程出口依次通过制冷机组26和第三冷凝器27的壳程相连，第三冷凝器27的壳程的出口与氨储罐25的进口相连；
[0014]C、水循环装置:包括凉水塔28，凉水塔28的出水口与水泵29相连，水泵29通过管道分别与三级压缩机2气缸进水口、第一水冷器3的壳程、第二水冷器30的壳程，第三水冷器31的壳程和第三冷凝器27的管程相连，三级压缩机2的气缸出水口、第一水冷器3的壳程出口、第二水冷器30的壳程出口，第三水冷器31的壳程出口和第三冷凝器27的管程出口分别与凉水塔28的进水口相连。
[0015]所述原料气分离装置中缓冲罐I通过管道与第二水冷器30的管程相连。所述原料气分离装置中三级压缩机2的出口通过管道与第一精馏塔4底部的第一再沸器5上部气相进口相连。所述原料气分离装置中原料气分离装置中缓冲罐I与第二水冷器30的管程之间的管道上设有第一阀门32。所述原料气分离装置中三级压缩机2的出口与第一再沸器5上部气相进口的管道上设有第二阀门33。所述原料气分离装置中三级压缩机2的出口与第一水冷器3的管程之间的管道上设有第三阀门34，所述第一液相出口 6与轻质原油回收储罐7之间的管道上设有第四阀门35，所述三通与液体CO2储罐19的进口之间的管道设有第五阀门36，所述三通与第二冷凝器20的管程进口之间的管道设有第六阀门37，第一冷凝器15的管程出口与第二精馏塔12中部的回流液进口 16之间的管道设有第七阀门38，气液分离器22底部的液相出口与第二精馏塔12上部的回流液进口 23之间的管道设有第八阀门39，气液分离器22顶部的气相出口与不凝性气体回收罐24之间的管道设有第九阀门40。所述液氨循环装置中氨储罐25的出口与第一冷凝器15的壳程之间的管道设有第十阀门41，第一冷凝器15的壳程出口与制冷机组26之间的管道设有第十一阀门42，制冷机组26与第三冷凝器27的壳程之间的管道设有第十二阀门43，第三冷凝器27的壳程的出口与氨储罐25的进口之间的管道设有第十三阀门44。所述水循环装置凉水塔28的出水口与水泵29之间的管道设有第十四阀门45，水泵29分别与三级压缩机2的气缸、第一水冷器3的壳程、第二水冷器30的壳程，第三水冷器31的壳程和第三冷凝器27的管程之间的管道上分别设有第十五阀门46、第十六阀门47、第十七阀门48，第十八阀门49和第十九阀门50 ;三级压缩机2的气缸出口、第一水冷器3的壳程出口、第二水冷器30的壳程出口，第三水冷器31的壳程出口和第三冷凝器27的管程出口分别与凉水塔28的进水口之间的管道上分别设有第二十阀门51、第二^^一阀门52、第二十二阀门53，第二十三阀门54和第二十四阀门55。
[0016]本实用新型的工作原理如下:油田助采尾气回收0)2的工艺分为原料气分离方法，液氨循环冷却方法和水循环冷却方法:
[0017]a、原料气分离方法:
[0018]步骤一:使原料气进入缓冲罐I中，其原料气的主要成分为:氮气、二氧化碳、甲烷、乙烷，水和轻质原油，其压力为0.5Mpa，温度为常温；步骤二:压缩原料气:使步骤一中进入缓冲罐的原料气依次进入三级压缩机2的一级压缩工段，第二水冷器30的管程，二级压缩工段，第三水冷器31的管程和三级压缩工段内，当原料气在三级压缩机2的出口时，其压力为5.0Mpa，温度为75°C ;步骤三:分离轻质原油:使步骤二中通过三级压缩机2出口的原料气依次通过第一水冷器3的管程和第一精馏塔4底部的第一再沸器5进入第一精馏塔4内，原料气在第一精馏塔4内经过精馏，使高沸点物质进入第一精馏塔4底部，高沸点物质通过第一液相出口 6进入轻质原油回收储罐7内，低沸点物质通过第一精馏塔4顶部的混合气出口 11进入第二再沸器13内；所述原料气通过第一水冷器3的管程后温度为:60°C，所述原料气通过第一再沸器5后的温度为:40°C，所述原料气在第一精馏塔4内通过精馏分离后高沸点物质与低沸点物质的比例为23: 77，所述轻质原油回收储罐7内包括轻质原油，二氧化碳和水，其中，二氧化碳占缓冲罐I内原料气中二氧化碳的4%，水占缓冲罐I内原料气中水的99%以上，轻质原油为缓冲罐I内原料气中全部的轻质原油；所述低沸点物质中包含有氮气、二氧化碳，甲烷和乙烷；步骤四:将回收提纯二氧化碳至浓度为97%以上:使步骤三中分离轻质原油后的原料气依次经过第二再沸器13液相出口 9、第一冷凝器15的管程进口，第一冷凝器15的管程出口，然后分别进入第一精馏塔4的回流液进口 14和第二精馏塔12中部的回流液进口 16内；所述进入第一精馏塔4的回流液进口 14的原料气再次经过第一精馏塔4进行精馏，使高沸点物质进入第一精馏塔4底部，高沸点物质通过第一液相出口 6进入轻质原油回收储罐7内，低沸点物质通过第一精馏塔4顶部的混合气出口 11进入第二再沸器13内；所述进入第二精馏塔12中部的回流液进口 16内的原料气经过第二精馏塔12精馏，精馏后的高沸点物质进入第二精馏塔12底部，并通过第二精馏塔12底部依次进入过冷器18的管程和液体CO2储罐19内，低沸点物质通过第二精馏塔12顶部的不凝性气体出口 21进入第二冷凝器20的壳程；所述通过第二精馏塔12精馏后的高沸点物质包括浓度为97%以上的二氧化碳，余量为乙烷，其温度为0°C ;所述通过第二精馏塔12精馏后的低沸点物质包括50%的二氧化碳和35%的甲烷，余量为乙烷，通过第二精馏塔12精馏后的低沸点物质中的甲烷为步骤一中所述原料气中全部的甲烷；步骤五:产品过冷:过冷器18的管程和液体CO2储罐19之间的管道上设有三通，上述步骤四中所述通过第二精馏塔12精馏后的高沸点物质通过过冷器18的管程和三通，第六阀门37，第二冷凝器20的管程和过冷器18的壳程进入缓冲罐I与三级压缩机2之间的管道内；所述通过过冷器18的管程后高沸点物质的温度为_4°C ;所述通过过冷器18的管程和三通，经第六阀门37节流至0.7Mpa，温度为-49.5°C ;经过第二冷凝器20的管程换热后温度升高至-22.9°C，其经过过冷器18的壳程换热后温度为-2V ;步骤六:分离甲烷:步骤四中所述通过第二精馏塔12精馏后的低沸点物质通过第二冷凝器20的壳程进入气液分离器22内进行气液分离，气液分离后的气体通过气液分离器22顶部的气相出口进入不凝性气体回收罐24内，其液体通过气液分离器22底部的液相出口和第二精馏塔12上部的回流液进口 23进入第二精馏塔12内，液体在第二精馏塔12内进行精馏分离，分离后的高沸点物质进入第二精馏塔12底部，并通过第二精馏塔12底部依次进入过冷器18的管程和液体CO2储罐19内，低沸点物质通过第二精馏塔12顶部的不凝性气体出口 21进入第二冷凝器20的壳程，重复进入气液分离器22内进行气液分离；气液分离后的气体的组成为67.6%的二氧化碳，余量为甲烷和乙烷；所述不凝性气体回收罐24中的气体作为变压吸附甲烷装置的气源；
[0019]b、液氨循环冷却方法:步骤一:将氨储罐25内的液氨通过第十阀门41节流降压至0.1MPa，温度为:_33°C，进入第一冷凝器15的壳程内，与上述原料气分离方法步骤四中分离轻质原油后的原料气进行换热；步骤二:使上述第一冷凝器15壳程内的液氨通过第一冷凝器15的壳程出口和制冷机组26进入第三冷凝器27的壳程内，并与第三冷凝器27管程内的工业水进行换热，换热后的液氨压力为:1.6MPa，其温度为:40°C ;步骤三:使上述第三冷凝器27壳程内的液氨通过氨储罐25的进口回流到氨储罐25内；
[0020]C、水循环冷却方法:步骤一:使凉水塔28内的工业水通过水泵29加压至:
0.3Mpa?0.4Mpa，水温为:35°C ;步骤二:使加压后的工业水通过管道分别进入三级压缩机2的气缸、第一水冷器3的壳程、第二水冷器30的壳程，第三水冷器31的壳程和第三冷凝器27的管程内，分别对三级压缩机2的气缸、第一水冷器3的壳程、第二水冷器30的壳程，第三水冷器31的壳程和第三冷凝器27的管程进行换热冷却，其换热冷却后的水温为:36°C ;步骤三:使步骤二中经过换热冷却后的工业水分别通过管道进入凉水塔28内，循环使用。所述原料气分离方法步骤二中，使缓冲罐的原料气通过第一阀门32进入第二水冷器30的管程内；所述原料气分离方法步骤三中，三级压缩机2出口的原料气通过第二阀门33进入第一精馏塔4底部的第一再沸器5内。
[0021]上文所列出的一系列的详细