专利名称：：一种化工尾气的液化分离方法及设备的制作方法
技术领域：
：本发明涉及一种气体液化分离方法及设备，特别涉及一种将由混合气体组成的化工尾气低温液化分离的方法及设备。
背景技术：
：化工工业生产的尾气，例如生产焦炭、煤气的焦化厂的尾气，煤基合成油的尾气(或称驰放气)等，通常成分比较复杂，是一种混合气体。例如有的除含有大量氢气以外，还含有一氧化碳、氮气、曱烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷及丁烷以上的各种烷烃。这些气体混合物是重要的资源却难以得到很好的利用，现有的采用变压吸附、或膜分离的方法都存在回收率低，分离纯度不高的缺点。本申请人之前曾提出了"一种空气回热式的矿井瓦斯气的分离液化方法及设备"的中国发明专利，申请号200810093653.3,该方法和设备主要用于矿井瓦斯气的分离，其中只包括一个分馏塔，只能分离得到一种液体产品，无法分离得到多种可利用的产品，也不能处理含有多种气体的化工工业尾气。
发明内容本发明所要解决的技术问题是提供一种化工尾气的低温液化分离方法和设备，它能够分离出三种以上产品。分离纯度高、工艺筒单，能耗也低。为解决上述技术问题，本发明所提出的方法的技术方案是一种混合可燃性化工尾气的低温液化分离方法，包括如下工艺步骤步骤一将化工尾气净化、干燥去除二氧化碳和水分；步骤二将干燥、净化后的化工尾气通入换热器进行冷却；步骤三将冷却后的化工尾气通入第一分馏i^的中部，经分馏塔底部的蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在分馏塔顶部得到脱除了液化石油气的混合气，分馏塔底部得到液化石油气产品。步骤四将从第一分馏塔顶部分离出的气体引入换热器中继续冷却，再通入第二分镏塔的中部。步骤五在第二分馏塔中，经分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在分馏塔顶部得到脱除了液化天然气的混合气，分馏塔底部得到液化天然气产品。进一步，在步骤五中，也可将第二分馏:t荅顶部分离出的混合气继续冷却后，再通入第三分馏塔的中部。在第三分馏塔中，经分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在分馏塔顶部得到纯度4艮高的氢气，分馏塔底部得到几乎全部的氮气和大部分的一氧化碳液体。进一步，所述第三分馏塔内的工作压力为0.1MPa(lMPa-10屮a)至3MPa,蒸发器的蒸发温度为-195。C至-140°C，冷凝器的冷凝温度为-235。C至-220。C。进一步，当第三分馏塔的工作压力为0.lMPa至0.5MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-195。C至-U(TC,冷凝器的冷凝温度为-235。C至-220。C;当第三分馏塔的工作压力为0.5MPa至lMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-180。C至-160。C,冷凝器的冷凝温度为-23rC至-220。C;第三分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-170。C至-15(TC，冷凝器的冷凝温度为-230。C至-220°C;第三分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-160。C至-14(TC,冷凝器的冷凝温度为-232。C至-220。C。进一步，将第三分馏塔顶部分离出的氢气返回换热器的冷端，回收冷量。进一步，将从步骤五中第二分馏塔顶部分离出的气体直接返回换热器的冷端，回收冷量。进一步，步骤二中，所述化工尾气经换热器冷却至-40。C以下，再经阀门减压，使其温度继续下降。进一步，所述步骤三中，第一分馏塔的工作压力为0.lMPa至3MPa，塔内蒸发器的蒸发温度为-80。C至55。C，冷凝器的冷凝温度为-165。C至-130°C。进一步，当第一分馏塔的工作压力为0.IMPa至0.5MPa时，t荅内蒸发器的蒸发温度为-80。C至-28。C，冷凝器的冷凝温度为-165"C至-145。C;当第一分馏塔的工作压力为0.5MPa至lMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-3(TC至-6。C,冷凝器的冷凝温度为-155。C至-142。C;当第一分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-l(TC至35°C，冷凝器的冷凝温度为-150。C至-135。C;当第一分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为25。C至55。C，冷凝器的冷凝温度为-14(TC至-13(TC。进一步，所述步骤四中，混合气体经换热气冷却至-13(TC以下，再经阀门减压，使其温度继续下降。进一步，所述步骤五中，第二分馏塔的工作压力为1个大气压至30个大气压，塔中蒸发器的蒸发温度为-165。C至-9(TC,冷凝器的冷凝温度为-205。C至-160。C。进一步，当第二分馏塔的工作压力为0.IMPa至0.5MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-165。C至-133。C,冷凝器的冷凝温度为-204。C至-182。C;当第二分馏塔的工作压力为0.5MPa至IMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-142。C至-120。C，冷凝器的冷凝温度为-192。C至-175°C;当第二分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-129。C至-102。C,冷凝器的冷凝温度为-185。C至-168。C;当第二分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-112。C至-9rC，冷凝器的冷凝温度为-178。C至-164。C。进一步，所述步骤五中，经换热器，气体冷却至负180。C以下。进一步，所述换热器的冷量和冷凝器的冷量由一个制冷系统提供，所述制冷系统为气体膨胀制冷系统或混合制冷剂制冷系统或液氮制冷系统。进一步，所述系统中的原料气可以先经过分馏塔底部的蒸发器，为蒸发器提供热量，同时原料气本身得到预冷，然后再回到换热器进一步降温后，再进入分馏塔。进一步，所述制冷系统中的制冷气可以先经过分馏塔底部的蒸发器为蒸发器提供热量，同时制冷气本身得到预冷，然后再引入换热器中作为制冷气。本发明还提供了一种采用上述化工尾气低温液化分离方法的设备，其中包括干燥净化设备、制冷设备和液化分离设备；所述液化分离设备包括有换热器和两个分馏塔，干燥净化设备的化工尾气原料气输出管路与液化分离设备中的换热器的原料气输入通道连接，制冷设备的制冷管路与液化分离设备的换热器的制冷通道连接，所述液化分离设备的换热器的原料气输出管道与位于分馏塔中部的原料气输入口相连；所述分馏塔顶部具有冷凝器，同时其顶部还设有气体引出管道；分馏塔底部具有蒸发器，同时底部设有液态产品引出管道；所述第二分馏塔中部的的原料气输入口与第一分馏塔顶部的气体引出管道相连。进一步，所述液化分离设备中还设有第三分馏塔，分馏塔顶部具有冷凝器，同时其顶部还设有气体引出管道；分馏塔底部具有蒸发器，同时底部设有液态产品引出管道，第三分馏塔中部的的原料气输入口与第二分馏塔顶部的气体引出管道相连。进一步，所述第二分馏塔顶部的气体引出管道与换热器相连后再与第三分馏塔中部的原料气输入口相连。进一步，所述第二分馏塔顶部的气体引出管道将低温气体引回到换热器后，再连接到膨胀^L，然后再连接到换热器。进一步，所述第三分馏塔顶部的气体输出管道与换热器相连回收冷量。进一步，所述第一分馏塔顶部的气体引出管道与换热器相连后再与第二分馏塔中部的原料气输入口相连。进一步，所述第一分馏塔顶部的气体引出管道将低温气体引回到换热器后，再连接到膨胀机，然后再连接到换热器。进一步，所述第二分馏塔顶部的气体输出管道与换热器相连回收冷量。进一步，所述分馏塔的蒸发器加热管路与制冷介质的预冷管路相连通。进一步，所述分馏塔的蒸发器加热管路也可以与原料气预冷管路相连通。进一步，所述制冷设备为气体膨胀制冷设备或混合制冷剂制冷设备。进一步，所述压缩净化设备的原料气管道与液化分离设备中的换热器的原料气热介质通道连接，制冷设备与液化分离设备的换热器制冷介质通道连接。进一步，所述压缩净化设备中可以包括压缩机和原料气净化器；所述原料气净化器可以是分子筛吸附的净化设备，也可以是由胺吸收塔与再生塔所组成的净化系统。所述制冷设备可以是膨胀制冷，也可以用混合制冷剂制冷，也可以是液氮制冷。本发明中的方法和设备的有益效果是采用本发明中的方法和设备可以可以同时将化工尾气中含有的多种气体成分进行分离，能够更有效地利用含有各种气体的化工尾气，同时本发明中的方法简易、步骤少、易于操作且节能，其设备结构简单，能耗低，有利于推广应用。图1为一种采用本发明所提出的化工尾气液化分离方法的工艺流程图。图2为本发明的一种制冷设备和液化分离设备结构示意图。图3为本发明的另一种制冷设备和液化分离设备结构示意图。图4为本发明中分馏塔的结构示意图具体实施方式以下结合附图对本发明的原理和特征进行描述，所举实例只用于解释本发明，并非用于限定本发明的范围。图1为一种釆用本发明所提出的化工尾气液化分离方法的工艺流程图。如图中所示，分离一种包含氢气、一氧化碳、氮气、曱烷、乙烯、丙烯及其他烷烃、炔烃在内的混合气体的具体步骤如下步骤101:将化工尾气净化、千燥去除二氧化碳和水分，步骤102:将净化干燥后的化工尾气通入换热器中进行冷却；步骤103:将冷却后的化工尾气通入第一分馏塔的中部，经该分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔顶部得到氢气、一氧化碳、氮气、曱烷、乙烯、少量乙烷组成的低温混合气体，该分馏塔底部得到高纯度的液化石油气；步骤104:将从第一分馏塔顶部分离出的气体引入换热器中继续冷却通入第二分馏塔的中部；在第二分馏塔中，经该分馏》荅底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔顶部得到氢气、一氧化碳、氮气的混合气体，该分馏塔底部得到高纯度的液化天然气液体；步骤105:第二分馏塔顶部分离出来的混合气体引入换热器中继续冷却后再通入第三分馏塔；在第三分馏塔中，经分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔的顶部得到高纯度的氢气，该分馏塔的底部得到氮气与一氧化碳的混合液体。所述分馏塔内蒸发器的蒸发温度、冷凝器的冷凝温度与塔内的工作压力有关。分馏塔的工作压力通常在0.lMPa至3MPa,压力过高时虽然也能工作，但无明显好处，反而要多消耗功。当分馏塔的工作压力在0.lMPa至3MPa(lMPa-1000000Pa)之间时，三个分馏塔的冷凝器冷凝温度范围与蒸发器蒸发温度范围分别如下面表格所示。<table>tableseeoriginaldocumentpage12</column></row><table>参阅图2,为本发明的一种制冷设备和液化分离设备结构示意图。液化分离设备包括三级换热器1、2、3和分馏塔4、5;分馏塔4顶部有冷凝器6，塔底部有蒸发器7;分馏塔5顶部有冷凝器8，塔底部有蒸发器9;冷凝器6、8的制冷管道与制冷系统的管道相连；蒸发器7的加热管道与热氮气的管道相连；蒸发器9的加热管道与换热器1的原料气出口管道相连；原料气管道依次与换热器1、蒸发器9的加热管道相连，然后再与分馏塔4中部连接；分馏塔4顶部的气体管道再依次与换热器2、3的原料气管道相连；分馏塔4底部的液体管道依次与液体泵10、储罐11连接；换热器3的原料气管道再通过减压阀门12与分馏塔5的中部相连；分馏塔5顶部有气体管道依次与换热器3、2、l相连；分馏塔5底部还有液体管路与液体储罐13相连。本发明一种实施例中的制冷设备为液氮制冷系统，采用了一台液氮气液分离器14、空气加热器15、热媒加热器16。液氮气液分离器14的液体管道依次与冷凝器8、6的制冷管道相连接；然后再依次通过换热器2、l的制冷气管道和液氮气液分离器14的气体管道汇合，并依次连接到空气加热器15、热媒加热器16,再连接到蒸发器7的加热管道；蒸发器7的加热管道再与热媒加热器16的气体管道相连接；然后再连接到净化系统的再生气体管路；净化系统采用了常规的分子筛吸附系统，这里不再叙述。液化分离工艺步骤如下1、将化工尾气净化、干燥去除二氧化碳和水分；2、将干燥、净化后的化工尾气通入换热器1，使其温度冷却到摄氏负40度左右；3、将降温后的化工尾气通入第二分馏塔5的蒸发器9加热管道，为其提供热量，同时气体温度进一步冷却至-60。C~-80°C，气体中一部分冷却为液体；4、再将冷却后的化工尾气通入第一分馏塔4的中部，经分馏塔底部的蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在分馏塔4的顶部得到氢气、一氧化碳、氮气、甲烷、乙烯及少量乙烷等气体，分馏塔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气产品。5、将液化石油气产品用泵10加压输送到储罐11中储存。6、将从第一分馏塔4顶部分离出的气体引入换热器2、3中，继续冷却到-160度以下，经过阀门减压温度继续降低后，再通入第二分馏塔5的中部。7、在第二分馏i荅5中，经分馏塔底部的蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在分馏;荅5的顶部得到氢气、一氧化碳、氮气等气体，分馏塔5的底部得到几乎全部的液体曱烷，并含有少量的乙烷和很少量的一氧化碳的低温液化天然气液体。8、将液化天然气液体产品输送到储罐13中储存。上述液化分离过程中所需要的冷量是由液氮制冷系统提供的，液氮制冷系统的工艺步骤如下1、首先，液氮经管道进入液氮气液分离器14，液氮蒸汽从气液分离器14的顶部出来，进入空气加热器15加热，液体氮则从气液分离器14的底部出来，依次经过冷凝器8、6的制冷管道，为冷凝器提供冷量。2、液氮从冷凝器8、6的制冷管道出来，已经蒸发为冷氮气，再经过换热器2、l回收冷量，然后与气液分离器14的顶部出来的氮气汇合，进入空气加热器15加热。3、从空气加热器15出来的是常温氮气，再进入热媒加热器16进一步加热，温度升高到7(TC至80。C，然后进入第一分馏塔4的蒸发器7，为其提供热量，同时氮气温度下降。4、然后氮气再进入热媒加热器16进一步加热，温度升高到25(TC,送到净化系统的分子筛塔，做为再生气体。参见图3,为本发明的另一种制冷设备和液化分离设备结构示意图。其液化分离部分的换热器、分馏塔与前一种基本相同，不再重复说明。不同之处在于，制冷系统采用了混合制冷剂制冷的方法，混合制冷剂系统17是成熟的现有技术，在这里不需要叙述。只是在设备上，分馏塔的冷凝器6、8的制冷介质管路是与混合制冷剂制冷设备的制冷管路连通，而不是像图2那样，与液氮管路相连通。此外，混合制冷系统是封闭式循环系统，制冷剂从换热器出来要重新回到制冷机。因此，蒸发器7的加热和分子筛的再生需要另外由其它气体经过加热器16加热后来实现。图4所示为该发明所述分馏塔的结构示意图，图中分馏塔的中部设有混合气体引入管道17,顶部设有冷凝器18，同时还设有气体引出管道19,底部设有蒸发器20，同时还设有液体产品引出管道21。以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。权利要求1.一种化工尾气的液化分离方法，包括步骤如下步骤一将化工尾气净化、干燥去除二氧化碳和水分；步骤二将干燥、净化后的化工尾气通入换热器进行冷却；步骤三将冷却后的化工尾气通入第一分馏塔的中部，经该分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔顶部得到脱除了液化石油气的混合气，该分馏塔底部得到高纯度的液化石油气；步骤四将从第一分馏塔顶部分离出的混合气引入换热器中继续冷却，然后通入第二分馏塔的中部；步骤五在第二分馏塔中，经该分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔顶部得到脱除了甲烷气的混合气，该分馏塔底部得到高纯度的液化天然气液体。2、如权利要求1中所述的一种方法，其特征在于，将步骤五中所述的第二分馏塔顶部分离出来的混合气引入换热器中继续冷却后再通入第三分馏塔；在第三分馏塔中，经分馏塔底部蒸发器的蒸发和顶部冷凝器的冷凝、塔内的气体与液体进行充分的质、热交换，在该分馏塔的顶部得到高纯度的氬气，该分馏塔的底部得到氮气与一氧化碳的混合液体。3、如权利要求2中所述的一种方法，其特征在于，第二分馏塔顶部分离出来的混合气经换热器冷却后温度为摄氏负180度以下。4、如权利要求2中所述的一种方法，其特征在于，所述混合气体经换热器冷却后再通入阀门减压并冷却。5、如权利要求2中所述的一种方法，其特征在于，第三分馏塔内的工作压力为0.lMPa至3MPa,蒸发器的蒸发温度为-195。C至-140°C，冷凝器的冷凝温度为-235。C至-220。C。6、如权利要求5所述的一种方法，其特征在于，当第三分馏塔的工作压力为0.lMPa至0.5MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-195。C至-170。C，冷凝器的冷凝温度为-235。C至-220。C;当第三分馏塔的工作压力为0.5MPa至lMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-18(TC至-16(TC，冷凝器的冷凝温度为-23rC至-220。C;当第三分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-17(TC至-150。C，冷凝器的冷凝温度为-23(TC至-22(TC;当第三分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-160。C至-140。C,塔内冷凝器的冷凝温度为-232。C至-220。C。7、如权利要求2所述的一种方法，其特征在于，将第三分馏塔顶部得到的氢气返回到换热器的冷端，回收冷量。8、如权利要求1所述的一种方法，其特征在于，在所述步骤五中，将从第二分馏塔塔顶分离出的混合气体返回到换热器的冷端回收冷量。9、如权利要求1或2所述的一种方法，其特征在于，步骤二中所述化工尾气经换热器冷却后温度为-40。C以下。10、如权利要求9所述的一种方法，其特征在于，所述化工尾气经阀门减压继续冷却。11、如权利要求1或2中所述的一种方法，其特征在于，所述步骤三中第一分馏塔的工作压力为0.lMPa至3MPa，塔内蒸发器的蒸发温度为-8(TC至55°C，冷凝器的冷凝温度为-165。C至-130。C。12、如权利要求11所述的一种方法，其特征在于，所述步骤三中当第一分馏塔的工作压力为0.lMPa至0.5MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-80。C至-28。C，冷凝器的冷凝温度为-165。C至-145。C;当第一分馏塔的工作压力为0.5MPa至lMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-30。C至-6。C，冷凝器的冷凝温度为-155。C至-142°C;当第一分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-10。C至35°C，冷凝器的冷凝温度为-150'C至-135°C;当第一分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为25。C至55°C，冷凝器的冷凝温度为-140。C至-13(TC。13、如权利要求1或2所述的一种方法，其特征在于，步骤四中所述混合气经换热器后温度冷却至-130°C以下。14、如权利要求11所述的一种方法，其特征在于，所述冷却后的气体经阀门减压继续冷却。15、如权利要求1或2所述的一种方法，其特征在于，所述步骤五中第二分馏塔的工作压力为0.IMPa至3MPa，塔中蒸发器的蒸发温度为-165。C至-90°C，冷凝器的冷凝温度为-205。C至-16(TC。16、如权利要求15所述的一种方法，其特征在于，所述步骤五中当第二分馏塔的工作压力为0.IMPa至0.5MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-165。C至-133。C，冷凝器的冷凝温度为-204。C至-182。C;当第二分馏塔的工作压力为0.5MPa至IMPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-142。C至-120°C，冷凝器的冷凝温度为-192。C至-175。C;当第二分馏塔的工作压力为lMPa至2MPa时，塔内蒸发器的蒸发温度为-129。C至-102。C，冷凝器的冷凝温度为-185。C至-168。C;当第二分馏塔的工作压力为2MPa至3MPa时，i^内蒸发器的蒸发温度为-112。C至-9rC，冷凝器的冷凝温度为-178。C至-164°C。17、如权利要求1或2所述的一种方法，其特征在于，所述步骤二中的混合尾气先经过分馏塔底部的蒸发器再回到换热器。18、如权利要求1或2所述的一种方法，其特征在于，所述换热器的冷量和冷凝器的冷量由一个制冷系统提供，所述制冷系统为一个气体膨胀制冷系统或混合制冷剂制冷系统或液氮制冷系统。19、如权利要求18所述的一种方法，其特征在于，所述制冷系统的制冷气先经过分馏i荅底部的蒸发器，再引入换热器。20、一种化工尾气的液化分离设备，包括压缩净化设备、液化分离设备及制冷设备；所述压缩净化设备的化工尾气原料气的输出管路与液化分离设备中换热器的原料输入通道连接，所述液化分离设备包括换热器和第一分馏塔，所述换热器的原料气输出通道与位于第一分馏塔中部的原料气输入口相连，所述制冷设备的制冷管路与液化分离设备换热器的制冷通道连接，其特征在于所述液化分离设备还设有第二分馏塔，该分馏塔顶部具有冷凝器，同时其顶部还设有气体引出管道；该分馏塔顶部具有蒸发器，同时其底部还设有液态产品引出管道，第一分馏塔顶部的气体引出管道与第二分馏塔中部的原料气输入口相连。21、根据权利要求20所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述液化分离设备还设有第三分馏塔，该分馏塔顶部具有冷凝器，同时其顶部还设有气体引出管道；该分馏塔底部具有蒸发器，同时其底部还设有液态产品引出管道，第二分馏塔顶部的气体引出管道与第三分馏塔中部的原料气输入口相连。22、根据权利要求21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第二分镏塔顶部的气体引出管道经过换热器后再与第三分馏塔中部的原料气输入口相连。23、根据权利要求22所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第二分馏塔顶部的气体引出管道将低温气体引回到换热器后，再连接到膨胀机，然后再连接到换热器。24、根据权利要求21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第三分馏塔顶部的气体输出管道与换热器相连回收冷量。25、根据权利要求20所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第一分馏塔顶部的气体引出管道与换热器相连后再与第二分馏塔中部的原料气输入口相连。26、根据权利要求25所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第一分馏^t荅顶部的气体引出管道将低温气体引回到换热器后，再连接到膨胀机，然后再连接到换热器。27、根据权利要求20所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述第二分馏塔顶部的气体输出管道与换热器相连回收冷量。28、根据权利要求20或21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述各分馏塔的蒸发器加热管路与制冷介质的预冷管路相连通。29、根据权利要求20或21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述压缩净化设备的原料气管道与液化分离设备中的换热器的原料气热介质通道连接，制冷设备与液化分离设备的换热器制冷介质通道连接。30、根据权利要求20或21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述压缩净化设备包括压缩机和原料气净化器；所述原料气净化器是分子筛吸附的净化设备，或者是由胺吸收塔与再生塔所组成的净化系统。31、根据权利要求20或21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述各分馏塔的冷凝器的制冷介质管路与换热器的制冷介质管路连通；分馏塔底部的液体管路可将液体引入到液体储槽中。32、根据权利要求20或21所述的一种化工尾气液化分离设备，其特征在于，所述制冷设备可以是氮气膨胀制冷或者氮、曱烷膨胀制冷，也可以用混合制冷剂制冷，也可用液氮制冷。全文摘要本发明涉及一种化工尾气的分离液化方法及设备。其技术方案是将化工尾气净化并经换热器冷却；将冷却后的气体通入第一分馏塔的中部，在第一分馏塔顶部得到脱除了液化石油气的混合气，底部得到液化石油气产品；再将从第一分馏塔顶部分离出的混合气进一步冷却后通入第二分馏塔中部，在第二分馏塔顶部又得到脱除了甲烷气的混合气，底部得到液化天然气产品。也可将第二分馏塔顶部分离出的混合气引入换热器继续冷却，经第三分馏塔继续分离，从第三分馏塔顶部得到出氢气，底部得到氮气和一氧化碳混合液体。本发明的方法和设备有效地分离和利用了工业尾气，设备结构简单，能耗低，适于推广。文档编号F25J3/02GK101290184SQ200810114649公开日2008年10月22日申请日期2008年6月5日优先权日2008年6月5日发明者杨克剑申请人:北京国能时代能源科技发展有限公司;杨克剑