CN216946892U

CN216946892U - 一种带甲烷回收的液氮洗系统

Info

Publication number: CN216946892U
Application number: CN202220592248.1U
Authority: CN
Inventors: 孙彦泽; 樊义龙; 谷志杰; 肖超; 慕韩锋; 赵煜; 师博辉; 董永强; 卞潮渊
Original assignee: Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd
Current assignee: Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd
Priority date: 2022-03-18
Filing date: 2022-03-18
Publication date: 2022-07-12
Anticipated expiration: 2032-03-18

Abstract

本实用新型提供了一种带甲烷回收的液氮洗系统。该液氮洗系统采用低温精馏技术，利用洗涤塔塔顶送出气体再部分冷凝回流，采用回流液洗涤原料合成气、再通过设置脱氢闪蒸单元将溶解氢尽可能闪蒸出去，之后将主要为N₂和CH₄组分的液体经部分气化后送至脱氮塔进行N₂和CH₄组分的低温精馏，获得合成氨装置原料气和富甲烷气，而富氮气则直接排放。在原料合成气中甲烷和氮组分含量高时，该系统的优势尤为明显。

Description

一种带甲烷回收的液氮洗系统

技术领域

本实用新型属于合成气深冷分离、液化天然气以及合成氨领域，具体涉及一种带甲烷回收的液氮洗系统。

背景技术

常规的液氮洗工艺主要用于与下游合成氨装置配合，用于生产合成氨所需要的合成气，即氢气和氮气的混合气体，其中H₂与N₂的摩尔比例为3比1。通常来自液氮洗装置上游的原料合成气中的主要成分为氢，含有少量的N₂、Ar、CH₄以及CO组分，但这些除N₂外杂质组分与H₂相比含量少之又少，H₂占据绝大部分比例。

通常来自空分装置的高压氮气经液氮洗冷箱的换热器冷却液化后变成液氮，之后该液氮自液氮洗冷箱内洗涤塔的塔顶注入，作为洗涤塔塔顶回流液体与洗涤塔塔底进入的上升气体进行逆流接触，在逆流接触过程中发生传质传热，洗涤塔塔底上升气体中的杂质组分，如Ar、CH₄、CO等组分就会被塔顶流下的液氮洗涤吸收至液相内，完成和主要成分H₂的分离，最终在洗涤塔塔顶得到H₂和N₂的混合物，经冷箱内换热器复热后再与调配H₂/N₂摩尔比率的高压氮气混合后送至下游合成氨装置，而洗涤塔塔底最终会形成N₂、CH₄、CO等液体混合物，通常此股液体可以复热后作为燃料气送出。

当原料合成气中氮组分含量较高时，那么无需从空分装置引入高压氮气进入液氮洗冷箱，可利用自身在换热器冷却液化部分的液体节流制冷，如原料合成气中各组分的含量为65v％H₂、35v％N₂、2.5v％CH₄、0.5v％Ar及其它杂质组分，通过将液氮洗冷箱内洗涤塔塔底收集的冷凝原料合成气和塔顶流下的低温液体减压后送至洗涤塔塔顶换热釜内为洗涤塔塔顶冷凝气提供冷源，即可完成实现惰性及有害组分与氢和氮的分离，洗涤塔塔顶换热釜内液体气化后送至换热器复热后作为燃料气送出，通常该燃料气中含有15v％左右的CH₄、5v％左右的H₂、2v％左右的Ar及78v％左右的N₂，而H₂和N₂的混合物，约75v％H₂、约25v％N₂及痕量的Ar，则从洗涤塔塔顶冷凝器换热釜内送出，经换热器复热后送至下游合成氨装置做合成氨的原料。

通常从液氮洗涤塔塔底排出的液体经换热器复热后作为燃料气送出，该气体热值普遍不高。当原料合成气中CH₄组分含量较高时，如5v％以上甚至10v％左右，会增加燃料气的热值，但前提时N₂组分不增加，如果同时N₂组分含量也远高于下游合成氨所需的通常H₂/N₂摩尔比为3/1的含氮量时，以H₂/N₂摩尔比为3/x为例，当原料气中含氮量对应的H₂/N₂摩尔比中的x为1<x3.5时，尤其是N₂含量对应x值大于3时，洗涤塔塔底液体送至燃料气管网的氮气量过大，液氮洗涤塔塔底液体中含有较多的溶解氢，对下游脱氮塔塔顶来说温度过低且所需冷量也会很大，普通的分离塔并不能简单将三者分离开来。

基于以上因素，有必要设计出一种新型的液氮洗工艺系统。本实用新型采用低温精馏技术，利用液氮洗涤塔塔顶送出气体再部分冷凝回流，采用回流液洗涤原料合成气、再通过设置脱氢闪蒸单元将溶解氢尽可能闪蒸出去，之后将主要为N₂和CH₄组分的液体经部分气化后送至脱氮塔进行N₂和CH₄组分的低温精馏，获得合成氨装置原料气和富甲烷气，而富氮气则直接排放。在原料合成气中甲烷和氮组分含量高时，该系统的优势尤为明显。

实用新型内容

本实用新型的目的在于提供一种带甲烷回收的液氮洗系统，采用深冷分离技术，设置洗涤塔和脱氮塔，将原料合成气中的H₂、N₂组分直接富集于洗涤塔顶部，经主换热器部分冷凝后在洗涤塔塔顶凝液分离罐内气液分离，气相自主换热器复热后作为合成氨原料气(H₂+N₂混合物)送出，而液相则进入洗涤塔顶部作为洗涤塔回流液体洗涤吸收塔底上升气体中杂质组分使用，原料合成气中的CH₄、多余N₂组分则在脱氮塔中进行分离，塔顶部得到排放氮气，塔底得到液化天然气，可泵送或直接送至主换热器复热后作为制氢转化原料气或者燃料气送出，如果需要副产液化天然气，则从脱氮塔塔底抽出直接送至液化天然气产品储罐。

为了实现以上目的，本实用新型采用以下技术方案：

一种带甲烷回收的液氮洗系统，所述液氮洗系统包括：

主换热器、原料气液分离罐、洗涤塔、脱氢闪蒸单元、脱氮塔、洗涤塔塔顶凝液分离罐、原料合成气管线、合成氨合成气管线、闪蒸氢气管线、排放氮气管线和富甲烷气管线；

所述原料合成气管线经过所述主换热器的热通道后与所述原料气液分离罐的入口连接，所述原料气液分离罐的气相出口与所述洗涤塔的底部连接，液相出口与所述脱氢闪蒸单元的入口连接；

所述洗涤塔的顶部气相出口的连接管线经过所述主换热器的热通道后与所述洗涤塔塔顶凝液分离罐的入口连接；所述洗涤塔塔顶凝液分离罐的气相出口与所述合成氨合成气管线连接，所述合成氨合成气管线经过所述主换热器的冷通道；所述洗涤塔塔顶凝液分离罐的液相出口与所述洗涤塔的顶部连接；所述洗涤塔的底部液相出口与所述脱氢闪蒸单元的入口连接；

所述脱氢闪蒸单元的顶部气相出口与所述闪蒸氢气管线连接，所述闪蒸氢气管线经过所述主换热器的冷通道；所述脱氢闪蒸单元的底部液相出口的连接管线经过所述主换热器的冷通道后分为两路，一路与所述脱氮塔的顶部连接，另一路经过所述主换热器的冷通道之后与所述脱氮塔的中部连接；

所述脱氮塔的顶部气相出口与所述排放氮气管线连接，所述排放氮气管线经过所述主换热器的冷通道；所述脱氮塔的底部液相出口与所述富甲烷气管线连接。

使用本实用新型的液氮洗系统的工艺包括以下过程：

原料合成气经过主换热器的热通道冷却、降温及部分液化后进入原料气液分离罐进行气液分离，气相合成气进入洗涤塔的底部，液相合成气进入脱氢闪蒸单元中进行闪蒸释放溶解氢气。

气相合成气在洗涤塔底部作为上升气体与塔顶进入的塔顶冷凝液(液氮)进行逆流接触，在传质传热的过程中，气相合成气中的氩、甲烷、乙烷组分被塔顶冷凝液洗涤并被吸收于逆流而下的液相中，未被吸收的绝大部分氢气和大部分氮气自洗涤塔顶部送至主换热器的热通道部分冷凝后中抽出来并进入洗涤塔的洗涤塔塔顶凝液分离罐中进行气液分离，洗涤塔塔顶凝液分离罐顶部送出气相经主换热器的冷通道复热后送至下游合成氨装置原料气管线，而洗涤塔塔顶凝液分离罐的底部液相返回洗涤塔顶部作为回流液，洗涤塔底部上升气体中多余的氮气也会被冷凝下来，与氩、甲烷、乙烷和少量溶解氢组分富集于洗涤塔塔底，并送至脱氢闪蒸单元中进行闪蒸释放溶解氢。

为了最大限度脱除脱氢闪蒸单元的底部液体中的氢组分，同时还要保证脱氢闪蒸单元顶部气相最小的甲烷携带率，脱氢闪蒸单元的顶部气相经主换热器的冷通道复热后，可送至膜分离单元进行H₂和N₂组分的分离，之后与合成氨合成气混合后再送至合成氨装置原料气管线，亦可通过调整洗涤塔塔顶送出气相中的H₂/N₂摩尔比率，适当降低N₂组分含量后，也可以直接与脱氢闪蒸单元顶部送出气相混合再送至合成氨装置原料气管线，只要保持H₂/N₂的摩尔比为3/1即可。

脱氢闪蒸单元底部液相送至主换热器的冷通道小幅度升温后分成两股物流，其中一股物流进入脱氮塔顶部作为塔顶回流液使用，另一股物流进入主换热器的冷通道进行部分气化之后返回脱氮塔中部补充部分上升气体使用，促进N₂和CH₄组分的分离。

在脱氮塔内进行氮和甲烷组分的分离，在塔顶得到不纯排放氮气，在塔底得到富甲烷液体。自脱氮塔塔顶抽出气相送至主换热器的冷通道进行复热，复热后送至高点排放管线；脱氮塔的塔底富甲烷液体送至主换热器的冷通道进行复热，复热后送至富甲烷气管网，可以作为燃料气或者天然气转化原料气等使用。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述脱氢闪蒸单元为脱氢闪蒸罐或脱氢闪蒸塔；

当所述脱氢闪蒸单元为脱氢闪蒸塔时，所述原料气液分离罐的液相出口与所述脱氢闪蒸塔的上部连接，所述洗涤塔的底部液相出口与所述脱氢闪蒸塔的中部连接。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述脱氢闪蒸塔的塔底引出一液相管线，该液相管线经过所述主换热器的冷通道后返回所述脱氢闪蒸塔的塔底，以实现脱氢闪蒸塔的塔底再沸，在脱氢闪蒸塔内，氢组分被塔底再沸热源蒸发至塔顶气相中，通过该脱氢闪蒸塔的设置可以将原料气中的氢组分全部回收至合成氨合成气中。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述闪蒸氢气管线在经过所述主换热器的冷通道之后设置有闪蒸气压缩机，在所述闪蒸气压缩机之后分为两路，一路与经过主换热器冷通道之后的所述合成氨合成气管线连接，一路与未经过主换热器热通道的所述原料合成气管线连接。

闪蒸氢气在经主换热器冷通道复热后进入闪蒸气压缩机，由于主要成分为H₂+N₂，极少量Ar和痕量的CH₄不会影响合成氨惰性气量，可将经闪蒸气压缩机增压的闪蒸氢气引支路送至合成氨合成气管网，此时需要微调洗涤塔携带N₂组分量，两股物流合并后保持H₂/N₂摩尔比为3/1即可；亦可通过支路送至原料气管网，不论哪种方式均可实现H₂组分99.8％的回收率，仅有不到0.2％的未闪蒸出的溶解氢会跟随脱氢闪蒸单元底部液相进入脱氮塔，随排放氮气直接排放，此处不再叙述。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述脱氮塔的塔底引出一液相管线，该液相管线经过所述主换热器的冷通道后返回所述脱氮塔的塔底。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述脱氮塔的顶部气相出口的连接管线经过所述主换热器的热通道后与脱氮塔塔顶凝液分离罐的入口连接；所述脱氮塔塔顶凝液分离罐的气相出口与所述排放氮气管线连接，所述排放氮气管线经过所述主换热器的冷通道；所述脱氮塔塔顶凝液分离罐的液相出口与所述脱氮塔的顶部连接。更优选地，此时，所述脱氢闪蒸单元的底部液相出口的连接管线经过所述主换热器的冷通道后分为两路，与所述脱氮塔的顶部连接的一路更改为与所述脱氮塔的中上部连接，以保证甲烷组分最小携带量。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述富甲烷气管线上设置有液体甲烷泵；所述富甲烷气管线在所述液体甲烷泵之后，经过所述主换热器之前，引出一支路作为液化天然气管线，以副产液化天然气，将LNG送至液化天然气储罐即可。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述原料气液分离罐的液相出口与所述脱氢闪蒸单元的连接管线上设置有节流阀；原料气液分离罐的底部液相合成气经节流阀减压后进入脱氢闪蒸单元中进行闪蒸释放溶解氢气。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述洗涤塔的底部液相出口与所述脱氢闪蒸单元的连接管线上设置有减压阀。洗涤塔的塔底液相经减压阀减压后送至脱氢闪蒸单元中进行闪蒸释放溶解氢。

根据本实用新型的液氮洗系统，优选地，所述主换热器的冷量平衡由氮循环制冷系统提供。氮循环制冷系统包括氮压缩机、膨胀机、液氮分离罐以及相应阀门、管路等。制冷循环还可以采用其它介质，如混合冷剂等，也可以采用单循环或者双循环等。

本实用新型的液氮洗系统可用于新建合成氨工厂中，亦可用于现有合成氨工艺的改造，获得的富甲烷气体可作为高品质原料气或者高热值燃料气，还可以降低燃料气管网氮组分的含量。

本实用新型的液氮洗系统可实现氢组分绝大部分富集于合成氨合成气中，经洗涤塔顶部送出气体部分冷凝后的气相送出，洗涤塔底部液相经脱氢闪蒸单元闪蒸后，闪蒸排放气相主要成分为H₂和N₂，H₂/N₂摩尔比率为1/2左右，可经压缩机增压后送至膜分离进行提氢并返回原料合成气中，亦可直接送至合成氨合成气中，通过洗涤塔调节送出H₂/N₂比率即可实现汇合后的总H₂/N₂为3/1即可，闪蒸罐底部液体经部分复热送至脱氮塔进行分离，脱氮塔所产的富甲烷气或液化天然气含氮组分<1v％的安全阈值，所产的排放氮气中痕量杂质为H₂和CH₄，满足排放标准。

由于脱氮塔塔底液相中要求氮组分小于1v％，是基于液化天然气存储安全考虑，可以大幅度降低液化天然气大型储罐中液化天然气因密度差而引起的液体翻滚汽化现象，可避免液化天然气大型储罐的安全事故。

附图说明

在此描述的附图仅用于解释目的，而不意图以任何方式来限制本实用新型公开的范围。另外，图中的各部件的形状和比例尺寸等仅为示意性的，用于帮助对本实用新型的理解，并不是具体限定本实用新型各部件的形状和比例尺寸。本领域的技术人员在本实用新型的教导下，可以根据具体情况选择各种可能的形状和比例尺寸来实施本实用新型。

图1为一优选实施例中一种带甲烷回收的液氮洗系统及工艺流程简图。

图2为一优选实施例中一种带甲烷回收的液氮洗系统及工艺流程简图(带闪蒸气循环)。

图3为一优选实施例中一种带甲烷回收的液氮洗系统及工艺流程简图(带脱氢闪蒸塔)。

图4为一优选实施例中一种带甲烷回收的液氮洗系统及工艺流程简图(带脱氮塔冷凝器)。

附图标记说明：

E100 主换热器；

EH110～EH130、EH190 热通道；

EC110～EC180、EC115、EC181、EC182 冷通道；

101～124、130～137、140～145 管线；

V110 原料气液分离罐；

V120 洗涤塔塔顶凝液分离罐；

C110 洗涤塔；

V130 脱氢闪蒸罐；

K200 闪蒸气压缩机；

C115 脱氢闪蒸塔；

C120 脱氮塔；

P100 液体甲烷泵；

K100 氮压机；

V140 液氮分离罐；

T100 膨胀机；

SCOG Semi-Coke Offgas/兰炭尾气(原料合成气)；

ASG Ammonia Synthesis Gas/合成氨合成气；

LIN Liquid Nitrogen/液氮；

HFG Hydrogen Flash Gas/闪蒸氢气；

VENT Vent Gas/排放氮气；

MRG Methane Rich Gas/富甲烷气；

LNG Liquefied Natural Gas/液化天然气；

HPN High Pressure Nitrogen/高压氮气；

LPN Low Pressure Nitrogen/低压氮气。

具体实施方式

为了更清楚地说明本实用新型，下面结合优选实施例和附图对本实用新型做进一步的说明。附图中相似的部件以相同的附图标记进行表示。本领域技术人员应当理解，下面所具体描述的内容是说明性的而非限制性的，不应以此限制本实用新型的保护范围。

如图1所示，本实用新型为应用于与合成氨装置相结合的液氮洗系统。

来自上游合成气制气工段的原料合成气进入液氮洗装置前，通常会经过变换装置将合成气中的一氧化碳组分通过水汽变换生成二氧化碳和氢气，之后再进入胺洗脱碳装置将二氧化碳组分脱出至30ppmv左右，再进入烷基化反应器进行一氧化碳和二氧化碳分别与氢反应生成甲烷，将两种杂质组分脱除，之后再经过液氮洗装置入口设置的分子筛吸附器进行干燥脱水和痕量二氧化碳组分的彻底脱除(小于1ppmv)，以免痕量水分和二氧化碳在深冷分离过程中冻结堵塞设备或者管道等。

原料合成气(兰炭尾气SCOG)经管线101进入主换热器E100(优选低温板翅式换热器)，温度可在0～15℃温度范围波动，经热通道EH110冷却、降温及部分液化后(-173℃左右)，经由管线102进入原料气液分离罐V110进行气液分离，气相合成气经管线103进入洗涤塔C110底部，原料气液分离罐V110底部液相合成气经管线104至节流阀减压后经管线112进入脱氢闪蒸罐V130中进行闪蒸释放溶解氢气。

气相合成气在洗涤塔C110(根据原料气压力，洗涤塔操作压力可在9～35barA范围选择)底部作为上升气体与塔顶经管线107进入的塔顶冷凝液(主要为氮组分，-180℃左右)进行逆流接触，在传质传热的过程中，气相合成气中的氩、甲烷、乙烷组分被塔顶冷凝液洗涤并被吸收于逆流而下的液相中，未被吸收的绝大部分氢气和大部分氮气自洗涤塔顶部连接管线105送至主换热器E100的热通道EH120部分冷凝后中抽出来并经管线106进入洗涤塔塔顶凝液分离罐V120中进行气液分离，洗涤塔塔顶凝液分离罐V120顶部送出气相经管线108进入主换热器E100的冷通道EC110复热后作为合成氨合成气(ASG)经管线109送至下游合成氨装置原料气管线，而洗涤塔塔顶凝液分离罐V120底部液相液沿管线107返回洗涤塔C110顶部作为回流液，洗涤塔C110底部上升气体中多余的氮气也会被冷凝下来，与氩、甲烷、乙烷和少量溶解氢组分富集于洗涤塔塔底，并经管线110、减压阀减压及管线111送至脱氢闪蒸罐V130中进行闪蒸释放溶解氢。

为了最大限度脱除脱氢闪蒸罐V130底部液体中的氢组分(根据原料气压力，脱氢闪蒸罐操作压力可在2-10barA范围选择)，同时还要保证脱氢闪蒸罐V130顶部气相(闪蒸氢气(HFG))最小的甲烷携带率，脱氢闪蒸罐V130顶部气相经连接管线113送至主换热器E100的冷通道EC120复热后，经主换热器E100出口管线114送出，可以直接经压缩机(图中省略)增压后送至膜分离单元进行H₂和N₂组分的分离。

脱氢闪蒸罐V130底部液相经管线115送至主换热器E100的冷通道EC130小幅度升温后(主要用于洗涤塔C110塔顶气相部分冷凝的冷源)，自主换热器E100出口沿管线116再分成两股物流，其中一股物流沿管线117进入脱氮塔C120顶部作为塔顶回流液使用，另一股物流沿管线118进入主换热器E100的冷通道EC150进行部分气化之后自管线119返回脱氮塔C120中部补充部分上升气体使用，促进N₂和CH₄组分的分离，同时降低塔底再沸器的负荷。

脱氮塔C120塔底再沸采用将塔底引出管线123将液体送至主换热器E100的冷通道EC170进行部分气化后，通过管线124返回脱氮塔C120塔底，将主换热器E100与脱氮塔塔底再沸相结合在一起，可以减少换热器数量。

在脱氮塔C120内进行氮和甲烷组分的分离(根据下游低压氮气或燃料气操作压力，脱氮塔操作压力可选在3.5barA左右)，在塔顶得到不纯排放氮气，在塔底得到富甲烷液体，塔底富甲烷液体中含氮量控制在<1v％。自脱氮塔C120塔顶抽出气相(排放氮气VENT)，经管线114送至主换热器E100的冷通道EC140进行复热，复热后经主换热器E100出口管线115送至高点排放管线；脱氮塔C120塔底富甲烷液体经管线120抽出至液体甲烷泵P100，增压后经泵出口管线121送至主换热器E100的冷通道EC160进行复热，复热后自主换热器E100出口管线122作为富甲烷气(MRG)送至富甲烷气管网，可以作为燃料气或者天然气转化原料气等使用。

整个冷箱冷量平衡由氮循环制冷系统提供，氮循环制冷系统包括：氮压机K100、膨胀机T100、液氮分离罐V140以及相应阀门、管路等组成。制冷循环可以采用其它介质，如混合冷剂等，也可以采用单循环或者双循环等工艺，此处仅以常规氮循环制冷系统为例。

经氮压机K100压缩后的高压氮气HPN(操作压力一般不超过42barA)经管线130进入主换热器E100的热通道EH130后冷却到一定温度，如110℃左右后，自热通道EH130中部抽出一股高压氮气，经管线136送至膨胀机T100(出口操作压力一般不低于1.5barA)进行低温膨胀制冷，另一股高压氮气则继续冷却直至液化并过冷后经主换热器E100出口管线131、节流阀减压(出口操作压力一般不低于1.5barA)及管线132进入液氮分离罐V140，液氮分离罐V140顶部气相经连接管线133进入主换热器冷通道EC180进行复热，液氮分离罐V140底部液氮经连接管线134进入主换热器冷通道EC182复热相变后与复热的低温氮气在冷通道EC180低温段汇合，继续复热后再与来自管线137进入主换热器E100冷通道EC181复热的膨胀低温氮气汇合，之后自主换热器E100出口管线135送至氮压机K100入口，完成一个氮制冷循环。膨胀机T100可以用来驱动氮压机K100的某一段，在保证转子平衡及两侧密封匹配的前提下，可选在二者轴功相互匹配段进行配对，此处不再叙述。

如图2所示，另一优选实施例中的液氮洗系统与图1的区别在于闪蒸氢气(HFG)在经主换热器E100复热后进入闪蒸气压缩机K200，由于主要成分H₂+N₂，极少量Ar和痕量的CH₄不会影响合成氨惰性气量，可将经闪蒸气压缩机K200增压的闪蒸气经管线140引分支管线142与管线109合并送至合成氨合成气管网，此时需要微调洗涤塔携带N₂组分量，两股物流合并后保持H₂/N₂摩尔比为3/1即可；亦可通过分支管线141与管线101合并送至原料气管网，不论哪种方式均可实现H₂组分99.8％的回收率，仅有不到0.2％的未闪蒸出的溶解氢会跟随闪蒸气分离罐底部液相进入脱氮塔C120，随排放氮气直接排放，此处不再叙述；如果需要副产液化天然气LNG那么可以在液体甲烷泵P100出口管线引出分支管线143将LNG送至液化天然气储罐即可。

如图3所示，另一优选实施例中的液氮洗系统与图2的区别在于：脱氢闪蒸罐V130由脱氢闪蒸塔C115替代，脱氢闪蒸塔C115塔底再沸由主换热器E100的冷通道EC115来提供，塔底液体部分经管线144引至主换热器E100冷通道EC115入口，部分气化后经主换热器E100出口管线145返回脱氢闪蒸塔C155塔底，在脱氢闪蒸塔C115内，氢组分被塔底再沸热源蒸发至塔顶气相中，通过该脱氢闪蒸塔的设置可以将原料气中的氢组分全部回收至合成氨合成气中。

如图4所示，另一优选实施例中的液氮洗系统与图3的最主要区别在于，增加脱氮塔C120塔顶冷凝器，也就是在主换热器E100中设置热通道EH190(亦可设置单独换热器)，用于将脱氮塔顶排放气体经管线114A部分冷凝后经管线114B引至脱氮塔塔顶凝液分离罐V150，气液分离之后气相经管线114送至主换热器E100复热后作为排放氮气(VENT)送出排放，而液相则经管线114C回流至脱氮塔C120顶部(此时，管线117需要连接至脱氮塔的中上部位置，以保证甲烷组分最小携带量)，目的在于控制脱氮塔C120塔顶排放气体中的甲烷携带量，以满足环保要求，如在排放氮气中不高于500ppmv，冷量匹配可以通过氮循环制冷机组提供，冷量温度匹配基本不受影响，完全可以采用同样的配置流程。

本领域技术人员容易理解的，以上图4系统中与图3系统的区别设置也可以在图1或图2系统的基础上设置，图2中的管路143(液化天然气(LNG)管线)也可以设置与图1的系统中。

以下表1为使用图1系统进行的一具体应用例的物料参数表。其中，含有较高甲烷、氮组分的原料合成气组成：氢气＝41.94v％；氮气＝47.17v％；氩气＝0.56v％；甲烷＝9.50v％；乙烷＝0.83v％。该原料合成气为净化、变换、脱碳、烷基化及分子筛纯化后的兰炭尾气SCOG，以原料合成气代称。

表1：物料参数表

本实用新型的系统可将原料合成气中的氢气全部回收(考虑到脱氢闪蒸罐顶部回收，如果脱氢闪蒸罐顶部气体不回收，那么氢组分的回收率通常不低于92％；如果脱氢闪蒸罐顶部气体回收，那么氢组分的回收率为99.8％；如果设置脱氢闪蒸塔，那么氢组分的回收率为100％，排放氮气中不再含有氢组分)，同时可以副产富甲烷气或者液化天然气(甲烷回收率至少可以达到92％)，使得整个液氮洗大流程更为合理，不会因原料合成气中甲烷组分和氮组分高(超过氢/氮摩尔比率的3/1要求，相对而言氮含量过高对甲烷组分影响更大，因为甲烷组分与氮组分相比而言要少得多)而造成洗涤塔底部所产燃料气热值低、大量氮组分进入燃料气系统，还可回收高附加值的富甲烷气体，且本实用新型系统所需要设备数量少，脱出效率更高，流程更简单，操作更加稳定。

显然，本实用新型的上述实施例仅仅是为清楚地说明本实用新型所作的举例，而并非是对本实用新型的实施方式的限定，对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动，这里无法对所有的实施方式予以穷举，凡是属于本实用新型的技术方案所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本实用新型的保护范围之列。

Claims

1.一种带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述液氮洗系统包括：

2.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述脱氢闪蒸单元为脱氢闪蒸罐或脱氢闪蒸塔；

3.根据权利要求2所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述脱氢闪蒸塔的塔底引出一液相管线，该液相管线经过所述主换热器的冷通道后返回所述脱氢闪蒸塔的塔底。

4.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述闪蒸氢气管线在经过所述主换热器的冷通道之后设置有闪蒸气压缩机，在所述闪蒸气压缩机之后分为两路，一路与经过主换热器冷通道之后的所述合成氨合成气管线连接，一路与未经过主换热器热通道的所述原料合成气管线连接。

5.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述脱氮塔的塔底引出一液相管线，该液相管线经过所述主换热器的冷通道后返回所述脱氮塔的塔底。

6.根据权利要求1-5任一项所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述脱氮塔的顶部气相出口的连接管线经过所述主换热器的热通道后与脱氮塔塔顶凝液分离罐的入口连接；所述脱氮塔塔顶凝液分离罐的气相出口与所述排放氮气管线连接，所述排放氮气管线经过所述主换热器的冷通道；所述脱氮塔塔顶凝液分离罐的液相出口与所述脱氮塔的顶部连接。

7.根据权利要求6所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述脱氢闪蒸单元的底部液相出口的连接管线经过所述主换热器的冷通道后分为两路，与所述脱氮塔的顶部连接的一路更改为与所述脱氮塔的中上部连接。

8.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述富甲烷气管线上设置有液体甲烷泵；

所述富甲烷气管线在所述液体甲烷泵之后，经过所述主换热器之前，引出一支路作为液化天然气管线。

9.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述原料气液分离罐的液相出口与所述脱氢闪蒸单元的连接管线上设置有节流阀；

所述洗涤塔的底部液相出口与所述脱氢闪蒸单元的连接管线上设置有减压阀。

10.根据权利要求1所述带甲烷回收的液氮洗系统，其特征在于，所述主换热器的冷量平衡由氮循环制冷系统提供。