技术领域
[0001] 本
发明属于生产LNG的技术领域，具体涉及一种采用双膨胀制冷、工艺流程简单、操作简便，运行稳定和低能耗的回收合成氨尾气生产LNG的装置及工艺方法。
背景技术
[0002] 1941年在美国克利夫兰建成了世界第一套工业规模的LNG装置，
液化能
力为3
8500m/d。从60年代开始，LNG工业得到了迅猛发展，规模越来越大，基本负荷型液化能力
3
在2.5×104m/d。据资料介绍，目前各国投产的LNG装置已达160多套，LNG出口总量已超过46.18×106t/a。
[0003] 一、以
天然气为原料气的甲烷(LNG或CNG)制取流程
[0004] 目前以天然气为原料生产LNG技术已经相当成熟，相应的液化工艺流程也较多，包括
净化、预冷、液化、
过冷四大步骤，原料气甲烷含量一般在95％以上。根据工艺所采用的制冷剂和制冷机组，工艺流程主要分为：复叠式液化循环(或逐级式、阶式)、混合制冷剂液化循环、(丙烷)预冷混合制冷剂循环、双混合制冷剂制冷循环和带膨胀机的制冷循环。但由于受到气源成分以及能耗指标的限制，以上工艺流程均存在一定的不足。
[0005] 二、
焦炉煤气甲烷化制取甲烷的工艺流程
[0006] 随着焦炉煤气退出城市燃气管网系统，以焦炉煤气制取CNG或LNG开始兴起。用焦炉煤气甲烷化制取甲烷(CNG)的工艺流程，包括焦炉气的压缩、
脱硫、加氢脱硫、
氧化锌精脱硫、换热、甲烷化废热回收、冷却、分离、变压
吸附生产产品天然气。该工艺流程中最重要的步骤是变压吸附和甲烷化。甲烷化反应将尾气中的H2、CO2、CO转
化成CH4，从而提高甲烷的产率。变压吸附将经过甲烷化的原料气提纯，生产符合标准的CNG。生产的
压缩天然气可以重新供给城市燃气，也可作为交通
能源供短给CNG加气站。
[0007] 三、以合成氨尾气为原料气的甲烷(LNG或CNG)制取流程
[0008] 可以预见，在未来10-20年的时间内，LNG将成为中国天然气市场的主力军。目前国内已投建的以合成氨尾气为原料气的LNG工艺装置只有五、六套，且规模较小，技术
水平落后。合成氨尾气中的甲烷含量较低，一般在25％左右，相对于以天然气气藏为原料气的生产工艺有明显的劣势。然而中国每日均有大量的的合成氨尾气排放到大气造成能源资源的严重浪费，同时加剧大气的
温室效应，污染环境。中国的能源结构以煤炭为主，石油、天然气只占到很小的比例，我国的LNG生产工艺目前还正处于刚刚起步阶段，远远低于世界平均水平。随着国家对能源需求的不断增长，引进LNG将对优化中国的能源结构，有效解决能源供应安全、生态环境保护的双重问题，实现经济和社会的可持续发展发挥重要作用。
发明内容
[0009] 本发明的目的在于克服
现有技术中的
缺陷而提供一种采用双膨胀制冷、工艺流程简单、操作简便，运行稳定和低能耗的回收合成氨尾气生产LNG的装置及工艺方法。
[0010] 本发明的目的是这样实现的：包括进气缓冲罐，进气缓冲罐通过管道与第一换热器的第一原料气进口相连，第一换热器的第一原料气出口通过管道分别与
增压膨胀机的膨胀端进口和
再沸器的原料气进口相连，增压膨胀机的膨胀端出口通过管道与气液分离器的原料气进口相连，气液分离器顶部的气相出口通过管道与第二换热器的原料气进口相连，第二换热器的原料气出口通过第一换热器的第二原料气进口和第一换热器的第二原料气出口与
压缩机的原料气进口相连，压缩机的出口与增压膨胀机的增压端相连，增压膨胀机的增压端与液氨冷却器的管程相连，液氨冷却器的管程通过管道与进气缓冲罐和第一换热器的第一原料气进口之间的管道相连，气液分离器底部的液相出口通过第一节流
阀与精馏塔中部的进口相连，精馏塔顶部的不凝气体出口通过管道依次与第二换热器的第一尾气进口、第二换热器的第一尾气出口、膨胀机、第二换热器的第二尾气进口，第二换热器的第二尾气出口和第一换热器的第一尾气进口相连，第一换热器的第一尾气出口与吹
风炉入口相连；精馏塔的底部液相出口通过管道分别与第二
节流阀和第二换热器的第二甲烷进口相连，第二节流阀通过管道依次与第二换热器的第一甲烷进口、第二换热器的第一甲烷出口、第一换热器的第一甲烷进口、第一换热器的第一甲烷出口、甲烷压缩机，二氧化
碳冷却器的管程和第一换热器的第二甲烷进口相连，第一换热器的第二甲烷出口与再沸器的甲烷进口相连，再沸器的甲烷出口通过管道依次与第二换热器的第三甲烷进口，第二换热器的第三甲烷出口，第四节流阀和LNG储罐相连；所述第二换热器的第二甲烷进口通过第二换热器的第二甲烷出口和第五节流阀与LNG储罐相连；所述再沸器的原料气进口与再沸器的原料气出口相连通，再沸器的原料气出口依次通过第二换热器的第二原料气进口，第二换热器的第二原料气出口和第三节流阀与精馏塔上部的进口相连。
[0011] 所述的压缩机为二级压缩，其一级压缩工段排气口与二级压缩工段的进气口之间设有第一水冷却器，二级压缩工段的排气口设有第二水冷却器。
[0012] 所述甲烷压缩机为二级压缩，其一级压缩工段排气口与二级压缩工段的进气口之间设有甲烷水冷却器，二级压缩工段的排气口与二氧化碳冷却器的管程之间设有液氨冷却器。
[0013] 所述第一换热器上设有与二氧化碳储液器相连的第一换热器二氧化碳进口和第一换热器二氧化碳出口，所述第一换热器二氧化碳出口与二氧化碳
冷凝器相连。
[0014] 所述液氨冷却器的壳程两端分别与液氨储罐和螺杆式氨
制冷压缩机相连。
[0015] 所述二氧化碳冷却器的壳程两端分别与二氧化碳储液器和二氧化碳冷凝器相连。
[0016] 一种回收合成氨尾气生产LNG的工艺方法，包括如下步骤：
[0017] 步骤一：进气缓冲罐中的原料气通过第一换热器的第一原料气进口和第一换热器的第一原料气出口后分别进入增压膨胀机的膨胀端和再沸器的原料气进口，所述的原料气的组成成份为：甲烷、氮气，氩气和氢气；所述原料气在第一换热器的第一原料气进口时的
温度为：8℃～10℃，原料气在第一换热器的第一原料气出口的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0018] 步骤二：使上述步骤一中所述的原料气通过增压膨胀机的膨胀端进入气液分离器内进行气液分离，气液分离后，其气相通过第二换热器的原料气进口进入第二换热器内，其液相通过第一节流阀和精馏塔中部的进口进入精馏塔内；所述原料气经过增压膨胀机膨胀端后的温度为：-146.7℃，气相分率为0.96；所述气液分离后气相的温度为：-146.7℃～-147℃，甲烷摩尔含量为22.1％；
[0019] 步骤三：使上述步骤二中进入第二换热器内的原料气依次通过第二换热器的原料气出口、第一换热器的第二原料气进口、第一换热器的第二原料气出口、压缩机，增压膨胀机的增压端和液氨冷却器的管程进入进气缓冲罐和第一换热器的第一原料气进口之间的管道内，所述第二换热器的原料气出口时原料气的温度为：-132℃，第一换热器的第二原料气出口时原料气的温度为：4.8℃～7℃，压缩机出口时原料气的温度为：35℃～55℃，增压膨胀机增压端出口原料气的温度为：66℃～88℃，液氨冷却器11出口原料气的温度为：8℃～10℃；
[0020] 步骤四：使步骤一中进入再沸器的原料气进口的原料气依次通过再沸器的原料气出口、第二换热器的第二原料气进口、第二换热器的第二原料气出口，第三节流阀和精馏塔上部的进口进入精馏塔内；再沸器的原料气出口的原料气温度为：-128℃～-130℃，气相分率为0.9～0.97；第二换热器的第二原料气出口的原料气温度为：-162℃～-165℃，气相分率为0.29～0.31；经过第三节流阀节流降压后原料气温度为：-177℃～-179℃，气相分率为0.45～0.5；
[0021] 步骤五：使步骤二和步骤四中进入精馏塔的原料气进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过精馏塔顶部的不凝气体出口和第二换热器的第一尾气进口进入第二换热器的内部，精馏提纯后的液相通过精馏塔的底部液相出口一部分通过第二节流阀和第二换热器的第一甲烷进口进入第二换热器的内部，另一部分通过第二换热器的第二甲烷进口进入第二换热器的内部；所述精馏塔顶部的不凝气体出口排出的不凝气体为尾气，尾气的温度为：-171℃～-172℃，所述精馏塔的底部液相出口排出的液相物质为甲烷，甲烷的温度为：-131.9℃，甲烷摩尔含量99.2％；所述甲烷通过第二节流阀节流降压后的温度为：-154.7℃，气相分率为0.178；
[0022] 步骤六：使步骤五中通过第二换热器的第一尾气进口进入第二换热器内部的尾气通过管道依次第二换热器的第一尾气出口、膨胀机、第二换热器的第二尾气进口、第二换热器的第二尾气出口，第一换热器的第一尾气进口和第一换热器的第一尾气出口相连通，第一尾气出口与吹风炉入口相连；所述尾气在第二换热器的第一尾气出口时的温度为：-144℃，所述经膨胀机膨胀制冷后的尾气温度为：-185℃，气相分率为1；所述尾气从第二换热器的第二尾气出口排出时的温度为：-132℃；所述尾气从第一换热器的第一尾气出口排出时的温度为：4.8℃～7℃；尾气中含有甲烷、氮气，氩气和氢气，其中，甲烷占原料气中甲烷的8％，氩气为原料气中氩气的97％，氮气和氢气为原料气中全部的氮气和氢气；
[0023] 步骤七：使步骤五中通过第二换热器的第一甲烷进口进入第二换热器的内部甲烷依次通过第二换热器的第一甲烷出口、第一换热器的第一甲烷进口、第一换热器的第一甲烷出口、甲烷压缩机、二氧化碳冷却器的管程、第一换热器的第二甲烷进口，第一换热器的第二甲烷出口和再沸器的甲烷进口进入再沸器内；所述甲烷通过第二换热器的第一甲烷出口排出时的温度为：-132℃，气相分率为1；所述甲烷通过第一换热器的第一甲烷出口排出时的温度为：4.8℃～7℃；所述甲烷通过甲烷压缩机压缩后的甲烷温度为：8℃～10℃；所述甲烷通过二氧化碳冷却器冷却后的温度为：-48℃～-50℃；所述甲烷通过第一换热器的第二甲烷出口排出时的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0024] 步骤八：使步骤七中进入再沸器内的甲烷依次通过再沸器的甲烷出口、第二换热器的第三甲烷进口，第二换热器的第三甲烷出口和第四节流阀进入LNG储罐中，所述甲烷通过再沸器的甲烷出口时排出时的温度为：-129.7℃，气相分率为0；所述甲烷通过第二换热器进行过冷处理，过冷处理后的甲烷温度为：-157℃～-165℃，气相分率为0；
[0025] 步骤九：使步骤五中通过第二换热器的第二甲烷进口进入第二换热器的内部甲烷通过第二换热器的第二甲烷出口和第五节流阀进入LNG储罐内；所述甲烷通过第二换热器的第二甲烷出口排出时的温度为：-157℃～-165℃，气相分率为0；所述步骤八和步骤九进入LNG储罐内的产品甲烷纯度为：99.2％，其中，还含有0.8％的氩气；
[0026] 步骤十：二氧化碳储液器中的二氧化碳通过第一换热器二氧化碳进口和第一换热器二氧化碳出口进入到二氧化碳冷凝器中，所述二氧化碳储液器出口的二氧化碳的温度为：-48℃～-50℃，气相分率为0，所述二氧化碳在第一换热器二氧化碳出口时的温度为：4.8℃～7℃，气相分率为1。
[0027] 本发明采用液氨，液体CO2和甲烷为制冷剂的三个制冷循环复叠，采用双膨胀的循环制冷工艺充分有效的回收和分配系统中的冷量，实现物料的逐级被冷却、冷凝液化和过冷。本发明克服传统观念，将制冷剂由传统工艺中的丙烷和乙烯改为液氨、液体CO2，在大幅度降低制冷成本的同时，提高了其生产中的安全系数。
[0028] 国内目前已投运的同类装置只有五、六家，且项目规模大小差距较大，为方便对比，本发明选择与设计规模与本发明较类似的甘肃金昌化学工业集团有限公司进行对比。具体可参见下表：
[0029]
[0030]
[0031] 优缺点分析：甘肃金昌化学工业集团有限公司的合成氨尾气装置采用的是氮气膨胀和尾气循环制冷，属于传统的制冷工艺，且工艺设计思路简单，系统中的冷量、热量、压力能等均未得到充分利用。因此，该工艺的总能耗非常高，经济效益不理想。本发明采用的是原料气膨胀循环和尾气返流膨胀、三种不同工质复叠式制冷的工艺技术，充分考虑了系统中可利用的各种
能量，实现能量的有效分配，技术水平先进，总能耗远远低于国内现有装置。此外，本发明通过分析总结各项目存在的问题和对其他工艺进行大量分析，通过无数次的研究和试验优化工艺方法，使工艺参数设置达到最优，与实际生产更吻合，经济效益显著。
[0032] 本发明具有采用双膨胀制冷、工艺流程简单、操作简便，运行稳定和低能耗的优点。
附图说明
[0033] 图1为本发明结构示意图。
具体实施方式
[0034] 如图1所示，本发明包括进气缓冲罐41，进气缓冲罐41通过管道与第一换热器1的第一原料气进口37相连，第一换热器1的第一原料气出口38通过管道分别与增压膨胀机10的膨胀端进口和再沸器2的原料气进口相连，增压膨胀机10的膨胀端出口通过管道与气液分离器8的原料气进口相连，气液分离器8顶部的气相出口通过管道与第二换热器3的原料气进口30相连，第二换热器3的原料气出口23通过第一换热器1的第二原料气进口19和第一换热器1的第二原料气出口15与压缩机9的原料气进口相连，压缩机9的出口与增压膨胀机10的增压端相连，增压膨胀机10的增压端与液氨冷却器11的管程相连，液氨冷却器11的管程通过管道与进气缓冲罐41和第一换热器1的第一原料气进口37之间的管道相连，气液分离器8底部的液相出口通过第一节流阀13与精馏塔4中部的进口相连，精馏塔4顶部的不凝气体出口通过管道依次与第二换热器3的第一尾气进口35、第二换热器3的第一尾气出口28、膨胀机7、第二换热器3的第二尾气进口36，第二换热器3的第二尾气出口29和第一换热器1的第一尾气进口21相连，第一换热器1的第一尾气出口17与吹风炉42入口相连；精馏塔4的底部液相出口通过管道分别与第二节流阀14和第二换热器3的第二甲烷进口32相连，第二节流阀14通过管道依次与第二换热器3的第一甲烷进口31、第二换热器3的第一甲烷出口24、第一换热器1的第一甲烷进口20、第一换热器1的第一甲烷出口16、甲烷压缩机5，二氧化碳冷却器6的管程和第一换热器1的第二甲烷进口39相连，第一换热器1的第二甲烷出口40与再沸器2的甲烷进口相连，再沸器2的甲烷出口通过管道依次与第二换热器3的第三甲烷进口27，第二换热器3的第三甲烷出口34，第四节流阀45和LNG储罐44相连；所述第二换热器3的第二甲烷进口32通过第二换热器3的第二甲烷出口25和第五节流阀43与LNG储罐44相连；所述再沸器2的原料气进口与再沸器2的原料气出口相连通，再沸器2的原料气出口依次通过第二换热器3的第二原料气进口26，第二换热器3的第二原料气出口33和第三节流阀12与精馏塔4上部的进口相连。所述的压缩机9为二级压缩，其一级压缩工段排气口与二级压缩工段的进气口之间设有第一水冷却器52，二级压缩工段的排气口设有第二水冷却器53。所述甲烷压缩机5为二级压缩，其一级压缩工段排气口与二级压缩工段的进气口之间设有甲烷水冷却器54，二级压缩工段的排气口与二氧化碳冷却器6的管程之间设有液氨冷却器55。所述第一换热器1上设有与二氧化碳储液器46相连的第一换热器1二氧化碳进口22和第一换热器1二氧化碳出口18，所述第一换热器1二氧化碳出口18与二氧化碳冷凝器47相连。所述液氨冷却器11的壳程两端分别与液氨储罐48和螺杆式氨制冷压缩机49相连。所述二氧化碳冷却器6的壳程两端分别与二氧化碳储液器46和二氧化碳冷凝器47相连。
[0035] 一种回收合成氨尾气生产LNG的工艺方法，该工艺方法包括如下步骤：
[0036] 步骤一：进气缓冲罐41中的原料气通过第一换热器1的第一原料气进口37和第一换热器1的第一原料气出口38后分别进入增压膨胀机10的膨胀端和再沸器2的原料气进口，所述的原料气的组成成份为：甲烷、氮气，氩气和氢气；所述原料气在第一换热器1的第一原料气进口37时的温度为：8℃～10℃，原料气在第一换热器1的第一原料气出口38的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0037] 步骤二：使上述步骤一中所述的原料气通过增压膨胀机10的膨胀端50进入气液分离器8内进行气液分离，气液分离后，其气相通过第二换热器3的原料气进口30进入第二换热器3内，其液相通过第一节流阀13和精馏塔4中部的进口进入精馏塔4内；所述原料气经过增压膨胀机10膨胀端后的温度为：-146.7℃，气相分率为0.96；所述气液分离后气相的温度为：-146.7℃～-147℃，甲烷摩尔含量为22.1％；
[0038] 步骤三：使上述步骤二中进入第二换热器3内的原料气依次通过第二换热器3的原料气出口23、第一换热器1的第二原料气进口19、第一换热器1的第二原料气出口15、压缩机9，增压膨胀机10的增压端51和液氨冷却器11的管程进入进气缓冲罐41和第一换热器1的第一原料气进口37之间的管道内，所述第二换热器3的原料气出口23时原料气的温度为：-132℃，第一换热器1的第二原料气出口15时原料气的温度为：4.8℃～7℃，压缩机9出口时原料气的温度为：35℃～55℃，增压膨胀机10增压端51出口原料气的温度为：66℃～88℃，液氨冷却器11出口原料气的温度为：8℃～10℃；
[0039] 步骤四：使步骤一中进入再沸器2的原料气进口的原料气依次通过再沸器2的原料气出口、第二换热器3的第二原料气进口26、第二换热器3的第二原料气出口33，第三节流阀12和精馏塔4上部的进口进入精馏塔4内；再沸器2的原料气出口的原料气温度为：-128℃～-130℃，气相分率为0.9～0.97；第二换热器3的第二原料气出口33的原料气温度为：-162℃～-165℃，气相分率为0.29～0.31；经过第三节流阀12节流降压后原料气温度为：-177℃～-179℃，气相分率为0.45～0.5；
[0040] 步骤五：使步骤二和步骤四中进入精馏塔4的原料气进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过精馏塔4顶部的不凝气体出口和第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3的内部，精馏提纯后的液相通过精馏塔4的底部液相出口一部分通过第二节流阀14和第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部，另一部分通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部；所述精馏塔4顶部的不凝气体出口排出的不凝气体为尾气，尾气的温度为：-171℃～-172℃，所述精馏塔4的底部液相出口排出的液相物质为甲烷，甲烷的温度为：-131.9℃，甲烷摩尔含量99.2％；所述甲烷通过第二节流阀14节流降压后的温度为：-154.7℃，气相分率为0.178；
[0041] 步骤六：使步骤五中通过第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3内部的尾气通过管道依次第二换热器3的第一尾气出口28、膨胀机7、第二换热器3的第二尾气进口36、第二换热器3的第二尾气出口29，第一换热器1的第一尾气进口21和第一换热器1的第一尾气出口17相连通，第一尾气出口17与吹风炉42入口相连；所述尾气在第二换热器3的第一尾气出口28时的温度为：-144℃，所述经膨胀机7膨胀制冷后的尾气温度为：-185℃，气相分率为1；所述尾气从第二换热器3的第二尾气出口29排出时的温度为：-132℃；所述尾气从第一换热器1的第一尾气出口17排出时的温度为：4.8℃～7℃；尾气中含有甲烷、氮气，氩气和氢气，其中，甲烷占原料气中甲烷的8％，氩气为原料气中氩气的97％，氮气和氢气为原料气中全部的氮气和氢气；
[0042] 步骤七：使步骤五中通过第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部甲烷依次通过第二换热器3的第一甲烷出口24、第一换热器1的第一甲烷进口20、第一换热器1的第一甲烷出口16、甲烷压缩机5、二氧化碳冷却器6的管程、第一换热器1的第二甲烷进口39，第一换热器1的第二甲烷出口40和再沸器2的甲烷进口进入再沸器2内；所述甲烷通过第二换热器3的第一甲烷出口24排出时的温度为：-132℃，气相分率为1；所述甲烷通过第一换热器1的第一甲烷出口16排出时的温度为：4.8℃～7℃；所述甲烷通过甲烷压缩机5压缩后的甲烷温度为：8℃～10℃；所述甲烷通过二氧化碳冷却器6冷却后的温度为：-48℃～-50℃；所述甲烷通过第一换热器1的第二甲烷出口40排出时的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0043] 步骤八：使步骤七中进入再沸器2内的甲烷依次通过再沸器2的甲烷出口、第二换热器3的第三甲烷进口27，第二换热器3的第三甲烷出口34和第四节流阀43进入LNG储罐44中，所述甲烷通过再沸器2的甲烷出口时排出时的温度为：-129.7℃，气相分率为0；所述甲烷通过第二换热器3进行过冷处理，过冷处理后的甲烷温度为：-157℃～-165℃，气相分率为0；
[0044] 步骤九：使步骤五中通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25和第五节流阀45进入LNG储罐44内；所述甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25排出时的温度为：-157℃～-165℃，气相分率为0；所述步骤八和步骤九进入LNG储罐44内的产品甲烷纯度为：99.2％，其中，还含有0.8％的氩气；
[0045] 步骤十：二氧化碳储液器46中的二氧化碳通过第一换热器1二氧化碳进口22和第一换热器1二氧化碳出口18进入到二氧化碳冷凝器47中，所述二氧化碳储液器46出口的二氧化碳的温度为：-48℃～-50℃，气相分率为0，所述二氧化碳在第一换热器1二氧化碳出口18时的温度为：4.8℃～7℃，气相分率为1。
[0046] 本发明中所述第一换热器1中的第一换热器1的第一原料气进口37与第一换热器1的第一原料气出口38相连通，第一换热器1的第二原料气进口19与第一换热器1的第二原料气出口15相连通，第一换热器1的第一尾气进口21与第一换热器1的第一尾气出口17相连通，第一换热器1的第一甲烷进口20与第一换热器1的第一甲烷出口16相连通，第一换热器1的第二甲烷进口39与第一换热器1的第二甲烷出口40相连通，第一换热器1二氧化碳进口22与第一换热器1二氧化碳出口18相连通；所述的第二换热器3中第二换热器3的原料气进口30与第二换热器3的原料气出口23相连通，第二换热器3的第一尾气进口35与第二换热器3的第一尾气出口28相连通，第二换热器3的第二尾气进口36与第二换热器3的第二尾气出口29相连通，第二换热器3的第一甲烷进口31与第二换热器3的第一甲烷出口24相连通，第二换热器3的第二甲烷进口32与第二换热器3的第二甲烷出口25相连通，第二换热器3的第二原料气进口26与第二换热器3的第二原料气出口33相连通，第二换热器3的第三甲烷进口27与第二换热器3的第三甲烷出口34相连通；所述的再沸器2中的再沸器2的原料气进口与再沸器2的原料气出口相连通，再沸器2的甲烷进口与再沸器2的甲烷出口相连通；所述的气液分离器8中的气液分离器8的原料气进口分别与气液分离器8顶部的气相出口和气液分离器8底部的液相出口相连通；所述的精馏塔4中的精馏塔4中部的进口和精馏塔4上部的进口分别与精馏塔4顶部的不凝气体出口和精馏塔4的底部液相出口相连通。
[0048] 一种回收合成氨尾气生产LNG的工艺方法，该工艺方法包括如下步骤：
[0049] 步骤一：进气缓冲罐41中的原料气通过第一换热器1的第一原料气进口37和第一换热器1的第一原料气出口38后分别进入增压膨胀机10的膨胀端和再沸器2的原料气进口，所述的原料气的组成成份为：甲烷、氮气，氩气和氢气；所述原料气在第一换热器1的第一原料气进口37时的温度为：8℃，原料气在第一换热器1的第一原料气出口38的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0050] 步骤二：使上述步骤一中所述的原料气通过增压膨胀机10的膨胀端50进入气液分离器8内进行气液分离，气液分离后，其气相通过第二换热器3的原料气进口30进入第二换热器3内，其液相通过第一节流阀13和精馏塔4中部的进口进入精馏塔4内；所述原料气经过增压膨胀机10膨胀端后的温度为：-146.7℃，气相分率为0.96；所述气液分离后气相的温度为：-146.7℃，甲烷摩尔含量为22.1％；
[0051] 步骤三：使上述步骤二中进入第二换热器3内的原料气依次通过第二换热器3的原料气出口23、第一换热器1的第二原料气进口19、第一换热器1的第二原料气出口15、压缩机9，增压膨胀机10的增压端51和液氨冷却器11的管程进入进气缓冲罐41和第一换热器1的第一原料气进口37之间的管道内，所述第二换热器3的原料气出口23时原料气的温度为：-132℃，第一换热器1的第二原料气出口15时原料气的温度为：4.8℃，压缩机9出口时原料气的温度为：35℃，增压膨胀机10增压端51出口原料气的温度为：66℃，液氨冷却器11出口原料气的温度为：8℃；
[0052] 步骤四：使步骤一中进入再沸器2的原料气进口的原料气依次通过再沸器2的原料气出口、第二换热器3的第二原料气进口26、第二换热器3的第二原料气出口33，第三节流阀12和精馏塔4上部的进口进入精馏塔4内；再沸器2的原料气出口的原料气温度为：-128℃，气相分率为0.97；第二换热器3的第二原料气出口33的原料气温度为：-162℃，气相分率为0.31；经过第三节流阀12节流降压后原料气温度为：-177℃，气相分率为0.5；
[0053] 步骤五：使步骤二和步骤四中进入精馏塔4的原料气进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过精馏塔4顶部的不凝气体出口和第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3的内部，精馏提纯后的液相通过精馏塔4的底部液相出口一部分通过第二节流阀14和第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部，另一部分通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部；所述精馏塔4顶部的不凝气体出口排出的不凝气体为尾气，尾气的温度为：-171℃，所述精馏塔4的底部液相出口排出的液相物质为甲烷，甲烷的温度为：-131.9℃，甲烷摩尔含量99.2％；所述甲烷通过第二节流阀14节流降压后的温度为：-154.7℃，气相分率为0.178；
[0054] 步骤六：使步骤五中通过第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3内部的尾气通过管道依次第二换热器3的第一尾气出口28、膨胀机7、第二换热器3的第二尾气进口36、第二换热器3的第二尾气出口29，第一换热器1的第一尾气进口21和第一换热器1的第一尾气出口17相连通，第一尾气出口17与吹风炉42入口相连；所述尾气在第二换热器3的第一尾气出口28时的温度为：-144℃，所述经膨胀机7膨胀制冷后的尾气温度为：-185℃，气相分率为1；所述尾气从第二换热器3的第二尾气出口29排出时的温度为：-132℃；所述尾气从第一换热器1的第一尾气出口17排出时的温度为：4.8℃；尾气中含有甲烷、氮气，氩气和氢气，其中，甲烷占原料气中甲烷的8％，氩气为原料气中氩气的97％，氮气和氢气为原料气中全部的氮气和氢气；
[0055] 步骤七：使步骤五中通过第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部甲烷依次通过第二换热器3的第一甲烷出口24、第一换热器1的第一甲烷进口20、第一换热器1的第一甲烷出口16、甲烷压缩机5、二氧化碳冷却器6的管程、第一换热器1的第二甲烷进口39，第一换热器1的第二甲烷出口40和再沸器2的甲烷进口进入再沸器2内；所述甲烷通过第二换热器3的第一甲烷出口24排出时的温度为：-132℃，气相分率为1；所述甲烷通过第一换热器1的第一甲烷出口16排出时的温度为：4.8℃；所述甲烷通过甲烷压缩机5压缩后的甲烷温度为：8℃；所述甲烷通过二氧化碳冷却器6冷却后的温度为：-48℃；
所述甲烷通过第一换热器1的第二甲烷出口40排出时的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0056] 步骤八：使步骤七中进入再沸器2内的甲烷依次通过再沸器2的甲烷出口、第二换热器3的第三甲烷进口27，第二换热器3的第三甲烷出口34和第四节流阀43进入LNG储罐44中，所述甲烷通过再沸器2的甲烷出口时排出时的温度为：-129.7℃，气相分率为0；所述甲烷通过第二换热器3进行过冷处理，过冷处理后的甲烷温度为：-157℃，气相分率为
0；
[0057] 步骤九：使步骤五中通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25和第五节流阀45进入LNG储罐44内；所述甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25排出时的温度为：-157℃，气相分率为0；所述步骤八和步骤九进入LNG储罐44内的产品甲烷纯度为：99.2％，其中，还含有0.8％的氩气；
[0058] 步骤十：二氧化碳储液器46中的二氧化碳通过第一换热器1二氧化碳进口22和第一换热器1二氧化碳出口18进入到二氧化碳冷凝器47中，所述二氧化碳储液器46出口的二氧化碳的温度为：-48℃，气相分率为0，所述二氧化碳在第一换热器1二氧化碳出口18时的温度为：4.8℃，气相分率为1。
[0059] 实施例二
[0060] 一种回收合成氨尾气生产LNG的工艺方法，该工艺方法包括如下步骤：
[0061] 步骤一：进气缓冲罐41中的原料气通过第一换热器1的第一原料气进口37和第一换热器1的第一原料气出口38后分别进入增压膨胀机10的膨胀端和再沸器2的原料气进口，所述的原料气的组成成份为：甲烷、氮气，氩气和氢气；所述原料气在第一换热器1的第一原料气进口37时的温度为：9℃，原料气在第一换热器1的第一原料气出口38的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0062] 步骤二：使上述步骤一中所述的原料气通过增压膨胀机10的膨胀端50进入气液分离器8内进行气液分离，气液分离后，其气相通过第二换热器3的原料气进口30进入第二换热器3内，其液相通过第一节流阀13和精馏塔4中部的进口进入精馏塔4内；所述原料气经过增压膨胀机10膨胀端后的温度为：-146.7℃，气相分率为0.96；所述气液分离后气相的温度为：-146.8℃，甲烷摩尔含量为22.1％；
[0063] 步骤三：使上述步骤二中进入第二换热器3内的原料气依次通过第二换热器3的原料气出口23、第一换热器1的第二原料气进口19、第一换热器1的第二原料气出口15、压缩机9，增压膨胀机10的增压端51和液氨冷却器11的管程进入进气缓冲罐41和第一换热器1的第一原料气进口37之间的管道内，所述第二换热器3的原料气出口23时原料气的温度为：-132℃，第一换热器1的第二原料气出口15时原料气的温度为：5.9℃，压缩机9出口时原料气的温度为：45℃，增压膨胀机10增压端51出口原料气的温度为：77℃，液氨冷却器11出口原料气的温度为：9℃；
[0064] 步骤四：使步骤一中进入再沸器2的原料气进口的原料气依次通过再沸器2的原料气出口、第二换热器3的第二原料气进口26、第二换热器3的第二原料气出口33，第三节流阀12和精馏塔4上部的进口进入精馏塔4内；再沸器2的原料气出口的原料气温度为：-129℃，气相分率为0.94；第二换热器3的第二原料气出口33的原料气温度为：-163.5℃，气相分率为0.30；经过第三节流阀12节流降压后原料气温度为：-178℃，气相分率为0.47；
[0065] 步骤五：使步骤二和步骤四中进入精馏塔4的原料气进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过精馏塔4顶部的不凝气体出口和第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3的内部，精馏提纯后的液相通过精馏塔4的底部液相出口一部分通过第二节流阀14和第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部，另一部分通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部；所述精馏塔4顶部的不凝气体出口排出的不凝气体为尾气，尾气的温度为：-171.5℃，所述精馏塔4的底部液相出口排出的液相物质为甲烷，甲烷的温度为：-131.9℃，甲烷摩尔含量99.2％；所述甲烷通过第二节流阀14节流降压后的温度为：-154.7℃，气相分率为0.178；
[0066] 步骤六：使步骤五中通过第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3内部的尾气通过管道依次第二换热器3的第一尾气出口28、膨胀机7、第二换热器3的第二尾气进口36、第二换热器3的第二尾气出口29，第一换热器1的第一尾气进口21和第一换热器1的第一尾气出口17相连通，第一尾气出口17与吹风炉42入口相连；所述尾气在第二换热器3的第一尾气出口28时的温度为：-144℃，所述经膨胀机7膨胀制冷后的尾气温度为：-185℃，气相分率为1；所述尾气从第二换热器3的第二尾气出口29排出时的温度为：-132℃；所述尾气从第一换热器1的第一尾气出口17排出时的温度为：5.9℃；尾气中含有甲烷、氮气，氩气和氢气，其中，甲烷占原料气中甲烷的8％，氩气为原料气中氩气的97％，氮气和氢气为原料气中全部的氮气和氢气；
[0067] 步骤七：使步骤五中通过第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部甲烷依次通过第二换热器3的第一甲烷出口24、第一换热器1的第一甲烷进口20、第一换热器1的第一甲烷出口16、甲烷压缩机5、二氧化碳冷却器6的管程、第一换热器1的第二甲烷进口39，第一换热器1的第二甲烷出口40和再沸器2的甲烷进口进入再沸器2内；所述甲烷通过第二换热器3的第一甲烷出口24排出时的温度为：-132℃，气相分率为1；所述甲烷通过第一换热器1的第一甲烷出口16排出时的温度为：5.9℃；所述甲烷通过甲烷压缩机5压缩后的甲烷温度为：9℃；所述甲烷通过二氧化碳冷却器6冷却后的温度为：-49℃；
所述甲烷通过第一换热器1的第二甲烷出口40排出时的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0068] 步骤八：使步骤七中进入再沸器2内的甲烷依次通过再沸器2的甲烷出口、第二换热器3的第三甲烷进口27，第二换热器3的第三甲烷出口34和第四节流阀43进入LNG储罐44中，所述甲烷通过再沸器2的甲烷出口时排出时的温度为：-129.7℃，气相分率为0；所述甲烷通过第二换热器3进行过冷处理，过冷处理后的甲烷温度为：-161℃，气相分率为
0；
[0069] 步骤九：使步骤五中通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25和第五节流阀45进入LNG储罐44内；所述甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25排出时的温度为：-161℃，气相分率为0；所述步骤八和步骤九进入LNG储罐44内的产品甲烷纯度为：99.2％，其中，还含有0.8％的氩气；
[0070] 步骤十：二氧化碳储液器46中的二氧化碳通过第一换热器1二氧化碳进口22和第一换热器1二氧化碳出口18进入到二氧化碳冷凝器47中，所述二氧化碳储液器46出口的二氧化碳的温度为：-49℃，气相分率为0，所述二氧化碳在第一换热器1二氧化碳出口18时的温度为：5.9℃，气相分率为1。
[0071] 实施例三
[0072] 一种回收合成氨尾气生产LNG的工艺方法，该工艺方法包括如下步骤：
[0073] 步骤一：进气缓冲罐41中的原料气通过第一换热器1的第一原料气进口37和第一换热器1的第一原料气出口38后分别进入增压膨胀机10的膨胀端和再沸器2的原料气进口，所述的原料气的组成成份为：甲烷、氮气，氩气和氢气；所述原料气在第一换热器1的第一原料气进口37时的温度为：10℃，原料气在第一换热器1的第一原料气出口38的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0074] 步骤二：使上述步骤一中所述的原料气通过增压膨胀机10的膨胀端50进入气液分离器8内进行气液分离，气液分离后，其气相通过第二换热器3的原料气进口30进入第二换热器3内，其液相通过第一节流阀13和精馏塔4中部的进口进入精馏塔4内；所述原料气经过增压膨胀机10膨胀端后的温度为：-146.7℃，气相分率为0.96；所述气液分离后气相的温度为：-147℃，甲烷摩尔含量为22.1％；
[0075] 步骤三：使上述步骤二中进入第二换热器3内的原料气依次通过第二换热器3的原料气出口23、第一换热器1的第二原料气进口19、第一换热器1的第二原料气出口15、压缩机9，增压膨胀机10的增压端51和液氨冷却器11的管程进入进气缓冲罐41和第一换热器1的第一原料气进口37之间的管道内，所述第二换热器3的原料气出口23时原料气的温度为：-132℃，第一换热器1的第二原料气出口15时原料气的温度为：7℃，压缩机9出口时原料气的温度为：55℃，增压膨胀机10增压端51出口原料气的温度为：88℃，液氨冷却器11出口原料气的温度为：10℃；
[0076] 步骤四：使步骤一中进入再沸器2的原料气进口的原料气依次通过再沸器2的原料气出口、第二换热器3的第二原料气进口26、第二换热器3的第二原料气出口33，第三节流阀12和精馏塔4上部的进口进入精馏塔4内；再沸器2的原料气出口的原料气温度为：-130℃，气相分率为0.9；第二换热器3的第二原料气出口33的原料气温度为：-165℃，气相分率为0.29；经过第三节流阀12节流降压后原料气温度为：-179℃，气相分率为0.45；
[0077] 步骤五：使步骤二和步骤四中进入精馏塔4的原料气进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过精馏塔4顶部的不凝气体出口和第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3的内部，精馏提纯后的液相通过精馏塔4的底部液相出口一部分通过第二节流阀14和第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部，另一部分通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部；所述精馏塔4顶部的不凝气体出口排出的不凝气体为尾气，尾气的温度为：-172℃，所述精馏塔4的底部液相出口排出的液相物质为甲烷，甲烷的温度为：-131.9℃，甲烷摩尔含量99.2％；所述甲烷通过第二节流阀14节流降压后的温度为：-154.7℃，气相分率为0.178；
[0078] 步骤六：使步骤五中通过第二换热器3的第一尾气进口35进入第二换热器3内部的尾气通过管道依次第二换热器3的第一尾气出口28、膨胀机7、第二换热器3的第二尾气进口36、第二换热器3的第二尾气出口29，第一换热器1的第一尾气进口21和第一换热器1的第一尾气出口17相连通，第一尾气出口17与吹风炉42入口相连；所述尾气在第二换热器3的第一尾气出口28时的温度为：-144℃，所述经膨胀机7膨胀制冷后的尾气温度为：-185℃，气相分率为1；所述尾气从第二换热器3的第二尾气出口29排出时的温度为：-132℃；所述尾气从第一换热器1的第一尾气出口17排出时的温度为：7℃；尾气中含有甲烷、氮气，氩气和氢气，其中，甲烷占原料气中甲烷的8％，氩气为原料气中氩气的97％，氮气和氢气为原料气中全部的氮气和氢气；
[0079] 步骤七：使步骤五中通过第二换热器3的第一甲烷进口31进入第二换热器3的内部甲烷依次通过第二换热器3的第一甲烷出口24、第一换热器1的第一甲烷进口20、第一换热器1的第一甲烷出口16、甲烷压缩机5、二氧化碳冷却器6的管程、第一换热器1的第二甲烷进口39，第一换热器1的第二甲烷出口40和再沸器2的甲烷进口进入再沸器2内；所述甲烷通过第二换热器3的第一甲烷出口24排出时的温度为：-132℃，气相分率为1；所述甲烷通过第一换热器1的第一甲烷出口16排出时的温度为：7℃；所述甲烷通过甲烷压缩机5压缩后的甲烷温度为：10℃；所述甲烷通过二氧化碳冷却器6冷却后的温度为：-50℃；
所述甲烷通过第一换热器1的第二甲烷出口40排出时的温度为：-110℃，气相分率为1；
[0080] 步骤八：使步骤七中进入再沸器2内的甲烷依次通过再沸器2的甲烷出口、第二换热器3的第三甲烷进口27，第二换热器3的第三甲烷出口34和第四节流阀43进入LNG储罐44中，所述甲烷通过再沸器2的甲烷出口时排出时的温度为：-129.7℃，气相分率为0；所述甲烷通过第二换热器3进行过冷处理，过冷处理后的甲烷温度为：-165℃，气相分率为
0；
[0081] 步骤九：使步骤五中通过第二换热器3的第二甲烷进口32进入第二换热器3的内部甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25和第五节流阀45进入LNG储罐44内；所述甲烷通过第二换热器3的第二甲烷出口25排出时的温度为：-165℃，气相分率为0；所述步骤八和步骤九进入LNG储罐44内的产品甲烷纯度为：99.2％，其中，还含有0.8％的氩气；
[0082] 步骤十：二氧化碳储液器46中的二氧化碳通过第一换热器1二氧化碳进口22和第一换热器1二氧化碳出口18进入到二氧化碳冷凝器47中，所述二氧化碳储液器46出口的二氧化碳的温度为：-50℃，气相分率为0，所述二氧化碳在第一换热器1二氧化碳出口18时的温度为：7℃，气相分率为1。
