥装置，进一步优选吸附干燥装置填充选自3A或4A分子筛、活性氧化铝中的吸附剂。原料页岩气经所述脱水***脱水后，可将水分脱除至常压露点≤-76℃。
作为优选的实施方式，其中吸附干燥装置包括：
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于干燥过程和再生过程，
再生气加热器(E1)，
气液分离器(V1)，和
再生气冷却器(E2)，
每一个干燥塔具有一个或两个或多个吸附剂床层，
原料页岩气的输送管分成两个支路即第一支路和第二支路，第一支路经由第一个阀门(V1A)、第一干燥塔(T1)的导入管、第一干燥塔(T1)和第四个阀门(V4A)，然后通过脱水***的脱水原料气出口通道通向脱重烃及重烃处理***；第二支路经由第五个阀门(V1B)、第二干燥塔(T2)的导入管、第二干燥塔(T2)和第八个阀门(V4B)，然后通过脱水***的脱水原料气出口通道通向脱重烃及重烃处理***；在第一个干燥塔(T1)与第四个阀门(V4A)之间引出支管和在第二个干燥塔(T2)与第八个阀门(V4B)之间引出支管，这两个支管分别经由第三个阀门(V3A)和第七个阀门(V3B)之后汇合连接到再生气加热器(E1)的一端，再生气加热器(E1)的另一端通过脱水***的再生气入口通道连接到脱重烃和重烃处理***；在第一个干燥塔(T1)与第一个阀门(V1A)之间引出支管和在第二个干燥塔(T2)与第五个阀门(V1B)之间引出支管，这两个支管分别经由第二个阀门(V2A)和第六个阀门(V2B)之后汇合，经由再生气冷却器(E2)的导入端、再生气冷却器(E2)、再生气冷却器(E2)的导出端连接到气液分离器（V1）的导入管，气液分离器（V1）的顶部导出管连接至脱水***再生气出口通道。
一般，借助于各程控阀门来控制各个过程的进行。
优选地，每一个干燥塔的各吸附剂床层独立地装填选自3A或4A分子筛、活性氧化铝中的一种或几种吸附剂。
作为一个实施方式，所述精馏塔的气相出口通道首先经由所述的附加冷却器和任选地经由一个精馏塔回流罐，然后分出两个支管，一个支管与液化石油气产品储罐连接，而另一个支管，任选经由一台泵，连接于精馏塔另设的液相入口通道。
这里，精馏塔另设的液相入口通道是指除与所述一台节流装置连接的液相入口通道之外，设置的精馏塔回流液相入口通道。
在所述脱乙烷塔和/或所述精馏塔的塔底可采用任意型式的再沸器，例如内置式、釜式、热虹吸式再沸器。
用于为板翅换热器提供冷量的冷剂换热通道可以按照实际工艺需求而设计连接。作为一个优选方式，用于为板翅换热器提供冷量的冷剂换热通道有2个，即第五、第六换热通道，板翅换热器的第五换热通道一端连接制冷压缩***的冷剂出口通道连接，另一端经由第一冷剂节流装置与第六换热通道的一端连接，第六换热通道的另一端连接至制冷压缩***的冷剂入口通道；
作为另一个优选方式，用于为板翅换热器提供冷量的冷剂换热通道有3个，即第五、第六、第七换热通道，所述第五换热通道的入口端和第七换热通道的入口端经由两根管道分别与所述制冷剂压缩***中的第二级气液分离器的气相端和液相端连接，和第六换热通道的出口端经由管道连接到第一压缩段的冷剂入口通道；所述板翅换热器的第七换热通道的出口端经由第一冷剂节流装置节流后返回第六换热通道；所述板翅换热器的第五换热通道的出口端经由第二冷剂节流装置与第六换热通道的入口端连接。例如，当冷量C1～C5和N2组成的混合冷剂提供时，液相冷剂进入板翅换热器的第七换热通道，在其中被预冷至约-30℃～-80℃，经第一冷剂节流装置节流至0.2～0.8MPaA后返回板翅换热器的第六换热通道；气相冷剂进入板翅换热器的第五换热通道冷却至-135℃～-169℃，再经第二冷剂节流装置节流至0.2～0.8MPaA后反向进入板翅换热器的第六换热通道换热，复热至一定温度后返回冷剂提供***。
优选的，板翅换热器所需的冷量由或主要由混合制冷剂循环提供，混合冷剂，例如由C1～C5和N2组成，通常选自C1、C2、C3、C4和C5链烷烃和N2中的四种、五种或六种，它们按照任意体积比例或按照大约等同的体积比例混合，混合制冷循环同时为页岩气低温脱除重烃及净化页岩气液化提供冷量。
作为优选方式，所述制冷剂压缩***包括二段式混合工质压缩机、分别与所述二段式混合工质压缩机的第一段和第二段连接的第一级冷却器和第二级冷却器、分别与所述第一级冷却器和第二级冷却器连接的第一级气液分离器和第二级气液分离器和与第一级气液分离器连接的一台液体泵，
所述板翅换热器的用于为换热器提供冷量的冷剂换热通道包括第五换热通道、第六换热通道和第七换热通道，所述第五换热通道的入口端和第七换热通道的入口端经由两根管道分别与所述制冷剂压缩***中的第二级气液分离器的气相端和液相端连接，和第六换热通道的出口端经由管道连接到第一压缩段的冷剂入口通道；
所述板翅换热器的第五换热通道的出口端经由第二冷剂节流装置与第六换热通道的入口端连接，所述板翅换热器的第七换热通道的出口端经由第一冷剂节流装置节流后返回第六换热通道；
其中两台气液分离器中的第一级气液分离器的气相端与二段式混合工质压缩机的第二压缩段连接，第一级气液分离器的液相端经由液体泵与第二压缩段的出口管道汇合后连接到第二级冷却器。
这里，压力单位MPaA为兆帕，绝对压力。
在本申请中“吸附干燥”与“干燥吸附”可互换使用。术语“任选”表示有或没有。
所使用的原料气是指原料页岩气。在本申请中，C1、C2、C3、C4、C5、C6等分别表示相应碳原子数的烃类(或链烷烃类)。本申请中的C3+指含三个及三个碳原子数以上的烃类(或链烷烃类)。在本申请中“主要为”是指50wt%以上，优选70wt%以上，或优选80wt%以上，更优选90wt%以上，例如95wt%以上由该组分构成。例如“主要为C1、C2烃等”是指50wt%以上，优选70wt%以上，或优选80wt%以上，更优选90wt%以上，例如95wt%以上由C1、C2烃构成；脱乙烷塔塔底液相主要为C3、C4、C5、C6+的混合物是指脱乙烷塔塔底液相的50wt%以上，优选70wt%以上，或优选80wt%以上，更优选90wt%以上，例如95wt%以上由C3、C4、C5、C6+的混合物构成。
本发明的优点：
1、本发明采用的方法将页岩气中的水分及重烃组分脱除，并将重烃组分处理回收，得到LPG及轻油副产品，经济上可行；
2、采用两塔流程吸附脱水，较三塔来说流程简单，且节省设备投资；
3、通过采用两塔等压吸附工艺流程，可将页岩气中的水分脱除至常压露点≤-76℃，优选≤-78℃，更优选≤-80℃；
4、相比现有技术中通常采用的重烃洗涤塔洗涤流程，本发明所述流程对原料气中重烃组成变动的适应性更强；
5、重烃组分脱除彻底，经过处理之后，重烃组分例如C6+等重烃组分，基本上被脱除，，例如≤150ppm，优选≤100ppm，更优选≤80ppm，更优选≤50ppm。
6、冷、热流体换热路线设计合理，实现流体冷量、热量的合理匹配，使装置能耗尽量降低。
附图说明
图1是本发明所述的页岩气脱水脱重烃的工艺流程图；
图2是制冷剂压缩***的一种工艺流程图。
1、脱水***2、脱重烃和重烃处理***3、原料页岩气4、脱水后的页岩气5、完成再生的再生气6、净化后的页岩气7、再生气8、LNG9、LPG10、轻油
V1A/B、V2A/B、V3A/B、V4A/B、程控阀门V-1、第一冷剂节流装置V-2、第二冷剂节流装置V-3、节流装置V1、气液分离器V2、重烃分离器V3、精馏塔回流罐V4、第一级气液分离器V5、第二级气液分离器E1、再生气加热器E2、再生气冷却器E3、板翅换热器E4、轻烃换热器E5、轻油冷却器E6、脱乙烷塔再沸器E7、精馏塔再沸器E8、精馏塔顶冷凝器E10、第一级冷却器E11、第二级冷却器T1、第一干燥塔T2、第二干燥塔T3、重烃洗涤塔T4、脱乙烷塔T5、精馏塔P1、重烃泵P2、精馏塔回流泵P3、液体泵C1、制冷剂压缩机
具体实施方式
本发明的方法包括脱水工序及脱重烃和重烃处理工序两部分；脱水工序包括采用等压吸附工艺流程脱除页岩气中的水份，经脱水脱重烃后的净化页岩气作为再生气；脱重烃和重烃处理工序包括脱水后的页岩气依次在重烃分离器和重烃洗涤塔中脱除重烃，和被脱除的重烃依次进入脱乙烷塔中汽提除去其中的轻组分（主要为C1、C2烃等）、进入精馏塔中分离为LPG及轻油副产品。经脱水脱重烃后的页岩气常压露点降至≤-76℃，C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度(例如≤150ppm，优选≤100ppm，更优选≤80ppm)；且同时得到液化石油气（LPG）及轻油副产品，经济可行、工艺路线先进。
参见附图1、附图2，本发明提供的页岩气脱水脱重烃的方法如下：
脱水***1采用两塔等压吸附工艺流程，将原料气中的水分吸附下来。脱水***1所采用的两塔等压吸附工艺的流程如下：
等压吸附工艺采用两塔并联模式，其中一台塔T1处于吸附过程而另一塔T2处于再生过程。以干燥塔T1为例，说明两塔等压吸附工艺流程如下：
a、吸附过程：原料页岩气3经阀V1A自干燥塔T1顶部进入正处于吸附状态的干燥塔T1。在吸附剂的选择吸附下，其中的待脱除组分即水分被吸附下来，未被吸附的气体从塔底经阀V4A去重烃和重烃处理***。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，关掉该干燥塔T1的原料气进料阀V1A和原料气出口阀V4A，停止吸附，吸附床开始转入再生过程。
干燥塔T1的再生包括依次进行加热、冷吹过程。
b、加热过程：再生气4经再生气加热器E1加热至一定温度（例如230～250℃)后，经阀V3A进入干燥塔T1进行加热，逆向吹扫吸附剂床层，使吸附在吸附剂上的杂质完全解吸出来，使T1中的吸附剂得到再生；出干燥塔T1的再生气依次经阀V2A、再生气冷却器E2、气液分离器V1冷却、分液，完成再生的再生气5放空或进一步处理后送去下游管网，加热过程结束。
c、冷吹过程：加热过程结束后，再生气加热器E1停止加热，再生气4进入处于冷吹过程的干燥塔T1，逆向吹扫吸附剂床层，使床层降至一定温度(例如约40℃)；出干燥塔T1的再生气依次经阀V2A、再生气冷却器E2、气液分离器V1冷却、分液，完成再生的再生气5放空或进一步处理后送去下游管网，冷吹过程结束。
经这一过程后干燥塔T1便完成了一个完整的“吸附－再生”循环，为下一次吸附做好了准备。
干燥塔T2的吸附及再生过程与干燥塔T1完全相同，通过控制不同阀门的动作而实现，两塔轮流操作，达到连续净化气体的目的。其过程如下：
a、吸附过程：原料页岩气3经阀V1B自干燥塔T2顶部进入正处于吸附状态的干燥塔T2。在吸附剂的选择吸附下，其中的待脱除组分即水分被吸附下来，未被吸附的气体从塔底经阀V4B去重烃和重烃处理***。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，关掉该干燥塔T2的原料气进料阀V1B和原料气出口阀V4B，停止吸附，吸附床开始转入再生过程。
干燥塔T2的再生包括依次进行加热、冷吹过程。
b、加热过程：再生气4经再生气加热器E1加热至一定温度（例如230～250℃)后，经阀V3B进入干燥塔T2进行加热，逆向吹扫吸附剂床层，使吸附在吸附剂上的杂质完全解吸出来，使T2中的吸附剂得到再生；出干燥塔T2的再生气依次经阀V2B、再生气冷却器E2、气液分离器V1冷却、分液，完成再生的再生气5放空或进一步处理后送去下游管网，加热过程结束。
c、冷吹过程：加热过程结束后，再生气加热器E1停止加热，再生气4进入处于冷吹过程的干燥塔T2，逆向吹扫吸附剂床层，使床层降至一定温度(例如约40℃)；出干燥塔T2的再生气依次经阀V2B、再生气冷却器E2、气液分离器V1冷却、分液，完成再生的再生气5放空或进一步处理后送去下游管网，冷吹过程结束。
经这一过程后干燥塔T2便完成了一个完整的“吸附－再生”循环，为下一次吸附做好了准备。
脱重烃和重烃处理***2的工艺流程如下：
脱水后的页岩气4进入脱重烃和重烃处理***2，在板翅换热器E3（第三换热通道）中冷却至-60～-80℃后进入重烃分离器V2，重烃分离器V2底部分离的C3+重烃组分返回板翅换热器E3（第四换热通道）复热至常温后，进入脱乙烷塔T4中，回收C3+重烃组分中携带的C1、C2烃等；重烃分离器V2顶部分离出的气相进入重烃洗涤塔T3，在重烃洗涤塔T3中与脱乙烷塔T4顶部气相冷却后的物流传质传热，最终分别从重烃洗涤塔T3塔顶、塔底得到C1、C2等轻组分和C3+重烃组分；重烃洗涤塔T3塔顶得到的C1、C2等轻组分温度约-60～-80℃，进入轻烃换热器E4与脱乙烷塔T4塔顶分出的气相换热回收冷量后分为两路，一路返回板翅换热器E3（第二换热通道）液化成为液化天然气（LNG）8，另一路返回板翅换热器E3（第一换热通道）复热至常温，即为脱水脱重烃后的净化气(C6及C6以上的重烃组分脱除至例如≤150ppm，优选≤100ppm，更优选≤80ppm)，从其中分出一路去脱水***作为再生气4，其余净化气6去界区外；重烃洗涤塔T3底部液相经重烃泵P1增压至2.0MPaA～4.0MPaA，然后进入脱乙烷塔T4脱除其中的轻组分（主要为C1、C2烃等）；脱乙烷塔T4顶部分出的轻组分进入轻烃换热器E4，与重烃洗涤塔T3塔顶气相换热降温至-60～-80℃，进入重烃洗涤塔T3；脱乙烷塔T4塔底液相（主要为C3、C4、C5、C6+的混合物）经第三台节流装置V-3减压至0.5MPaA～2.0MPaA后进入精馏塔T5中部，经精馏从塔顶得到C3、C4等组分的混合物，部分回流，部分采出，即为LPG产品，塔底分离得到C5、C6+等组分的混合物，经轻油冷却器E5冷却至常温后，即为轻油副产品。
优选的，板翅换热器E3所需的冷量由或主要由制冷剂压缩***提供，制冷剂压缩***同时为页岩气低温脱除重烃及净化页岩气液化提供冷量；所述制冷剂压缩***采用一级或二级压缩。
如附图2所示，作为一种具体的实施方式，制冷剂压缩***包括一台制冷剂压缩机C1、两台冷却器E10、E11、两台气液分离器V4、V5和一台液体泵P3；制冷剂压缩机采用二级压缩；制冷剂压缩***具有一个入口通道，一个气相冷剂出口通道和一个液相冷剂出口通道。
由C1～C5和N2中的一种或几种组成的制冷剂进入制冷剂压缩***的入口，经第一段压缩至0.6～1.8MPaA，进入第一级冷却器E10冷却至30℃～45℃，再进入第一级气液分离器V4进行气液分离，第一级气液分离器V4顶部分离出的气体继续进入压缩机的第二段入口，经二段压缩至1.2～5.4MPaA，第一级气液分离器V4底部液相端分离出的液体经液体泵P3加压后与第二段压缩出口管道的热气体汇合后，再进入第二级冷却器E11中被冷却至30℃～45℃，冷却后的制冷剂随后进入第二级气液分离器V5进行气液分离，第二级气液分离器V5的顶部气体随后进入板翅换热器E3的第五换热通道参与换热，第二级气液分离器V5底部分离出的液体进入板翅换热器E3的第七换热通道参与换热；
如附图1和附图2所示，出制冷剂压缩***的液体制冷剂经液相冷剂出口通道进入附图1中板翅换热器E3的第七换热通道，在其中被预冷至约-30℃～-80℃，经第一冷剂节流装置V-1节流至0.2～0.8MPaA后返回板翅换热器E3的第六换热通道；出制冷剂压缩***的气体制冷剂经气相冷剂出口通道进入附图1中板翅换热器E3的第五换热通道冷却至-135℃～-169℃，再经第二冷剂节流装置V-2节流至0.2～0.8MPaA后反向进入板翅换热器E3的第六换热通道换热，复热至常温后经制冷剂压缩***的入口通道返回制冷剂压缩***。
脱乙烷塔T4和精馏塔T5的塔底可采用内置式、釜式、热虹吸式等任意型式的再沸器。
这里，压力单位MPaA为兆帕，绝对压力。
采用除本专利所述混合制冷剂压缩***工艺流程以外的、为板翅换热器E3提供冷量的工艺流程的装置，也属于本专利的保护范围。

Claims (14)

1.一种页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，该方法包括脱水工序及脱重烃和重烃处理工序两部分；
脱水工序包括采用等压吸附工艺流程脱除原料页岩气中的水份，经脱水脱重烃后的净化页岩气作为脱水工序中的再生气；脱重烃和重烃处理工序包括脱水后的页岩气经板翅换热器冷却后依次在重烃分离器和重烃洗涤塔中脱除重烃，被脱除的重烃依次进入脱乙烷塔中汽提除去其中的轻组分，其中来自脱乙烷塔的轻组分在轻烃换热器中与重烃洗涤塔塔顶分离出的脱除重烃的页岩气换热后进入重烃洗涤塔进行再分离，其中来自脱乙烷塔的重组分进入精馏塔中分离出轻油和气相，该气相被冷却成液化石油气；和从重烃洗涤塔塔顶分离出的脱重烃页岩气经轻烃换热器换热后，部分返回板翅换热器中液化得到液化天然气即脱水脱重烃后的页岩气，部分返回板翅换热器中换热后去脱水工序作为再生气；脱水脱重烃后的页岩气常压露点降至≤-76℃，C6及C6以上的重烃组分脱除至LNG可溶解的程度。
2.根据权利要求1所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，脱水工序采用两塔等压吸附工艺流程，利用活性氧化铝、3A分子筛或4A分子筛中的一种或几种作为吸附剂，将原料页岩气中的水分吸附下来。
3.根据权利要求1或2所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，脱水工序的再生气再生结束后放空或进一步处理后送去天然气管网。
4.根据权利要求1或2所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，在脱重烃和重烃处理工序中，脱水后的页岩气进入板翅换热器中冷却至-60～-80℃后进入重烃分离器，重烃分离器底部分离的C3+重烃组分返回板翅换热器复热至常温后进入脱乙烷塔中，回收C3+重烃组分中携带的包括C1、C2烃的轻组分；重烃分离器顶部分离出的气相进入重烃洗涤塔，在重烃洗涤塔中与脱乙烷塔顶部气相冷却后的物流传质传热，最终分别从重烃洗涤塔塔顶、塔底得到包括C1、C2的轻组分和C3+重烃组分；重烃洗涤塔顶得到的温度-60～-80℃的包括C1、C2的轻组分进入轻烃换热器与脱乙烷塔顶分出的气相换热回收冷量后，部分返回板翅换热器液化成为液化天然气，部分返回板翅换热器复热至常温，即为脱水脱重烃后的页岩气，分出一路去脱水工序作为再生气，任选分出另一路去界区外；重烃洗涤塔底部液相经重烃泵增压至2.0 MPaA～4.0 MPaA，然后进入脱乙烷塔脱除其中的主要为C1、C2烃的轻组分；脱乙烷塔顶部分出的轻组分进入轻烃换热器与重烃洗涤塔塔顶气相换热降温至-60～-80℃，进入重烃洗涤塔；主要为C3、C4、C5、C6+的混合物的脱乙烷塔塔底液相经节流装置减压至0.5 MPaA～2.0 MPaA后进入精馏塔中部，经精馏从塔底分离得到轻油产品和从塔顶得到气相，该气相然后被冷却成液化石油气。
5.根据权利要求1或2所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，板翅换热器所需的冷量由或主要由制冷剂压缩***提供，制冷剂压缩***同时为页岩气低温脱除重烃及净化页岩气液化提供冷量；
由C1～C5和N2中的一种或几种组成的制冷剂进入制冷剂压缩***的入口，经第一段压缩至0.6～1.8MPaA，进入第一级冷却器冷却至30℃～45℃，再进入第一级气液分离器进行气液分离，第一级气液分离器顶部分离出的气体继续进入压缩机的第二段入口，经二段压缩至1.2～5.4MPaA，第一级气液分离器底部液相端分离出的液体经液体泵加压后与第二段压缩出口管道的热气体汇合后，再进入第二级冷却器中被冷却至30℃～45℃，冷却后的制冷剂随后进入第二级气液分离器进行气液分离，第二级气液分离器的顶部气体和底部分离出的液体进入板翅换热器的冷剂换热通道参与换热；
由第二级气液分离器底部引出的液体首先进入板翅换热器的液相冷剂换热通道，在其中被预冷至-30℃～-80℃，经第一节流装置节流至0.2~0.8MPaA后进入冷剂分离器；由所述第二级气液分离器顶部分离出的制冷剂的气相流股通过板翅换热器的气相冷剂换热通道冷却至-135℃～-169℃，再经第二节流装置节流至0.2～0.8MPaA后反向进入板翅换热器的另外的换热通道换热，为板翅换热器提供冷量和然后返回到制冷剂压缩机第一压缩段。
6.根据权利要求4所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，板翅换热器所需的冷量由或主要由制冷剂压缩***提供，制冷剂压缩***同时为页岩气低温脱除重烃及净化页岩气液化提供冷量；
由C1～C5和N2中的一种或几种组成的制冷剂进入制冷剂压缩***的入口，经第一段压缩至0.6～1.8MPaA，进入第一级冷却器冷却至30℃～45℃，再进入第一级气液分离器进行气液分离，第一级气液分离器顶部分离出的气体继续进入压缩机的第二段入口，经二段压缩至1.2～5.4MPaA，第一级气液分离器底部液相端分离出的液体经液体泵加压后与第二段压缩出口管道的热气体汇合后，再进入第二级冷却器中被冷却至30℃～45℃，冷却后的制冷剂随后进入第二级气液分离器进行气液分离，第二级气液分离器的顶部气体和底部分离出的液体进入板翅换热器的冷剂换热通道参与换热；
由第二级气液分离器底部引出的液体首先进入板翅换热器的液相冷剂换热通道，在其中被预冷至-30℃～-80℃，经第一节流装置节流至0.2~0.8MPaA后进入冷剂分离器；由所述第二级气液分离器顶部分离出的制冷剂的气相流股通过板翅换热器的气相冷剂换热通道冷却至-135℃～-169℃，再经第二节流装置节流至0.2～0.8MPaA后反向进入板翅换热器的另外的换热通道换热，为板翅换热器提供冷量和然后返回到制冷剂压缩机第一压缩段。
7.根据权利要求1或2所述的页岩气脱水脱重烃的方法，其特征在于，脱乙烷塔和精馏塔的塔底采用内置式、釜式、或热虹吸式的再沸器。
8.一种页岩气脱水脱重烃的装置，其特征在于：所述装置包括脱水***及脱重烃和重烃处理***；
其中
脱水***包括：吸附干燥装置，一个原料气入口通道，一个脱水原料气出口通道，一个再生气入口通道，一个再生气出口通道；
脱重烃和重烃处理***包括： 一台重烃分离器、一台重烃洗涤塔、一台脱乙烷塔、一台精馏塔、一台板翅换热器、一台轻烃换热器、一台节流装置、一台轻油冷却器及一台重烃泵；
所述板翅换热器至少包括以下几个换热通道：第一换热通道、第二换热通道、第三换热通道、第四换热通道和用于为换热器提供冷量的冷剂换热通道；
所述重烃分离器包括一个脱水原料气入口通道，一个重烃出口通道和一个轻烃出口通道；
所述重烃洗涤塔包括一个气相入口通道，一个混合相入口通道，一个气相出口通道，一个重烃出口通道；
所述脱乙烷塔包括第一液相入口通道、第二液相入口通道，一个气相出口通道，一个重烃出口通道；
所述精馏塔包括一个重烃入口通道，一个液化石油气出口通道，一个轻油出口通道；
所述轻烃换热器至少包括第一和第二两个换热通道；轻烃换热器的第一换热通道的入口端与重烃洗涤塔的气相出口通道连接，轻烃换热器的第一换热通道的出口端分成两路，分别与所述板翅换热器的第一换热通道的入口端和第二换热通道的入口端连接，轻烃换热器的第二换热通道的入口端与所述脱乙烷塔的气相出口通道连接，轻烃换热器的第二换热通道的出口端与所述重烃洗涤塔的混合相入口通道连接；
所述板翅换热器的第一换热通道的出口端分为两路，一路连接脱水***的再生气入口通道，另一路去界区外；
所述板翅换热器的第二换热通道的出口端连接至下游管网天然气液化***；
所述板翅换热器的第三换热通道的入口端连接脱水***的脱水原料气出口通道，出口端连接重烃分离器的脱水原料气入口通道；
板翅换热器的第四换热通道入口端与重烃分离器的重烃出口通道连接；出口端连接脱乙烷塔的第二液相入口通道，
所述重烃分离器的轻烃出口通道与重烃洗涤塔的气相入口通道连接；
所述重烃洗涤塔的重烃出口通道连接到重烃泵的输入端，重烃泵的输出端连接脱乙烷塔的第一液相入口通道；
所述脱乙烷塔的重烃出口通道经由第一台节流装置与所述精馏塔的液相入口通道连接；
所述精馏塔的液化石油气出口通道经由一台附加冷却器连接至液化石油气产品储罐；精馏塔的轻油出口通道连接轻油冷却器后连接到轻油产品储罐。
9.根据权利要求8所述的页岩气脱水脱重烃装置，其特征在于，所述脱水***采用两塔等压吸附干燥***。
10.根据权利要求9所述的页岩气脱水脱重烃装置，其特征在于，所述脱水***的吸附干燥装置包括：
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于干燥过程和再生过程，
再生气加热器(E1)，
气液分离器(V1)，和
再生气冷却器(E2)，
每一个干燥塔具有一个或两个或多个吸附剂床层，
原料页岩气的输送管被分成两个支路即第一支路和第二支路，第一支路经由第一个阀门(V1A)、第一干燥塔(T1)的导入管、第一干燥塔(T1)和第四个阀门(V4A) ，然后通过脱水***的脱水原料气出口通道通向脱重烃和重烃处理***，第二支路经由第五个阀门(V1B)、第二干燥塔(T2)的导入管、第二干燥塔(T2)和第八个阀门(V4B) ，然后通过脱水***的脱水原料气出口通道通向脱重烃和重烃处理***；在第一干燥塔(T1)与第四个阀门(V4A)之间引出支管和在第二干燥塔(T2)与第八个阀门(V4B)之间引出支管，这两个支管分别经由第三个阀门(V3A)和第七个阀门(V3B)之后汇合连接到再生气加热器(E1)的一端，再生气加热器(E1)的另一端通过脱水***的再生气入口通道连接到脱重烃和重烃处理***；在第一干燥塔(T1)与第一个阀门(V1A)之间引出支管和在第二干燥塔(T2)与第五个阀门(V1B)之间引出支管，这两个支管分别经由第二个阀门(V2A)和第六个阀门(V2B)之后汇合，经由再生气冷却器(E2)的导入端、再生气冷却器(E2)、再生气冷却器(E2)的导出端连接到气液分离器（V1）的导入管，气液分离器（V1）的顶部导出管连接至脱水***再生气出口通道。
11.根据权利要求8-10任意一项所述的装置，其特征在于：所述吸附干燥装置中的吸附剂是选自3A或4A分子筛、活性氧化铝中的吸附剂。
12.根据权利要求8-10任意一项所述的装置，其特征在于：所述精馏塔的气相出口通道首先经由附加冷却器和任选地经由一个精馏塔回流罐，然后分出两个支管，一个支管与液化石油气产品储罐连接，而另一个支管，任选经由一台泵，连接于精馏塔的另设液相入口通道。
13.根据权利要求8-10任意一项所述的装置，其特征在于：所述脱乙烷塔和/或所述精馏塔的塔底采用内置式、釜式或热虹吸式再沸器。
14.根据权利要求8-10任意一项所述的装置，其特征在于：所述板翅换热器中的冷量由制冷剂压缩***提供，所述制冷剂压缩***包括二段式混合工质压缩机、分别与所述二段式混合工质压缩机的第一段和第二段连接的第一级冷却器和第二级冷却器、分别与所述第一级冷却器和第二级冷却器连接的第一级气液分离器和第二级气液分离器和与第一级气液分离器连接的一台液体泵，
所述板翅换热器的用于为换热器提供冷量的冷剂换热通道包括第五换热通道、第六换热通道和第七换热通道，所述第五换热通道的入口端和第七换热通道的入口端经由两根管道分别与所述制冷剂压缩***中的第二级气液分离器的气相端和液相端连接，和第六换热通道的出口端经由管道连接到第一压缩段的冷剂入口通道；
所述板翅换热器的第五换热通道的出口端经由第二冷剂节流装置与第六换热通道的入口端连接，所述板翅换热器的第七换热通道的出口端经由第一冷剂节流装置节流后返回第六换热通道；
其中两台气液分离器中的第一级气液分离器的气相端与二段式混合工质压缩机的第二压缩段连接，第一级气液分离器的液相端经由液体泵与第二压缩段的出口管道汇合后连接到所述两台冷却器中的第二级冷却器。
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