CN115183533A - 一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，涉及天然气、石油化工以及特气回收与精制领域，是基于现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法存在操作繁琐、设施负荷大的问题提出的。本发明将液化天然气预冷至‑180℃以内，再将预冷后的液化天然气直接作为BOG气体的洗涤液，送入洗涤塔顶部对进入洗涤塔底部液化天然气储罐闪蒸气进行逆流接触传质传热，即低温吸收，将液化天然气储罐闪蒸气中的除He、H2以外的大分子组分吸收下来，从而获得较高纯度的粗氦气，氦组分最高可达98v％，分离出的粗氦气由于杂质含量有限，因此下游氦气精制设施负荷大为降低，且相比于现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法操作更简便。

Description

一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺
技术领域
本发明涉及天然气、石油化工以及特气回收与精制领域，具体为一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺。
背景技术
目前，常规的氦气提取方法主要有：冷凝法、空分法、氢液化法、膜分离法等，其中冷凝法应用于天然气氦气的提取，如专利CN111170290A公开一种天然气中提取氦气的装置及工艺；空分法应用于大气中氦气的提取；氢液化法应用于合成氨尾气中氦气的提取；膜分离法仅应用于氦气的粗提(通常粗氦中的氦组分含量不高)，如专利CN105800573A公开一种膜分离水溶氦气提取系统。
天然气中氦气的回收如果直接采用冷凝法对于下游精氦处理设施而言不太具有经济性。首先，采用直接冷凝法即使将原料BOG(液化天然气储罐闪蒸气)部分冷凝，再将部分冷凝后的BOG进行气液分离，通常气相需要冷却到较低的温度，如-180℃～-175℃，但即使冷却到该温度，得到的未冷凝的粗氦气中仍然含有较多杂质CH4、N2组分，压力越高液体中溶解的He组分越多，在30barA压力时，大概有7％左右的He分溶解在液相BOG中，因此压力不易过高，否则需要相应设置较大的残余氦气回收系统，当BOG气量较大时，这些杂质含量对下游氦气精制单元来说就变得相对而言过于庞大。
以不含H2组分的BOG为例，在BOG冷却至-180℃，不凝气中He组分的含量：
P＝1.1barA，He＝40.7v％；
P＝10barA，He＝89.3v％；
P＝15barA，He＝92.4v％；
P＝30barA，He＝95.5v％；
其次，如果将上述先冷却至-180℃的BOG气液分离后的气相再冷却至更低温度，如-210℃左右，此时常压液氮制冷已经无法满足，只能设置真空泵用于控制液氮系统的背压，-210℃对应的饱和液氮压力为9kPaA，该真空度对真空泵要求较高，当BOG气量较大时，往往真空系统会成为整个系统的瓶颈所在。
以不含H2组分的BOG为例，在BOG冷却至-210℃时，不凝气中He组分的含量：
P＝1.1barA，He＝96.8v％；
P＝10barA，He＝99.6v％；
P＝15barA，He＝99.7v％；
P＝30barA，He＝99.8v％；
最后，通常BOG富余部分需要返回到原LNG工艺装置进行再液化，提氦与原LNG工艺装置存在互相干扰的问题，增加了操作的复杂程度。
基于以上因素，有必要设计出一种新型的氦气回收工艺。
发明内容
本发明所要解决的技术问题在于如何解决现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法存在操作繁琐、设施负荷大的问题。
为解决上述技术问题，本发明提供如下技术方案：一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，包括以下步骤：
S1、首先收集BOG气体，先将BOG气体进行复热，再将复热后的BOG气体直接和循环尾气混合后得到物流A；
S2、将物流A引至压缩机中进行增压及冷却处理得到物流B；
S3、将物流B送入主换热器中，经过主换热器的第一通道进行冷却降温至-175℃～-180℃后得到物流C；
S4、将物流C从洗涤塔的下端通入洗涤塔内，同时从洗涤塔的顶部向洗涤塔内通入过冷LNG，冷却后的BOG气体与过冷LNG进行逆流接触，使得BOG气体中的非He、H2组分被下降的过冷LNG液体洗涤并吸收至洗涤液体中，得到的物流D集中于塔底液相中，绝大部分的He、H2组分则富集在洗涤塔的塔顶，经主换热器的第三通道复热后产生的物流E直接送至氦气精制单元；
S5、经洗涤塔底部收集的物流D经节流阀后闪蒸出其中的溶解He、H2组分。
本发明在目前BOG直接部分冷凝工艺的基础上，将液化天然气预冷至-180℃以内，再将预冷后的液化天然气直接作为BOG气体的洗涤液，送入洗涤塔顶部对进入洗涤塔底部液化天然气储罐闪蒸气进行逆流接触传质传热，即低温吸收，将液化天然气储罐闪蒸气中的除He、H2以外的大分子组分吸收下来，从而获得较高纯度的粗氦气，氦组分最高可达98v％，分离出的粗氦气由于杂质含量有限，因此下游氦气精制设施负荷大为降低，且相比于现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法操作更简便。
优选地，所述BOG气体来自净化后脱出大分子组分的天然气或LNG储罐顶部排放的蒸发气体。
优选地，所述压缩机的排压为5～20barA。
优选地，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通过气液分离罐分离后返回主换热器，经过主换热器的第四通道回收冷量后返回至压缩机的入口，气液分离罐底部液体主要由CH4、C2H6、C3H6和N2等组成液化天然气，引出一股液体为物流F，将物流F送至洗涤液泵进行增压后并返回至主换热器的第二通道进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔顶部形成过冷LNG，气液分离罐底部引出另一股液体为物流G，将物流G引至产品增压泵，增压后的液化天然气分成两股，其中一股所述增压后的液化天然气物流H返回至主换热器的第六通道进行气化并回收冷量后得到物流I，将物流I送至燃料气管网。
优选地，另一股所述增压后的液化天然气物流L直接送至液化天然气产品储罐。
所述主换热器上连接有液氮，液氮为主换热器提供冷量，液氮经主换热器的第五通道复热成常温氮气直接经高点排放至大气或送至全厂氮气管网进行氮气的回收再利用。
优选地，另一股所述增压后的液化天然气物流L经主换热器的第五通道复热后作为循环天然气RNG返回原LNG工厂BOG尾气压缩机入口，经增压后返回原天然气液化冷箱入口。
优选地，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通入脱氮塔中脱除氮气，且同时溶解He、H2组分通过脱氮塔的顶部通道返回主换热器，经过主换热器的第四通道回收冷量后返回至压缩机的入口，脱氮塔底部的液化天然气中的一股送至洗涤液泵进行增压后并返回至主换热器的第二通道进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔顶部，脱氮塔底部的液化天然气中的另一股引至产品增压泵，增压后的液化天然气分成两股，其中一股直接充车作为副产LNG外卖。
优选地，所述溶解He、H2组分通入脱氮塔中脱除氮气操作控制脱氮塔底部的液化天然气中氮组分含量在1v％以内。
优选地，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通过闪蒸塔顶部返回至主换热器，经过主换热器的第四通道复热后循环回压缩机的入口，闪蒸塔底部的液体再通入脱氮塔中脱除氮气，脱氮塔顶部副产液氮及低温氮气，低温氮气经主换热器的第五通道复热后进入氮气管网或排入大气，制冷循环氮气经氮压机提高压力，冷却后进入主换热器的第九通道，冷却后再进入第一换热器和第二换热器分别为闪蒸塔和脱氮塔提供塔底再沸热源，经冷却后再经换主换热器的第八通道冷却后经节流阀节流减压后进入第三换热器、第四换热器及第五换热器分别为洗涤塔及脱氮塔提供塔中/下部或者塔顶冷凝冷源，经换热后进入主换热器的第七通道为整个换热器提供冷量补充，复热后完成一个制冷循环。
优选地，所述脱氮塔的操作压力为3～4barA。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：
1、本发明在目前BOG直接部分冷凝工艺的基础上，将液化天然气预冷至-180℃以内，再将预冷后的液化天然气直接作为BOG气体(01)的洗涤液，送入洗涤塔(T100)顶部对进入洗涤塔(T100)底部液化天然气储罐闪蒸气(01)进行逆流接触传质传热，即低温吸收，将液化天然气储罐闪蒸气(01)中的除He、H2以外的大分子组分吸收下来，从而获得较高纯度的粗氦气，氦组分最高可达98v％，分离出的粗氦气由于杂质含量有限，因此下游氦气精制设施负荷大为降低，且相比于现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法操作更简便。
2、本发明实现粗氦气的回收，粗氦气中的氦组分含量极高，粗氦气的流量大为减小，使得下游氦气精制单元更小，且本发明流程不需要多级闪蒸，设备数量少，脱出效率更高，流程更简单，同时还避免了液氮制冷需要真空泵维持负压，操作更加稳定。
3、本发明氦气回收的深冷洗涤分离工艺可用于新建LNG工厂中，亦可用于现有LNG工厂中BOG气体的氦气回收，亦可用于LNG工厂中脱氮塔NRU送出不凝气中氦气的回收，此时需要采用液氮洗涤工艺。
4、由于氦气在液化天然气工艺中属于不凝气，氦气的脱除对于液化天然气工艺来说是十分有利的，不凝气的减少将显著降低循环气量，且会降低LNG大型储罐顶部BOG尾气中的不凝气含量，可以大幅度降低LNG大型储罐中LNG因密度差而引起的液体翻滚汽化现象，可避免BOG尾气的大量排放与LNG大型储罐的安全事故。
附图说明
图1为本发明实施例1的氦气回收的深冷洗涤分离工艺(副产LNG)的流程图；
图2为本发明实施例2的氦气回收的深冷洗涤分离工艺(不副产LNG)的流程图；
图3为本发明实施例3的氦气回收的深冷洗涤分离工艺(带脱氮塔)的流程图；
图4为本发明实施例4的氦气回收的深冷洗涤分离工艺(副产液氮)的流程图；
图5为本发明实施例5的氦气回收的深冷洗涤分离工艺(带闪蒸罐)的流程图。
附图标号说明：
BOG气体-01、物流A-02、物流B-04、物流C-05、过冷LNG-06、物流E-08、物流D-09、节流阀-10、物流J-11、循环尾气-12、低温氮气-15、物流F-17、物流G-19、增压后的液化天然气-20、物流L-21、物流H-22、物流I-23、物流K-24、液氮-61、常温氮气-62、压缩机-C100、换热器-E130、主换热器-E200、第一通道-EP201、第二通道-EP202、第三通道-EP203、第四通道-EP204、第五通道-EP205、第六通道-EP206、第七通道-EP207、第八通道-EP208、第九通道-EP209、洗涤塔-T100、气液分离罐-V100、产品增压泵-P100、洗涤液泵-P200、脱氮塔-T300、塔顶冷凝器-E301、塔底再沸器-E302、闪蒸塔-T200、第一换热器-E201’、第二换热器-E302’、第三换热器-E101’、第四换热器-E102’、第五换热器-E301’、第六换热器-E101、变压吸附装置-S100。
具体实施方式
为便于本领域技术人员理解本发明技术方案，现结合说明书附图对本发明技术方案做进一步的说明。
术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本申请的描述中，“多个”的含义是两个或两个以上，除非另有明确具体的限定。
本申请中LNG为液化天然气，NRU为脱氮单元，S100为膜分离或变压吸附，HEXU为氦气回收及BOG再液化单元，BOG为液化天然气储罐闪蒸气，SLNG为洗涤液，CHE为粗氦气，RBOG为循环尾气，LIN为液氮，GAN为氮气，FUEL为燃料气，RNG循环天然气。
实施例一
如图1所示，本实施例提供一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺(副产LNG)，包括以下步骤：
S1、首先收集BOG气体01，LNG工厂大型平底储罐顶部排放的BOG气体通常需复热后送出，先将BOG气体01进行复热，再将复热后的BOG气体01直接和循环尾气12混合后得到物流A02；
S2、将物流A02引至压缩机C100中进行增压及冷却处理得到物流B04，压缩机C100的排压为5～20barA；
S3、将物流B04送入主换热器E200中，经过主换热器E200的第一通道EP201进行冷却降温至-175℃～-180℃后得到物流C05；
S4、将物流C05从洗涤塔T100的下端通入洗涤塔T100内，同时从洗涤塔T100的顶部向洗涤塔T100内通入过冷LNG06，冷却后的BOG气体01与过冷LNG06进行逆流接触，使得BOG气体01中的非He、H2组分被下降的过冷LNG液体洗涤并吸收至洗涤液体中，得到的物流D09集中于塔底液相中，绝大部分的He、H2组分则富集在洗涤塔T100的塔顶，塔顶引出物流I07经主换热器E200的第三通道EP203复热后产生的物流E08直接送至氦气精制单元；
S5、经洗涤塔T100底部收集的物流D09经节流阀10后闪蒸出其中的溶解He、H2组分，并通过气液分离罐V100进行分离，顶部气态物流J-11返回主换热器E200，经过主换热器E200的第四通道EP204回收冷量后返回至压缩机C100的入口，气液分离罐V100底部液体主要由CH4、C2H6、C3H6和N2等组成液化天然气，引出一股液体为物流F17，将物流F17送至洗涤液泵P200进行增压后并返回至主换热器E200的第二通道EP202进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔T100顶部形成过冷LNG06，气液分离罐V100底部引出另一股液体为物流G19，将物流G19引至产品增压泵P100，增压后的液化天然气20分成两股，其中一股增压后的液化天然物流H22返回至主换热器E200的第六通道EP206进行气化并回收冷量后得到物流I23并送至燃料气管网，另一股增压后的液化天然气物流L21送至液化天然气产品储罐。
常规的低温洗涤工艺在洗涤塔的中部和下部需要设置换热器进行取热，如洗涤塔T100的中部可以设置第六换热器E101，下部可以设置第七换热器E102，冷源可以采用液氮，但考虑到BOG气体01中绝大部分为甲烷组分，杂质组分很少，因此吸收热并不大，因此可以设置也可以不设置取热换热器，如果设置，那么在主换热器E200中利用液氮61冷量，图1中仅作示意。
整个冷箱的冷量补充由液氮61提供，液氮61经主换热器E200的第五通道EP205复热成常温氮气62直接经高点排放至大气或送至全厂氮气管网进行氮气的回收再利用。当原料BOG气量较大时，可以考虑将液氮系统更改氮气循环制冷系统，但需要增设压缩机及膨胀机组。
通常BOG再液化后N2组分含量会升高，会引起氦气回收及BOG再液化单元副产LNG中N2组分高于1v％，由于LNG工厂大型储罐容量十分巨大，此时将副产LNG与大型储罐中LNG混合后不会引起大储罐中LNG氮含量超标。
如果需要将提氦装置副产的LNG单独外卖，那么可以在提氦装置冷箱内设置脱氮塔将脱氮塔塔底液体中N2组分含量控制在1v％以内，以保证符合LNG产品规格要求，以及储罐的安全。
实施例二
如图2所示，本实施例与上述实施例的区别在于：本实施例提供一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺不副产LNG，气液分离罐V100底部引出另一股液体为物流G19，将物流G19引至产品增压泵P100，增压后的液化天然气20分成两股，其中一股所述增压后的液化天然气物流22返回至主换热器E200的第六通道EP206进行气化并回收冷量后得到物流I23，并送至燃料气管网，另一股所述增压后的液化天然气物流L21返回至主换热器E200的第五通道EP205复热，复热后得到物流K24作为循环天然气RNG返回原LNG工厂BOG尾气压缩机入口，经增压后返回原天然气液化冷箱入口。
实施例三
如图3所示，本实施例与上述实施例的区别在于：本实施例提供一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺(带脱氮塔)。
如果需要将提氦装置副产的LNG单独外卖时，那么需要设置脱氮塔T300，将再液化的BOG中溶解的N2组分脱除至含量1v％以内，以保证单独设置的LNG储罐的防止液体翻滚汽化的安全问题。
设置脱氮塔T300的塔底热源可由原料BOG提供，在主换热器E200中部抽出至塔底再沸器E302冷却后再返回主换热器E200继续换热至预定温度，塔底再沸器E302仅作示意；脱氮塔T300的塔顶冷源可由液氮提供，塔顶冷凝器E301仅作示意；脱氮塔T300塔底热源亦可由循环氮气提供，所有换热均可在塔底单独设置换热器亦可在主换热器E200内完成，图中仅作示意使用。
脱氮塔顶部出来的物流11，经复热后得到的RBOG气体送至增设的一个膜分离组件或者变压吸附装置S100进行大分子杂质与He、H2小分子物质分离，分离出来的小分子He、H2进入循环回BOG压缩机入口，最大程度回收溶解的He、H2组分。
具体通过以下步骤实现：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通入脱氮塔T300中脱除氮气，且同时溶解He、H2组分通过脱氮塔T300的顶部通道返回主换热器E200，经过主换热器E200的第四通道EP204回收冷量后进入膜分离组件，最后返回至压缩机C100的入口，脱氮塔T300底部的液化天然气中的一股送至洗涤液泵P200进行增压后并返回至主换热器E200的第二通道202进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔T100顶部，脱氮塔T300底部的液化天然气中的另一股引至产品增压泵P100，增压后的液化天然气20分成两股，其中一股直接充车作为副产LNG外卖。
实施例四
如图4所示，本实施例与上述实施例的区别在于：本实施例提供一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺(副产液氮)。
BOG中含氮量较高的时候，可以将氮组分单独分离出来作为副产液氮产品，此时需要配置氮压机C130及其对应冷却器E130，氮压机可以为多级氮压机，带级间冷却器及后冷却器，作为制冷循环为冷箱提供冷量。
经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通过闪蒸塔T200顶部返回至主换热器E200，经过主换热器E200的第四通道EP204复热后循环回压缩机C100的入口，保证He、H2组分的最大限度回收，闪蒸塔T200底部的液体再通入脱氮塔T300中脱除氮气，脱氮塔T300顶部副产液氮及低温氮气15，低温氮气15经主换热器E200的第五通道EP205复热后送至全厂氮气管网或者直接排放至大气。
制冷循环氮气经氮压机C130增压，换热器E130冷却后进入主换热器E200的第九通道EP209继续冷却再进入第一换热器E201’和第二换热器E302’分别为闪蒸塔T200和脱氮塔T300提供塔底再沸热源，经冷却后再经换主换热器E200的第八通道EP208，冷却后经节流阀减压后进入第三换热器E101’、第四换热器E102’及第五换热器E301’分别为洗涤塔T100及脱氮塔T300提供塔中/下部或者塔顶冷凝冷源，经换热后进入主换热器E200的第七通道EP207为整个换热器提供冷量补充，复热后完成一个制冷循环，需要说明的是，第三换热器E101’和第六换热器E101为同一换热器，在图4中方便理解画在在不同位置。
所述脱氮塔T300的操作压力为3～4barA。
实施例五
如图5所示，本实施例提供一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺(带闪蒸罐)。
本实施例通过利用一台闪蒸罐V100替代图4中的闪蒸塔T200，可以最大限度回收溶解在液相中的He、H2组分，整个流程可以大大简化，脱氮塔T300的设置与图4中脱氮塔T300一致，该精馏塔可以在塔顶副产液氮LIN，塔底副产利用BOG再液化的液化天然气LNG。
脱氮塔T300顶部正常只有痕量的不凝气排放，主要为N2，同时含有残余He、H2，可直接排放，亦可经主换热器E200复热后排放。
图5中的所有物流换热匹配均在主换热器E200内完成，洗涤塔T100和脱氮塔T300的塔中/塔顶/塔底换热均可在主换热器E200中完成，亦可设置单独换热器，图中仅作示意，整个冷量平衡不足部分由液氮提供。
如果氦气回收及BOG再液化单元设置在LNG工厂脱氮设施NRU下游，那么可以直接采用液氮洗工艺，将液氮替换过冷LNG对BOG气体进行洗涤，即可获得同样的效果，此处不再重复叙述。
氦气精制可以直接将粗氦气引至氦气精制单元进行处理，氦气精制单元可以采用常规的加氧脱氢工艺、直接燃烧再净化、航空航天推进试验尾气分离、核聚变氦气与氢气的分离工艺、或更为低温的氦氢深冷分离纯化工艺等，此处不再详细叙述。
综上，本发明在目前BOG直接部分冷凝工艺的基础上，将液化天然气预冷至-180℃以内，再将预冷后的液化天然气直接作为BOG气体01的洗涤液，送入洗涤塔T100顶部对进入洗涤塔T100底部BOG气体01进行逆流接触传质传热，即低温吸收，将BOG气体01中的除He、H2以外的大分子组分吸收下来，从而获得较高纯度的粗氦气，氦组分最高可达98v％，分离出的粗氦气由于杂质含量有限，因此下游氦气精制设施负荷大为降低，且相比于现有的直接采用冷凝法回收天然气中氦气的方法操作更简便；且粗氦气中的氦组分含量极高，粗氦气的流量大为减小，使得下游氦气精制单元更小，且本发明流程不需要多级闪蒸，设备数量少，脱出效率更高，流程更简单，同时还避免了液氮制冷需要真空泵维持负压，操作更加稳定。
对于本领域技术人员而言，显然本发明不限于上述示范性实施例的细节，而且在不背离本发明的精神或基本特征的情况下，能够以其他的具体形式实现本发明。因此，无论从哪一点来看，均应将实施例看作是示范性的，而且是非限制性的，本发明的范围由所附权利要求而不是上述说明限定，因此旨在将落在权利要求的等同要件的含义和范围内的所有变化囊括在本发明内，不应将权利要求中的任何附图标记视为限制所涉及的权利要求。
以上实施例仅表示发明的实施方式，本发明的保护范围不仅局限于上述实施例，对于本领域的技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明保护范围。

Claims (10)

1.一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于，包括以下步骤：
S1、首先收集BOG气体(01)，先将BOG气体(01)进行复热，再将复热后的BOG气体(01)直接和循环尾气(12)混合后得到物流A(02)；
S2、将物流A(02)引至压缩机(C100)中进行增压及冷却处理得到物流B(04)；
S3、将物流B(04)送入主换热器(E200)中，经过主换热器(E200)的第一通道(EP201)进行冷却降温至-175℃～-180℃后得到物流C(05)；
S4、将物流C(05)从洗涤塔(T100)的下端通入洗涤塔(T100)内，同时从洗涤塔(T100)的顶部向洗涤塔(T100)内通入过冷LNG(06)，冷却后的BOG气体(01)与过冷LNG(06)进行逆流接触，使得BOG气体(01)中的非He、H2组分被下降的过冷LNG液体洗涤并吸收至洗涤液体中，得到的物流D(09)集中于塔底液相中，绝大部分的He、H2组分则富集在洗涤塔(T100)的塔顶，经主换热器(E200)的第三通道(EP203)复热后产生的物流E(08)直接送至氦气精制单元；
S5、经洗涤塔(T100)底部收集的物流D(09)经节流阀(10)后闪蒸出其中的溶解He、H2组分。
2.根据权利要求1所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：所述BOG气体(01)来自净化后脱出大分子组分的天然气或LNG储罐顶部排放的蒸发气体。
3.根据权利要求1所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：所述压缩机(C100)的排压为5～20barA。
4.根据权利要求1所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通过气液分离罐(V100)分离后返回主换热器(E200)，经过主换热器(E200)的第四通道(EP204)回收冷量后返回至压缩机(C100)的入口，气液分离罐(V100)底部液体主要由CH4、C2H6、C3H6和N2等组成液化天然气，引出一股液体为物流F(17)，将物流F(17)送至洗涤液泵(P200)进行增压后并返回至主换热器(E200)的第二通道(EP202)进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔(T100)顶部形成过冷LNG(06)，气液分离罐(V100)底部引出另一股液体为物流G(19)，将物流G(19)引至产品增压泵(P100)，增压后的液化天然气(20)分成两股，其中一股所述增压后的液化天然气物流H(22)返回至主换热器(E200)的第六通道(EP206)进行气化并回收冷量后得到物流I(23)，将物流I(23)送至燃料气管网(23)。
5.根据权利要求4所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：另一股所述增压后的液化天然气物流L(21)直接送至液化天然气产品储罐；
所述主换热器(E200)上连接有液氮(61)，液氮(61)为主换热器(E200)提供冷量，液氮(61)经主换热器(E200)的第五通道(EP205)复热成常温氮气(62)直接经高点排放至大气或送至全厂氮气管网进行氮气的回收再利用。
6.根据权利要求4所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：另一股所述增压后的液化天然气物流L(21)经主换热器(E200)的第五通道(EP205)复热后作为循环天然气RNG返回原LNG工厂BOG尾气压缩机入口，经增压后返回原天然气液化冷箱入口。
7.根据权利要求4所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通入脱氮塔(T300)中脱除氮气，且同时溶解He、H2组分通过脱氮塔(T300)的顶部通道返回主换热器(E200)，经过主换热器(E200)的第四通道(EP204)回收冷量后返回至压缩机(C100)的入口，脱氮塔(T300)底部的液化天然气中的一股送至洗涤液泵(P200)进行增压后并返回至主换热器(E200)的第二通道(202)进行过冷，过冷后的洗涤液直接送入洗涤塔(T100)顶部，脱氮塔(T300)底部的液化天然气中的另一股引至产品增压泵(P100)，增压后的液化天然气(20)分成两股，其中一股直接充车作为副产LNG外卖。
8.根据权利要求7所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：所述溶解He、H2组分通入脱氮塔(T300)中脱除氮气操作控制脱氮塔(T300)底部的液化天然气中氮组分含量在1v％以内。
9.根据权利要求4所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于，还包括以下步骤：经过步骤S5闪蒸出的溶解He、H2组分通过闪蒸塔(T200)顶部返回至主换热器(E200)，经过主换热器(E200)的第四通道(EP204)复热后循环回压缩机(C100)的入口，闪蒸塔(T200)底部的液体再通入脱氮塔(T300)中脱除氮气，脱氮塔(T300)顶部副产液氮及低温氮气(15)，低温氮气(15)经主换热器(E200)的第五通道(EP205)复热后进入氮气管网或排入大气，制冷循环氮气经氮压机提高压力，冷却后进入主换热器(E200)的第九通道(EP209)，冷却后再进入第一换热器(E201’)和第二换热器(E302’)分别为闪蒸塔(T200)和脱氮塔(T300)提供塔底再沸热源，经冷却后再经换主换热器(E200)的第八通道(EP208)冷却后经节流阀节流减压后进入第三换热器(E101’)、第四换热器(E102’)及第五换热器(E301’)分别为洗涤塔(T100)及脱氮塔(T300)提供塔中/下部或者塔顶冷凝冷源，经换热后进入主换热器(E200)的第七通道(EP207)为整个换热器提供冷量补充，复热后完成一个制冷循环。
10.根据权利要求9所述的一种氦气回收的深冷洗涤分离工艺，其特征在于：所述脱氮塔(T300)的操作压力为3～4barA。
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