CN102767936A - 含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气以及液相天然气的工艺 - Google Patents

含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气以及液相天然气的工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气以及液相天然气的工艺，目标产品可为天然气\液化天然气。本发明公开的含氮天然气氮-甲烷分离工艺以塔顶气体经压缩，利用压缩塔顶气作为塔底再沸器热源，将精馏塔塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合成一个换热器，利用塔底低品位的冷量冷凝塔顶产品，实现节能降耗的目的。本发明实现氮-甲烷分离基本过程包括原料天然气预冷、精馏塔分离、塔顶气相的压缩、塔顶产品的复热、塔底产品采出复热。采用本发明具有天然气原料气适应范围广，甲烷回收率高，能耗低，设备投资省的特点。

Description

含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气以及液相天然气的工艺
技术领域
本发明涉及一种天然气气田气、煤层气、油田气、合成氨弛放气、焦炉煤气制天然气、沼气、生物质或煤间接或直接法制天然气等常规和非常规含氮天然气中氮-甲烷深冷分离获得气相天然气以及液化天然气的工艺。 
背景技术
天然气作为一种清洁、高效的能源，日益受到广泛的关注，但由于天然气形成机理不同，天然气气田中除含有CH4成分以外，还含有一些轻烃如C2H6，C3H8，i-C4H10，n-C4H10，i-C5H12，C6H14，部分天然气还含有苯、甲苯、等芳香烃和CO2等，部分气田的惰性气体N2含量甚至高达50％以上。随着煤层气开发利用，焦炉煤气制天然气技术以及利用氮气作为驱油使油田增产所产生的油田气的资源化、能源化利用步伐的日益加快，这些作为常规天然气的有效补充，日益受到广泛的关注。这些气源中氮气的脱除是其有效利用的重要环节。 
另外，在合成氨的原料气中，由于含有极少量的CO，这些CO在合成氨反应过程中会转化成甲烷，在合成氨系统中作为弛放气排出合成氨系统，随着合成氨的规模化生产，这些弛放气中的甲烷回收利用成为一条既能降低温室气体排放，又能产生能源，增加合成氨装置 的整体效益的途径。而合成氨的弛放气中除含有甲烷外，还含有部分氮气、氢气等。 
氮气的存在，不仅降低了天然气的品质，而且在天然气压缩的过程中，增加压缩能耗，提高天然气的成本。当氮气的含量过高时，甚至会使得天然气的热值达不到国家规定的燃气的标准，使得这种含氮的天然气无法很顺利的得到利用。另外，随着液化天然气(LNG)的推广，尤其是LNG汽车逐渐得到重视，LNG需求量将会增加，但甲烷中氮气的含量过高，使得LNG工厂的运行能耗增加，而且，由于氮气较甲烷更易挥发，在LNG产品中氮气的存在会增加LNG的挥发度，从而产生更多的挥发气(BOG)，不仅增大天然气的损失，而且由于氮气的存在，会增加LNG储存、运输和使用的危险，因此，天然气中氮气的有效脱除对于提高天然气的品质、扩展天然气使用范围、降低天然气液化能耗和提高天然气的生产、储存、运输和使用的安全性都具有重要的意义。 
目前，对于天然气中氮气脱除的方法主要有三种，分别为变压吸附、膜分离和深冷精馏。 
变压吸附(PSA)是利用压力不同的条件下，甲烷与氮气在固体吸附剂上具有不同的吸附性能，实现氮气和甲烷的适当分离。在高压条件下，当含氮的天然气流过吸附剂时，甲烷和氮气以一定的分配比例被吸附剂吸附，甲烷被更多的吸附在吸附剂上，而氮气被较少的吸附，这样，流出吸附床层的气体中甲烷含量很低，而氮气的含量则较高，在吸附的初始阶段，流出吸附体系的甚至不含甲烷，当吸附过程 进行到一定的程度时，吸附过程终止。降低吸附床层的压力，此时，由于吸附平衡向着解吸的方向移动，即吸附在吸附剂上的甲烷从吸附剂上脱附下来，流出吸附系统，得到产品天然气，并实现吸附床层的再生。吸附和脱附周期交替进行，床层的压力也在交替的变化，实现甲烷与氮气的分离。由于目前技术的限制，尚没有发现很好的氮气和甲烷的分离吸附剂，因此，变压吸附技术能够实现天然气的提浓目的，还不能很好的满足天然气与氮气分离的需要。 
膜分离技术是利用混合气体中的物理或化学特性不同，利用膜的作用，实现混合气体中物质分离的目的。由于甲烷与N2分子尺寸很接近，利用多孔膜，利用分子尺寸的大小实现分离的技术存在一定的困难。由于氮气和甲烷在有机膜中的渗透系数非常接近，如在醋酸纤维膜上，以水的渗透系数为100，氮气和甲烷相对渗透系数则分别为0.2和0.18，到目前为止，尚没有开发出对氮气和甲烷具有良好选择性的膜材料。 
利用深冷精馏的方法实现氮气和甲烷的分离是一种有效的选择方式，已有的申请专利公开号CN102021056A，CN101899342A，ZL200410047518.7，中国专利CN101163934B公开了一种利用单塔和双塔精馏方式进行氮气和甲烷的分离的方法，利用氮气和甲烷的相对挥发度不同实现二者的分离。由于氮气和甲烷的分离是在较低的温度下进行，需要高品位的冷量，尽管可以提高分离塔的操作压力以降低对冷量品位的需求，但受到氮气和甲烷二者的临界压力限制，氮气和甲烷混合物的临界压力在2.7MPa左右，因此，精馏塔的操作压力 一般不超过2.7MPa。因此分离过程需在低温条件下进行，尤其是塔顶冷凝器的温度较低，尽管可以提高精馏塔的操作压力，使得精馏塔在较高的温度条件下操作，但是受到上述原因的限制，精馏塔的操作压力低于2.7MPa。前述现有的深冷精馏所采用的塔顶冷凝压力与塔的操作压力基本相同，使得精馏塔塔顶冷凝器冷凝温度很低，需要高品位的冷量，能耗相对较高；使得整个分离过程能耗高、设备投资高。 
发明内容
为了解决上述技术问题，本发明的目的在于提供一种过程简单、能耗低的含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气以及液相天然气的工艺。 
本发明目的是这样实现的：一种含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气的工艺，按照如下工艺步骤实现： 
(1)、将经过净化和干燥的天然气原料气经主热交换器(E101)冷却、冷凝成液态或气液两相，再经过节流阀降压后由精馏塔(T101)的中部入口进入精馏塔(T101)内，从所述精馏塔(T101)顶部出来的富氮气体经第一压缩机(K101)压缩后进入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)与精馏塔(T101)塔底流出的部分液相物料进行热交换，该部分塔底液相物料在塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)内换热后成为气液两相返回精馏塔(T101)塔底，其中气相向精馏塔(T101)塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质； 
(2)、所述被压缩后的富氮气经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换 热器(E102)进行热交换被冷却、冷凝后再经过节流阀节流降压、降温后进入气液分离器(V101)，经气液分离，液相作为精馏塔(T101)塔顶的回流液回到精馏塔(T101)塔顶，气相则流经主热交换器(E101)与原料气进行热交换被复热后得到塔顶富氮产品气； 
(3)精馏塔(T101)塔底的液相产物流出精馏塔(T101)经减压阀降压后流经主热交换器(E101)与原料气热交换，被复热后得到气相天然气产品。 
采用上述技术方案，本发明采用深冷精馏技术实现氮-甲烷分离，采用单塔精馏技术，本发明以压缩机为中间媒介，塔顶气相经压缩机压缩升温后作为塔底液相的热源，压缩后的气相被冷却，部分冷凝或全部冷凝然后经过节流后，液相作为精馏塔塔顶回流物料，气相部分则与原料气进行热交换复热给出冷量后，作为塔顶的产品气(富氮气)流出系统。本发明将塔底再沸器和塔顶冷凝器耦合成一个换热器，充分利用塔底低品位的冷量和压缩后的热量，将塔顶气相冷凝和塔釜再沸蒸发和耦合，达到节能的目的。塔底液相产品在经过减压阀降压后与原料气在原料气热交换器中进行热交换复热后作为产品天然气排出，原料气的冷凝靠塔顶气和塔底液相产品提供冷量，不再需要额外的冷量，进一步节省了能量，降低了分离成本，且甲烷的回收率高，甲烷中氮含量低。 
所述精馏塔(T101)的工作压力为100kPa-2500kPa。尽量提高操作压力以降低精馏过程所需冷的品位，降低能耗。 
当需要生产液相天然气时，按照如下工艺步骤实现： 
(1)、将经过净化和干燥的天然气原料气经主热交换器(E101)冷却、冷凝成液态或气液两相，再经过节流阀降压后由精馏塔(T101)的中部入口进入精馏塔(T101)内，所述主热交换器(E101)包括一个为其提供冷量的制冷循环回路，从所述精馏塔(T101)顶部出来的富氮气体经第一压缩机(K101)压缩后进入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)与精馏塔(T101)塔底的部分液相物料进行热交换，该部分塔底液相物料经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)换热后成为气液两相返回精馏塔(T101)塔底，其中气相向精馏塔(T101)塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质； 
(2)所述被压缩富氮气经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)进行热交换被冷却、冷凝后再经节流阀节流降压后流入第三热交换器(E103)与精馏塔(T101)塔底流出的产品物料进行热交换，被复热部分蒸发后进入气液分离器(V101)，经气液分离，液相作为精馏塔(T101)塔顶的回流液回到精馏塔(T101)塔顶，气相则流经主热交换器与原料气进行热交换后给出冷量后得到塔顶富氮产品气； 
(3)从第三热交换器(E103)流出的过冷塔底产品物料再经过减压阀降压后流入液化天然气储罐得到液化天然气产品。 
在上述技术方案中，作为本发明的优选，所述主热交换器(E101)的制冷循环回路为混合制冷剂制冷循环回路，该回路为：混合制冷剂经第二压缩机(K201)压缩后依次进入第四热交换器(E201)被冷却，然后在主热交换器(E101)中被冷却、冷凝，过冷后流出主热交换器(E101)，再经过节流阀得到低温的混合制冷剂流股，该低温的混合 制冷剂流股流再进入主热交换器(E101)的冷端与天然气原料气和高压热制冷剂进行换热后流出主换热器(E101)，再进入第二压缩机(K201)入口完成混合制冷剂的循环。 
作为本发明的优选，所述混合制冷剂由氮气、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷或异戊烷中的任意两种或者两种以上的混合物组成。 
作为本发明的优选：所述主热交换器(E101)的制冷循环回路为膨胀机制冷循环回路或混合制冷剂节流制冷循环工艺。 
有益效果：本发明将精馏塔塔顶所需要的高品位的冷量通过压缩机作为中间媒介，实现利用塔底低品位的冷量达到高品位利用的目的，并将冷凝器和再沸器耦合在一起，实现一台换热器具有两种功能，起到了降低设备投资、节能的目的。 
附图说明
图1以气相天然气为目标产品时，含氮天然气的氮-甲烷分离的流程示意图。 
图2以LNG为目标产品，含氮天然气的氮-甲烷分离的流程示意图。 
具体实施方式
下面结合具体的实施方式对本发明作进一步阐述， 
本发明提到的净化和干燥后的原料气，净化和干燥工艺在天然气工程中属常规的工艺过程，是天然气处理工程中必须的过程，但不属于本发明的内容，因此后续工艺描述中默认原料气的净化环节已经完 成。净化包括原料气脱轻烃、脱硫、脱除CO2和脱水，净化后的具体指标要求进入氮-甲烷分离工艺的原料气中的硫含量小于10mg/Nm3，CO2含量小于50ppmv，并保证天然气中H2O的含量小于1ppmv，轻烃的含量小于1000ppmv。净化干燥的过程属于现有技术，在此不对其做赘述。 
实例1 
如图1所示，本实施例列举的海上天然气田含氮天然气的氮-甲烷的分离，以气态天然气为目标产品。 
经过净化的原料气101首先在主热交换器E101中被冷凝成液态102，然后，经过节流阀II将压力降低后由精馏塔T101中部入口进入精馏塔T101中。 
富氮气相107流出精馏塔T101塔顶，经第一压缩机K101压缩后，以流股108流进塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102，与从塔底流入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102液相114换热，流出塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的富氮流股109经节流阀III节流降压降温后以流股110进入气液分离器V101，在气液分离器V101中分离出气相和液相，气相112流入主热交换器E101，与原料气换热复热后，以113流股流出体系，为塔顶产品气(富氮)。液相111作为精馏塔T101的回流，全部返回进入精馏塔塔顶。 
塔底部分液相114在换热器E102中换热，形成气液两相115返回精馏塔塔底，其中气相向精馏塔T101塔顶流动，与从塔顶向下流 动的液相进行传热和传质； 
塔底的液相产品104流出，经减压阀I减压后作以流股105流经原料气换热器E101，给出自身冷量复热，以流股106作为气相天然气产品流出系统。 
实例1的物料衡算的表见1，通过本氮-甲烷分离系统后，产品天然气氮气的含量摩尔分率降至0.0343％，甲烷的回收率为99.48％。 
实例2 
本实施例的流程示意图如图1所示，本实施例列举利用焦炉煤气合成天然气含氮，通过本发明实现氮-甲烷分离，以气态天然气为目标产品。 
合成天然气压力为6.2MPa，经过净化的原料气101进入脱氮装置，首先在主热交换器E101中被冷凝成液态102，然后，经过节流阀II将压力降低后由精馏塔T101的中部入口进入精馏塔T101中。 
富氮气相107流出精馏塔T101塔顶，经第一压缩机K101压缩后，以流股108流进塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102，与塔底的流入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102液相114换热，流出塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的富氮流股109经节流阀III节流降压降温后以流股110进入气液分离器V101，在气液分离器V101中分离出气相和液相，气相112流入主热交换器E101，与原料气换热复热后，以113流股流出体系，为塔顶产品气(富氮)。液相111作为精馏塔T101的回流，全部返回进入精馏塔塔顶。 
塔底部分液相114在换热器E102中换热，形成气液两相115返 回精馏塔塔底，其中气相向精馏塔T101塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质； 
塔底的另一部分液相产品104流出，经减压阀I减压后作以流股105流经原料气换热器E101，给出自身冷量复热，以流股106作为气相天然气产品流出系统。 
经过实例2氮-甲烷分离后的原料气、氮气、产品天然气的组成见表1，甲烷的回收率为99.7％，产品天然气中氮气的摩尔分率为0.002％。 
表一实例1和2中氮-甲烷分离结果 
Figure BDA00001901507600101
Figure BDA00001901507600111
实例3 
本实施例的流程示意图如附图2所示，本实施例列举利用以氮气驱油后，油田气为原料气，利用本氮-甲烷分离工艺后，以液化天然气(LNG)为目标产品。 
油田气压力为4.8MPa，经过净化的原料气101进入脱氮装置，首先在主热交换器E101中被冷凝成液态102，然后，经过节流阀II将压力降低后由精馏塔T101中部入口进入精馏塔T101中。 
其中主热交换器E101还需采用混合制冷剂循环的方式获得冷量，本实例以CH4、C2H4、C3H8，i-C5H12调制的混合制冷剂201经第二压缩机K201压缩后得到压缩混合制冷剂202，该混合制冷剂202经第四热交换器E201换热被冷却，得到流股203，该第四热交换器E201可采用空冷或水冷的方式，该流股203进入主热交换器E101中被继续冷却、冷凝、过冷后，流出主热交换器E101得到高压低温混合制冷剂流股204，经节流阀IV节流后得到低温、低压的制冷剂205进入主热交换器E101的冷端，与原料气换热后，流出原料气换热器 E101并循环回第二压缩机K201的入口，完成制冷剂的循环。 
富氮气相107流出精馏塔T101塔顶，经第一压缩机K101压缩后，以流股108流进塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102，与从塔底流入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的液相115换热，流出塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的流股109经节流阀III节流降温后以流股110进入第三热交换器E103，利用其冷量将塔底的液相产品过冷，流出第三热交换器E103流股111进入气液分离器V101，在气液分离器V101中分离出气相和液相，气相112流入主热交换器E101，与原料气换热复热后，以114流股流出体系，为塔顶产品气(富氮气)。液相113作为精馏塔T101的回流，全部返回进入精馏塔T101塔顶。 
塔底液相115在塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102中换热，形成气液两相116返回精馏塔塔底，其中气相向精馏塔T101塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质； 
塔底的液相产品104从精馏塔T101流出，在第三热交换器E103中与流股110换热过冷后以流股105流出第三热交换器E103，经减压阀I减压后，以流股106流入液化天然气储罐V102，即形成可以装车的液化天然气产品。 
经过实例3氮-甲烷分离后的原料气、氮气、产品天然气的组成见表2，甲烷的回收率为98.77％，产品天然气中氮气的摩尔分率为0.0298。 
实例4 
本实施例的流程示意图如附图图2所示，本实施例列举合成氨系统尾气弛放气中氮气的分离，利用本氮-甲烷分离工艺后，以液化天然气(LNG)为目标产品。 
弛放气压力为7.8MPa，经过净化的原料气101进入脱氮装置，首先在主热交换器E101中被冷凝成液态102，然后，经过节流阀II将压力降低后由精馏塔T101中部入口进入精馏塔T101中。 
其中主热交换器E101还需采用混合制冷剂循环的方式获得冷量，本实例以氮气、甲烷、C2H4、C3H8，n-C4H10调制的混合制冷剂201经第二压缩机K201压缩后得到压缩混合制冷剂202，该混合制冷剂202经第四热交换器E201换热被冷却，得到流股203，该第四热交换器E201可采用空冷或水冷的方式，该流股203进入主热交换器E101中被继续冷却、冷凝、过冷后，流出主热交换器E101得到高压低温混合制冷剂流股204，经节流阀IV节流后得到低温、低压的制冷剂205进入主热交换器E101的冷端，与原料气换热后，流出原料气换热器E101并循环回第二压缩机K201的入口，完成制冷剂的循环。 
富氮气相107流出精馏塔T101塔顶，经第一压缩机K101压缩后，以流股108流进塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102，与从塔底流入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的液相115换热，流出塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102的流股109经节流阀III节流降温后以流股110进入第三热交换器E103，利用其冷量 将塔底的液相产品过冷，流出第三热交换器E103流股111进入气液分离器V101，在气液分离器V101中分离出气相和液相，气相112流入主热交换器E101，与原料气换热复热后，以114流股流出体系，为塔顶产品气(富氮气)。液相113作为精馏塔T101的回流，全部返回进入精馏塔T101塔顶。 
塔底液相115在塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器E102中换热，形成气液两相116返回精馏塔塔底，其中气相向精馏塔T101塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质； 
塔底的液相产品104从精馏塔T101流出，在第三热交换器E103中与流股110换热过冷后以流股105流出第三热交换器E103，经减压阀I减压后，以流股106流入液化天然气储罐V102，即形成可以装车的液化天然气产品。 
经过实例4氮-甲烷分离后的原料气、氮气、产品天然气的组成见表2，甲烷的回收率为98.77％，产品气天然气中氮气的摩尔分率为0.02752。 
表2实例3和4中氮-甲烷分离结果表 
Figure BDA00001901507600141
本发明不局限于具体实施例，不能将此理解为本发明的主题范围仅限于以上阐述的实例，塔底所得到的可以为液态天然气(LNG)或气态天然气或二者不同比例分配的产品，另外，实施例3和4中的主热交换器(E101)的制冷循环回路还可以为膨胀机制冷循环回路或混合制冷剂节流制冷循环回路，这些回路已经为现有技术，总之凡基于本发明内容实现的技术均属于本发明的范畴。 

Claims (6)

1.一种含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气的工艺，其特征在于按照如下工艺步骤实现：
(1)、将经过净化和干燥的天然气原料气经主热交换器(E101)冷却、冷凝成液态或气液两相，再经过节流阀降压后由精馏塔(T101)的中部入口进入精馏塔(T101)内，从所述精馏塔(T101)顶部出来的富氮气体经第一压缩机(K101)压缩后进入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)与精馏塔(T101)塔底流出的部分液相物料进行热交换，该部分塔底液相物料在塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)内换热后成为气液两相返回精馏塔(T101)塔底，其中气相向精馏塔(T101)塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质；
(2)、所述被压缩后的富氮气经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)进行热交换被冷却、冷凝后再经过节流阀节流降压、降温后进入气液分离器(V101)，经气液分离，液相作为精馏塔(T101)塔顶的回流液回到精馏塔(T101)塔顶，气相则流经主热交换器(E101)与原料气进行热交换被复热后得到塔顶富氮产品气；
(3)精馏塔(T101)塔底的液相产物流出精馏塔(T101)经减压阀降压后流经主热交换器(E101)与原料气热交换，被复热后得到气相天然气产品。
2.根据权利要求1所述含氮天然气中氮-甲烷分离生产气相天然气的工艺，其特征在于：所述精馏塔(T101)的工作压力为100kPa-2500kPa。
3.一种含氮天然气中氮-甲烷分离生产液相天然气的工艺，其特征在于按照如下工艺步骤实现：
(1)、将经过净化和干燥的天然气原料气经主热交换器(E101)冷却、冷凝成液态或气液两相，再经过节流阀降压后由精馏塔(T101)的中部入口进入精馏塔(T101)内，所述主热交换器(E101)包括一个为其提供冷量的制冷循环回路，从所述精馏塔(T101)顶部出来的富氮气体经第一压缩机(K101)压缩后进入塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)与精馏塔(T101)塔底的部分液相物料进行热交换，该部分塔底液相物料经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)换热后成为气液两相返回精馏塔(T101)塔底，其中气相向精馏塔(T101)塔顶流动，与从塔顶向下流动的液相进行传热和传质；
(2)所述被压缩富氮气经塔顶冷凝器和塔底再沸器耦合换热器(E102)进行热交换被冷却、冷凝后再经节流阀节流降压后流入第三热交换器(E103)与精馏塔(T101)塔底流出的产品物料进行热交换，被复热部分蒸发后进入气液分离器(V101)，经气液分离，液相作为精馏塔(T101)塔顶的回流液回到精馏塔(T101)塔顶，气相则流经主热交换器与原料气进行热交换后给出冷量后得到塔顶富氮产品气；
(3)从第三热交换器(E103)流出的过冷塔底产品物料再经过减压阀降压后流入液化天然气储罐得到液化天然气产品。
4.根据权利要求3所述含氮天然气中氮-甲烷分离生产液相天然气的工艺，其特征在于：所述主热交换器(E101)的制冷循环回路为混合制冷剂制冷循环回路，该回路为：混合制冷剂经第二压缩机(K201)压缩后依次进入第四热交换器(E201)被冷却，然后在主热交换器(E101)中被冷却、冷凝，过冷后流出主热交换器(E101)，再经过节流阀得到低温的混合制冷剂流股，该低温的混合制冷剂流股流再进入主热交换器(E101)的冷端与天然气原料气和高压热制冷剂进行换热后流出主换热器(E101)，再进入第二压缩机(K201)入口完成混合制冷剂的循环。
5.根据权利要求4所述含氮天然气中氮-甲烷分离生产液相天然气的工艺，其特征在于：所述混合制冷剂由氮气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丁烷或异戊烷中的任意两种或者两种以上的混合物组成。
6.根据权利要求3所述含氮天然气中氮-甲烷分离生产液相天然气的工艺，其特征在于：所述主热交换器(E101)的制冷循环回路为膨胀机制冷循环回路或混合制冷剂节流制冷循环回路。
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