專利名稱：：一種化工尾氣的液化分離方法及設(shè)備的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種氣體液化分離方法及設(shè)備，特別涉及一種將由混合氣體組成的化工尾氣低溫液化分離的方法及設(shè)備。
背景技術(shù)：
：化工工業(yè)生產(chǎn)的尾氣，例如生產(chǎn)焦炭、煤氣的焦化廠的尾氣，煤基合成油的尾氣(或稱馳放氣)等，通常成分比較復(fù)雜，是一種混合氣體。例如有的除含有大量氫氣以外，還含有一氧化碳、氮?dú)狻跬?、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷及丁烷以上的各種烷烴。這些氣體混合物是重要的資源卻難以得到很好的利用，現(xiàn)有的采用變壓吸附、或膜分離的方法都存在回收率低，分離純度不高的缺點(diǎn)。本申請(qǐng)人之前曾提出了"一種空氣回?zé)崾降牡V井瓦斯氣的分離液化方法及設(shè)備"的中國(guó)發(fā)明專利，申請(qǐng)?zhí)?00810093653.3,該方法和設(shè)備主要用于礦井瓦斯氣的分離，其中只包括一個(gè)分餾塔，只能分離得到一種液體產(chǎn)品，無(wú)法分離得到多種可利用的產(chǎn)品，也不能處理含有多種氣體的化工工業(yè)尾氣。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是提供一種化工尾氣的低溫液化分離方法和設(shè)備，它能夠分離出三種以上產(chǎn)品。分離純度高、工藝筒單，能耗也低。為解決上述技術(shù)問(wèn)題，本發(fā)明所提出的方法的技術(shù)方案是一種混合可燃性化工尾氣的低溫液化分離方法，包括如下工藝步驟步驟一將化工尾氣凈化、干燥去除二氧化碳和水分；步驟二將干燥、凈化后的化工尾氣通入換熱器進(jìn)行冷卻；步驟三將冷卻后的化工尾氣通入第一分餾i^的中部，經(jīng)分餾塔底部的蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在分餾塔頂部得到脫除了液化石油氣的混合氣，分餾塔底部得到液化石油氣產(chǎn)品。步驟四將從第一分餾塔頂部分離出的氣體引入換熱器中繼續(xù)冷卻，再通入第二分鎦塔的中部。步驟五在第二分餾塔中，經(jīng)分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在分餾塔頂部得到脫除了液化天然氣的混合氣，分餾塔底部得到液化天然氣產(chǎn)品。進(jìn)一步，在步驟五中，也可將第二分餾:t荅頂部分離出的混合氣繼續(xù)冷卻后，再通入第三分餾塔的中部。在第三分餾塔中，經(jīng)分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在分餾塔頂部得到純度4艮高的氫氣，分餾塔底部得到幾乎全部的氮?dú)夂痛蟛糠值囊谎趸家后w。進(jìn)一步，所述第三分餾塔內(nèi)的工作壓力為0.1MPa(lMPa-10屮a)至3MPa,蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-195。C至-140°C，冷凝器的冷凝溫度為-235。C至-220。C。進(jìn)一步，當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為0.lMPa至0.5MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-195。C至-U(TC,冷凝器的冷凝溫度為-235。C至-220。C;當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為0.5MPa至lMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-180。C至-160。C,冷凝器的冷凝溫度為-23rC至-220。C;第三分餾塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-170。C至-15(TC，冷凝器的冷凝溫度為-230。C至-220°C;第三分餾塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-160。C至-14(TC,冷凝器的冷凝溫度為-232。C至-220。C。進(jìn)一步，將第三分餾塔頂部分離出的氫氣返回?fù)Q熱器的冷端，回收冷量。進(jìn)一步，將從步驟五中第二分餾塔頂部分離出的氣體直接返回?fù)Q熱器的冷端，回收冷量。進(jìn)一步，步驟二中，所述化工尾氣經(jīng)換熱器冷卻至-40。C以下，再經(jīng)閥門減壓，使其溫度繼續(xù)下降。進(jìn)一步，所述步驟三中，第一分餾塔的工作壓力為0.lMPa至3MPa，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-80。C至55。C，冷凝器的冷凝溫度為-165。C至-130°C。進(jìn)一步，當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為0.IMPa至0.5MPa時(shí)，t荅內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-80。C至-28。C，冷凝器的冷凝溫度為-165"C至-145。C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為0.5MPa至lMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-3(TC至-6。C,冷凝器的冷凝溫度為-155。C至-142。C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-l(TC至35°C，冷凝器的冷凝溫度為-150。C至-135。C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為25。C至55。C，冷凝器的冷凝溫度為-14(TC至-13(TC。進(jìn)一步，所述步驟四中，混合氣體經(jīng)換熱氣冷卻至-13(TC以下，再經(jīng)閥門減壓，使其溫度繼續(xù)下降。進(jìn)一步，所述步驟五中，第二分餾塔的工作壓力為1個(gè)大氣壓至30個(gè)大氣壓，塔中蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-165。C至-9(TC,冷凝器的冷凝溫度為-205。C至-160。C。進(jìn)一步，當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為0.IMPa至0.5MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-165。C至-133。C,冷凝器的冷凝溫度為-204。C至-182。C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為0.5MPa至IMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-142。C至-120。C，冷凝器的冷凝溫度為-192。C至-175°C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-129。C至-102。C,冷凝器的冷凝溫度為-185。C至-168。C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-112。C至-9rC，冷凝器的冷凝溫度為-178。C至-164。C。進(jìn)一步，所述步驟五中，經(jīng)換熱器，氣體冷卻至負(fù)180。C以下。進(jìn)一步，所述換熱器的冷量和冷凝器的冷量由一個(gè)制冷系統(tǒng)提供，所述制冷系統(tǒng)為氣體膨脹制冷系統(tǒng)或混合制冷劑制冷系統(tǒng)或液氮制冷系統(tǒng)。進(jìn)一步，所述系統(tǒng)中的原料氣可以先經(jīng)過(guò)分餾塔底部的蒸發(fā)器，為蒸發(fā)器提供熱量，同時(shí)原料氣本身得到預(yù)冷，然后再回到換熱器進(jìn)一步降溫后，再進(jìn)入分餾塔。進(jìn)一步，所述制冷系統(tǒng)中的制冷氣可以先經(jīng)過(guò)分餾塔底部的蒸發(fā)器為蒸發(fā)器提供熱量，同時(shí)制冷氣本身得到預(yù)冷，然后再引入換熱器中作為制冷氣。本發(fā)明還提供了一種采用上述化工尾氣低溫液化分離方法的設(shè)備，其中包括干燥凈化設(shè)備、制冷設(shè)備和液化分離設(shè)備；所述液化分離設(shè)備包括有換熱器和兩個(gè)分餾塔，干燥凈化設(shè)備的化工尾氣原料氣輸出管路與液化分離設(shè)備中的換熱器的原料氣輸入通道連接，制冷設(shè)備的制冷管路與液化分離設(shè)備的換熱器的制冷通道連接，所述液化分離設(shè)備的換熱器的原料氣輸出管道與位于分餾塔中部的原料氣輸入口相連；所述分餾塔頂部具有冷凝器，同時(shí)其頂部還設(shè)有氣體引出管道；分餾塔底部具有蒸發(fā)器，同時(shí)底部設(shè)有液態(tài)產(chǎn)品引出管道；所述第二分餾塔中部的的原料氣輸入口與第一分餾塔頂部的氣體引出管道相連。進(jìn)一步，所述液化分離設(shè)備中還設(shè)有第三分餾塔，分餾塔頂部具有冷凝器，同時(shí)其頂部還設(shè)有氣體引出管道；分餾塔底部具有蒸發(fā)器，同時(shí)底部設(shè)有液態(tài)產(chǎn)品引出管道，第三分餾塔中部的的原料氣輸入口與第二分餾塔頂部的氣體引出管道相連。進(jìn)一步，所述第二分餾塔頂部的氣體引出管道與換熱器相連后再與第三分餾塔中部的原料氣輸入口相連。進(jìn)一步，所述第二分餾塔頂部的氣體引出管道將低溫氣體引回到換熱器后，再連接到膨脹^L，然后再連接到換熱器。進(jìn)一步，所述第三分餾塔頂部的氣體輸出管道與換熱器相連回收冷量。進(jìn)一步，所述第一分餾塔頂部的氣體引出管道與換熱器相連后再與第二分餾塔中部的原料氣輸入口相連。進(jìn)一步，所述第一分餾塔頂部的氣體引出管道將低溫氣體引回到換熱器后，再連接到膨脹機(jī)，然后再連接到換熱器。進(jìn)一步，所述第二分餾塔頂部的氣體輸出管道與換熱器相連回收冷量。進(jìn)一步，所述分餾塔的蒸發(fā)器加熱管路與制冷介質(zhì)的預(yù)冷管路相連通。進(jìn)一步，所述分餾塔的蒸發(fā)器加熱管路也可以與原料氣預(yù)冷管路相連通。進(jìn)一步，所述制冷設(shè)備為氣體膨脹制冷設(shè)備或混合制冷劑制冷設(shè)備。進(jìn)一步，所述壓縮凈化設(shè)備的原料氣管道與液化分離設(shè)備中的換熱器的原料氣熱介質(zhì)通道連接，制冷設(shè)備與液化分離設(shè)備的換熱器制冷介質(zhì)通道連接。進(jìn)一步，所述壓縮凈化設(shè)備中可以包括壓縮機(jī)和原料氣凈化器；所述原料氣凈化器可以是分子篩吸附的凈化設(shè)備，也可以是由胺吸收塔與再生塔所組成的凈化系統(tǒng)。所述制冷設(shè)備可以是膨脹制冷，也可以用混合制冷劑制冷，也可以是液氮制冷。本發(fā)明中的方法和設(shè)備的有益效果是采用本發(fā)明中的方法和設(shè)備可以可以同時(shí)將化工尾氣中含有的多種氣體成分進(jìn)行分離，能夠更有效地利用含有各種氣體的化工尾氣，同時(shí)本發(fā)明中的方法簡(jiǎn)易、步驟少、易于操作且節(jié)能，其設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，能耗低，有利于推廣應(yīng)用。圖1為一種采用本發(fā)明所提出的化工尾氣液化分離方法的工藝流程圖。圖2為本發(fā)明的一種制冷設(shè)備和液化分離設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖。圖3為本發(fā)明的另一種制冷設(shè)備和液化分離設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖。圖4為本發(fā)明中分餾塔的結(jié)構(gòu)示意圖具體實(shí)施方式以下結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明的原理和特征進(jìn)行描述，所舉實(shí)例只用于解釋本發(fā)明，并非用于限定本發(fā)明的范圍。圖1為一種釆用本發(fā)明所提出的化工尾氣液化分離方法的工藝流程圖。如圖中所示，分離一種包含氫氣、一氧化碳、氮?dú)狻跬?、乙烯、丙烯及其他烷烴、炔烴在內(nèi)的混合氣體的具體步驟如下步驟101:將化工尾氣凈化、千燥去除二氧化碳和水分，步驟102:將凈化干燥后的化工尾氣通入換熱器中進(jìn)行冷卻；步驟103:將冷卻后的化工尾氣通入第一分餾塔的中部，經(jīng)該分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔頂部得到氫氣、一氧化碳、氮?dú)狻跬?、乙烯、少量乙烷組成的低溫混合氣體，該分餾塔底部得到高純度的液化石油氣；步驟104:將從第一分餾塔頂部分離出的氣體引入換熱器中繼續(xù)冷卻通入第二分餾塔的中部；在第二分餾塔中，經(jīng)該分餾》荅底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔頂部得到氫氣、一氧化碳、氮?dú)獾幕旌蠚怏w，該分餾塔底部得到高純度的液化天然氣液體；步驟105:第二分餾塔頂部分離出來(lái)的混合氣體引入換熱器中繼續(xù)冷卻后再通入第三分餾塔；在第三分餾塔中，經(jīng)分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔的頂部得到高純度的氫氣，該分餾塔的底部得到氮?dú)馀c一氧化碳的混合液體。所述分餾塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度、冷凝器的冷凝溫度與塔內(nèi)的工作壓力有關(guān)。分餾塔的工作壓力通常在0.lMPa至3MPa,壓力過(guò)高時(shí)雖然也能工作，但無(wú)明顯好處，反而要多消耗功。當(dāng)分餾塔的工作壓力在0.lMPa至3MPa(lMPa-1000000Pa)之間時(shí)，三個(gè)分餾塔的冷凝器冷凝溫度范圍與蒸發(fā)器蒸發(fā)溫度范圍分別如下面表格所示。<table>tableseeoriginaldocumentpage12</column></row><table>參閱圖2,為本發(fā)明的一種制冷設(shè)備和液化分離設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖。液化分離設(shè)備包括三級(jí)換熱器1、2、3和分餾塔4、5;分餾塔4頂部有冷凝器6，塔底部有蒸發(fā)器7;分餾塔5頂部有冷凝器8，塔底部有蒸發(fā)器9;冷凝器6、8的制冷管道與制冷系統(tǒng)的管道相連；蒸發(fā)器7的加熱管道與熱氮?dú)獾墓艿老噙B；蒸發(fā)器9的加熱管道與換熱器1的原料氣出口管道相連；原料氣管道依次與換熱器1、蒸發(fā)器9的加熱管道相連，然后再與分餾塔4中部連接；分餾塔4頂部的氣體管道再依次與換熱器2、3的原料氣管道相連；分餾塔4底部的液體管道依次與液體泵10、儲(chǔ)罐11連接；換熱器3的原料氣管道再通過(guò)減壓閥門12與分餾塔5的中部相連；分餾塔5頂部有氣體管道依次與換熱器3、2、l相連；分餾塔5底部還有液體管路與液體儲(chǔ)罐13相連。本發(fā)明一種實(shí)施例中的制冷設(shè)備為液氮制冷系統(tǒng)，采用了一臺(tái)液氮?dú)庖悍蛛x器14、空氣加熱器15、熱媒加熱器16。液氮?dú)庖悍蛛x器14的液體管道依次與冷凝器8、6的制冷管道相連接；然后再依次通過(guò)換熱器2、l的制冷氣管道和液氮?dú)庖悍蛛x器14的氣體管道匯合，并依次連接到空氣加熱器15、熱媒加熱器16,再連接到蒸發(fā)器7的加熱管道；蒸發(fā)器7的加熱管道再與熱媒加熱器16的氣體管道相連接；然后再連接到凈化系統(tǒng)的再生氣體管路；凈化系統(tǒng)采用了常規(guī)的分子篩吸附系統(tǒng)，這里不再敘述。液化分離工藝步驟如下1、將化工尾氣凈化、干燥去除二氧化碳和水分；2、將干燥、凈化后的化工尾氣通入換熱器1，使其溫度冷卻到攝氏負(fù)40度左右；3、將降溫后的化工尾氣通入第二分餾塔5的蒸發(fā)器9加熱管道，為其提供熱量，同時(shí)氣體溫度進(jìn)一步冷卻至-60。C~-80°C，氣體中一部分冷卻為液體；4、再將冷卻后的化工尾氣通入第一分餾塔4的中部，經(jīng)分餾塔底部的蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在分餾塔4的頂部得到氫氣、一氧化碳、氮?dú)?、甲烷、乙烯及少量乙烷等氣體，分餾塔4的底部得到大部分乙烷和丙烷、丙烯、丁烷及以上的液化石油氣產(chǎn)品。5、將液化石油氣產(chǎn)品用泵10加壓輸送到儲(chǔ)罐11中儲(chǔ)存。6、將從第一分餾塔4頂部分離出的氣體引入換熱器2、3中，繼續(xù)冷卻到-160度以下，經(jīng)過(guò)閥門減壓溫度繼續(xù)降低后，再通入第二分餾塔5的中部。7、在第二分餾i荅5中，經(jīng)分餾塔底部的蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在分餾;荅5的頂部得到氫氣、一氧化碳、氮?dú)獾葰怏w，分餾塔5的底部得到幾乎全部的液體曱烷，并含有少量的乙烷和很少量的一氧化碳的低溫液化天然氣液體。8、將液化天然氣液體產(chǎn)品輸送到儲(chǔ)罐13中儲(chǔ)存。上述液化分離過(guò)程中所需要的冷量是由液氮制冷系統(tǒng)提供的，液氮制冷系統(tǒng)的工藝步驟如下1、首先，液氮經(jīng)管道進(jìn)入液氮?dú)庖悍蛛x器14，液氮蒸汽從氣液分離器14的頂部出來(lái)，進(jìn)入空氣加熱器15加熱，液體氮?jiǎng)t從氣液分離器14的底部出來(lái)，依次經(jīng)過(guò)冷凝器8、6的制冷管道，為冷凝器提供冷量。2、液氮從冷凝器8、6的制冷管道出來(lái)，已經(jīng)蒸發(fā)為冷氮?dú)?，再?jīng)過(guò)換熱器2、l回收冷量，然后與氣液分離器14的頂部出來(lái)的氮?dú)鈪R合，進(jìn)入空氣加熱器15加熱。3、從空氣加熱器15出來(lái)的是常溫氮?dú)?，再進(jìn)入熱媒加熱器16進(jìn)一步加熱，溫度升高到7(TC至80。C，然后進(jìn)入第一分餾塔4的蒸發(fā)器7，為其提供熱量，同時(shí)氮?dú)鉁囟认陆怠?、然后氮?dú)庠龠M(jìn)入熱媒加熱器16進(jìn)一步加熱，溫度升高到25(TC,送到凈化系統(tǒng)的分子篩塔，做為再生氣體。參見(jiàn)圖3,為本發(fā)明的另一種制冷設(shè)備和液化分離設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖。其液化分離部分的換熱器、分餾塔與前一種基本相同，不再重復(fù)說(shuō)明。不同之處在于，制冷系統(tǒng)采用了混合制冷劑制冷的方法，混合制冷劑系統(tǒng)17是成熟的現(xiàn)有技術(shù)，在這里不需要敘述。只是在設(shè)備上，分餾塔的冷凝器6、8的制冷介質(zhì)管路是與混合制冷劑制冷設(shè)備的制冷管路連通，而不是像圖2那樣，與液氮管路相連通。此外，混合制冷系統(tǒng)是封閉式循環(huán)系統(tǒng)，制冷劑從換熱器出來(lái)要重新回到制冷機(jī)。因此，蒸發(fā)器7的加熱和分子篩的再生需要另外由其它氣體經(jīng)過(guò)加熱器16加熱后來(lái)實(shí)現(xiàn)。圖4所示為該發(fā)明所述分餾塔的結(jié)構(gòu)示意圖，圖中分餾塔的中部設(shè)有混合氣體引入管道17,頂部設(shè)有冷凝器18，同時(shí)還設(shè)有氣體引出管道19,底部設(shè)有蒸發(fā)器20，同時(shí)還設(shè)有液體產(chǎn)品引出管道21。以上所述僅為本發(fā)明的較佳實(shí)施例，并不用以限制本發(fā)明，凡在本發(fā)明的精神和原則之內(nèi)，所作的任何修改、等同替換、改進(jìn)等，均應(yīng)包含在本發(fā)明的保護(hù)范圍之內(nèi)。權(quán)利要求1.一種化工尾氣的液化分離方法，包括步驟如下步驟一將化工尾氣凈化、干燥去除二氧化碳和水分；步驟二將干燥、凈化后的化工尾氣通入換熱器進(jìn)行冷卻；步驟三將冷卻后的化工尾氣通入第一分餾塔的中部，經(jīng)該分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔頂部得到脫除了液化石油氣的混合氣，該分餾塔底部得到高純度的液化石油氣；步驟四將從第一分餾塔頂部分離出的混合氣引入換熱器中繼續(xù)冷卻，然后通入第二分餾塔的中部；步驟五在第二分餾塔中，經(jīng)該分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔頂部得到脫除了甲烷氣的混合氣，該分餾塔底部得到高純度的液化天然氣液體。2、如權(quán)利要求1中所述的一種方法，其特征在于，將步驟五中所述的第二分餾塔頂部分離出來(lái)的混合氣引入換熱器中繼續(xù)冷卻后再通入第三分餾塔；在第三分餾塔中，經(jīng)分餾塔底部蒸發(fā)器的蒸發(fā)和頂部冷凝器的冷凝、塔內(nèi)的氣體與液體進(jìn)行充分的質(zhì)、熱交換，在該分餾塔的頂部得到高純度的氬氣，該分餾塔的底部得到氮?dú)馀c一氧化碳的混合液體。3、如權(quán)利要求2中所述的一種方法，其特征在于，第二分餾塔頂部分離出來(lái)的混合氣經(jīng)換熱器冷卻后溫度為攝氏負(fù)180度以下。4、如權(quán)利要求2中所述的一種方法，其特征在于，所述混合氣體經(jīng)換熱器冷卻后再通入閥門減壓并冷卻。5、如權(quán)利要求2中所述的一種方法，其特征在于，第三分餾塔內(nèi)的工作壓力為0.lMPa至3MPa,蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-195。C至-140°C，冷凝器的冷凝溫度為-235。C至-220。C。6、如權(quán)利要求5所述的一種方法，其特征在于，當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為0.lMPa至0.5MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-195。C至-170。C，冷凝器的冷凝溫度為-235。C至-220。C;當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為0.5MPa至lMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-18(TC至-16(TC，冷凝器的冷凝溫度為-23rC至-220。C;當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-17(TC至-150。C，冷凝器的冷凝溫度為-23(TC至-22(TC;當(dāng)?shù)谌逐s塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-160。C至-140。C,塔內(nèi)冷凝器的冷凝溫度為-232。C至-220。C。7、如權(quán)利要求2所述的一種方法，其特征在于，將第三分餾塔頂部得到的氫氣返回到換熱器的冷端，回收冷量。8、如權(quán)利要求1所述的一種方法，其特征在于，在所述步驟五中，將從第二分餾塔塔頂分離出的混合氣體返回到換熱器的冷端回收冷量。9、如權(quán)利要求1或2所述的一種方法，其特征在于，步驟二中所述化工尾氣經(jīng)換熱器冷卻后溫度為-40。C以下。10、如權(quán)利要求9所述的一種方法，其特征在于，所述化工尾氣經(jīng)閥門減壓繼續(xù)冷卻。11、如權(quán)利要求1或2中所述的一種方法，其特征在于，所述步驟三中第一分餾塔的工作壓力為0.lMPa至3MPa，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-8(TC至55°C，冷凝器的冷凝溫度為-165。C至-130。C。12、如權(quán)利要求11所述的一種方法，其特征在于，所述步驟三中當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為0.lMPa至0.5MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-80。C至-28。C，冷凝器的冷凝溫度為-165。C至-145。C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為0.5MPa至lMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-30。C至-6。C，冷凝器的冷凝溫度為-155。C至-142°C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-10。C至35°C，冷凝器的冷凝溫度為-150'C至-135°C;當(dāng)?shù)谝环逐s塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為25。C至55°C，冷凝器的冷凝溫度為-140。C至-13(TC。13、如權(quán)利要求1或2所述的一種方法，其特征在于，步驟四中所述混合氣經(jīng)換熱器后溫度冷卻至-130°C以下。14、如權(quán)利要求11所述的一種方法，其特征在于，所述冷卻后的氣體經(jīng)閥門減壓繼續(xù)冷卻。15、如權(quán)利要求1或2所述的一種方法，其特征在于，所述步驟五中第二分餾塔的工作壓力為0.IMPa至3MPa，塔中蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-165。C至-90°C，冷凝器的冷凝溫度為-205。C至-16(TC。16、如權(quán)利要求15所述的一種方法，其特征在于，所述步驟五中當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為0.IMPa至0.5MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-165。C至-133。C，冷凝器的冷凝溫度為-204。C至-182。C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為0.5MPa至IMPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-142。C至-120°C，冷凝器的冷凝溫度為-192。C至-175。C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為lMPa至2MPa時(shí)，塔內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-129。C至-102。C，冷凝器的冷凝溫度為-185。C至-168。C;當(dāng)?shù)诙逐s塔的工作壓力為2MPa至3MPa時(shí)，i^內(nèi)蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度為-112。C至-9rC，冷凝器的冷凝溫度為-178。C至-164°C。17、如權(quán)利要求1或2所述的一種方法，其特征在于，所述步驟二中的混合尾氣先經(jīng)過(guò)分餾塔底部的蒸發(fā)器再回到換熱器。18、如權(quán)利要求1或2所述的一種方法，其特征在于，所述換熱器的冷量和冷凝器的冷量由一個(gè)制冷系統(tǒng)提供，所述制冷系統(tǒng)為一個(gè)氣體膨脹制冷系統(tǒng)或混合制冷劑制冷系統(tǒng)或液氮制冷系統(tǒng)。19、如權(quán)利要求18所述的一種方法，其特征在于，所述制冷系統(tǒng)的制冷氣先經(jīng)過(guò)分餾i荅底部的蒸發(fā)器，再引入換熱器。20、一種化工尾氣的液化分離設(shè)備，包括壓縮凈化設(shè)備、液化分離設(shè)備及制冷設(shè)備；所述壓縮凈化設(shè)備的化工尾氣原料氣的輸出管路與液化分離設(shè)備中換熱器的原料輸入通道連接，所述液化分離設(shè)備包括換熱器和第一分餾塔，所述換熱器的原料氣輸出通道與位于第一分餾塔中部的原料氣輸入口相連，所述制冷設(shè)備的制冷管路與液化分離設(shè)備換熱器的制冷通道連接，其特征在于所述液化分離設(shè)備還設(shè)有第二分餾塔，該分餾塔頂部具有冷凝器，同時(shí)其頂部還設(shè)有氣體引出管道；該分餾塔頂部具有蒸發(fā)器，同時(shí)其底部還設(shè)有液態(tài)產(chǎn)品引出管道，第一分餾塔頂部的氣體引出管道與第二分餾塔中部的原料氣輸入口相連。21、根據(jù)權(quán)利要求20所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述液化分離設(shè)備還設(shè)有第三分餾塔，該分餾塔頂部具有冷凝器，同時(shí)其頂部還設(shè)有氣體引出管道；該分餾塔底部具有蒸發(fā)器，同時(shí)其底部還設(shè)有液態(tài)產(chǎn)品引出管道，第二分餾塔頂部的氣體引出管道與第三分餾塔中部的原料氣輸入口相連。22、根據(jù)權(quán)利要求21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第二分鎦塔頂部的氣體引出管道經(jīng)過(guò)換熱器后再與第三分餾塔中部的原料氣輸入口相連。23、根據(jù)權(quán)利要求22所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第二分餾塔頂部的氣體引出管道將低溫氣體引回到換熱器后，再連接到膨脹機(jī)，然后再連接到換熱器。24、根據(jù)權(quán)利要求21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第三分餾塔頂部的氣體輸出管道與換熱器相連回收冷量。25、根據(jù)權(quán)利要求20所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第一分餾塔頂部的氣體引出管道與換熱器相連后再與第二分餾塔中部的原料氣輸入口相連。26、根據(jù)權(quán)利要求25所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第一分餾^t荅頂部的氣體引出管道將低溫氣體引回到換熱器后，再連接到膨脹機(jī)，然后再連接到換熱器。27、根據(jù)權(quán)利要求20所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述第二分餾塔頂部的氣體輸出管道與換熱器相連回收冷量。28、根據(jù)權(quán)利要求20或21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述各分餾塔的蒸發(fā)器加熱管路與制冷介質(zhì)的預(yù)冷管路相連通。29、根據(jù)權(quán)利要求20或21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述壓縮凈化設(shè)備的原料氣管道與液化分離設(shè)備中的換熱器的原料氣熱介質(zhì)通道連接，制冷設(shè)備與液化分離設(shè)備的換熱器制冷介質(zhì)通道連接。30、根據(jù)權(quán)利要求20或21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述壓縮凈化設(shè)備包括壓縮機(jī)和原料氣凈化器；所述原料氣凈化器是分子篩吸附的凈化設(shè)備，或者是由胺吸收塔與再生塔所組成的凈化系統(tǒng)。31、根據(jù)權(quán)利要求20或21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述各分餾塔的冷凝器的制冷介質(zhì)管路與換熱器的制冷介質(zhì)管路連通；分餾塔底部的液體管路可將液體引入到液體儲(chǔ)槽中。32、根據(jù)權(quán)利要求20或21所述的一種化工尾氣液化分離設(shè)備，其特征在于，所述制冷設(shè)備可以是氮?dú)馀蛎浿评浠蛘叩?、曱烷膨脹制冷，也可以用混合制冷劑制冷，也可用液氮制冷。全文摘要本發(fā)明涉及一種化工尾氣的分離液化方法及設(shè)備。其技術(shù)方案是將化工尾氣凈化并經(jīng)換熱器冷卻；將冷卻后的氣體通入第一分餾塔的中部，在第一分餾塔頂部得到脫除了液化石油氣的混合氣，底部得到液化石油氣產(chǎn)品；再將從第一分餾塔頂部分離出的混合氣進(jìn)一步冷卻后通入第二分餾塔中部，在第二分餾塔頂部又得到脫除了甲烷氣的混合氣，底部得到液化天然氣產(chǎn)品。也可將第二分餾塔頂部分離出的混合氣引入換熱器繼續(xù)冷卻，經(jīng)第三分餾塔繼續(xù)分離，從第三分餾塔頂部得到出氫氣，底部得到氮?dú)夂鸵谎趸蓟旌弦后w。本發(fā)明的方法和設(shè)備有效地分離和利用了工業(yè)尾氣，設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，能耗低，適于推廣。文檔編號(hào)F25J3/02GK101290184SQ200810114649公開(kāi)日2008年10月22日申請(qǐng)日期2008年6月5日優(yōu)先權(quán)日2008年6月5日發(fā)明者楊克劍申請(qǐng)人:北京國(guó)能時(shí)代能源科技發(fā)展有限公司;楊克劍