CN111718769A - 一种综合利用合成氨尾气制备png*** - Google Patents

Abstract

本发明涉及合成氨尾气综合利用领域，具体是一种综合利用合成氨尾气制备PNG***。包括分子筛干燥器、第一换热器、第二换热器、第三换热器、精馏塔以及冷凝分离器。本发明所述的综合利用合成氨尾气制备PNG***，产品气中甲烷含量高，杂质含量少，通过简捷的工艺处理即可制取高纯度的PNG。该工艺将合成氨尾气的有效组分充分回收利用，社会环境效益和经济效益明显。

Description

一种综合利用合成氨尾气制备PNG***

技术领域

本发明涉及合成氨尾气综合利用领域，具体是一种综合利用合成氨尾气制备PNG***。

背景技术

甲烷是高热值的清洁燃料，随着国家天然气项目的持续开发，天然气市场越来越广阔，价格不断升高，市场前景非常乐观。管道天然气(英文Pipeline Natural Gas，简称PNG)指采用管道输送的气态天然气。管道压力较压缩天然气CNG低。

在合成氨生产过程中合成气循环使用，但甲烷浓度不能过高，因此必须对部分含氨、甲烷等废气即驰放气进行排放，以控制甲烷浓度，从而保证氨合成反应的正常进行。部分合成氨***采用卡萨利低压合成，半水煤气中1.25％左右甲烷气体以及双加精制工段部分转化甲烷在氨合成***富积，达到一定浓度时排出合成***，其中CH₄浓度达到12％左右，并夹带部分氢、氮气和氨气，工艺上称作“驰放气”。将驰放气经过水洗、膜分离回收利用其中氢气后，合成氨尾气并入燃料气管网，主要用于吹风气、三废炉燃烧。但因燃料气甲烷含量高，热值较高，进入吹风气、三废炉燃烧后易造成环保指标波动，因此存在部分放空现象，而且未能充分利用这部分甲烷气体的经济值。

同时，甲烷是一种温室气体，每吨甲烷造成全球温室效应的能力比二氧化碳高出25倍。如果将弛放气直排，会造成环境污染和资源浪费，增加合成氨消耗。因此，充分利用好合成氨尾气，是解决环境污染和资源充分利用、降低合成氨成本的有效途径。

发明内容

本发明为了充分利用合成氨尾气，提供了一种综合利用合成氨尾气制备PNG***。

本发明是通过以下技术方案实现的：一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，包括分子筛干燥器、第一换热器、第二换热器、第三换热器、精馏塔以及冷凝分离器，

所述分子筛干燥器设有顶部气体进出口和底部气体进出口，所述分子筛干燥器的顶部气体进出口通过管线与第一换热器的第一原料气进口连接，第一换热器的第一原料气出口通过管线与第二换热器的第一原料气进口连接，第二换热器的第一原料气出口通过管线与第三换热器的第一原料气进口连接，第三换热器的第一原料气出口通过管线与精馏塔的上部进料口连接，精馏塔的塔底重组分出口通过管线与第三换热器的第一LNG进口连接，第三换热器的第一LNG出口通过管线与冷凝分离器的上部进料口连接，冷凝分离器的顶部气相出口通过管线与第二换热器的第一LNG进口连接，第二换热器的第一LNG出口通过管线与第一换热器的第一PNG进口连接，第一换热器的第一PNG出口连接至PNG产品气管网。

作为本发明技术方案的进一步改进，还包括膨胀机，所述精馏塔顶部设有冷凝器，精馏塔的塔顶轻组分出口通过管线与第三换热器的第一尾气进口连接，第三换热器的第一尾气出口通过管线与膨胀机的膨胀端的进口连接，膨胀机的膨胀端的出口通过管线与冷凝器的进口连接，冷凝器的出口通过管线与第三换热器的第二尾气进口连接，第三换热器的第二尾气出口通过管线与第二换热器的第一尾气进口连接，第二换热器的第一尾气出口与第一换热器的第一尾气进口连接，第一换热器的第一尾气出口通过管线连接至加热器的管程进口，加热器的管程出口通过管线连接至分子筛干燥器的顶部气体进出口上，分子筛干燥器的底部气体进出口通过管线连接至燃料气管网。

作为本发明技术方案的进一步改进，还包括甲烷蒸发器，所述精馏塔底部设有再沸器，第一换热器的第一原料气出口并联连接至甲烷蒸发器的顶部原料气进口，甲烷蒸发器的底部原料气出口通过管线连接至再沸器的进口，再沸器的出口通过管线连接至第二换热器的第一原料气出口和第三换热器的第一原料气进口之间的管线上，甲烷蒸发器的下部LNG进口通过管线与冷凝分离器的底部液相出口连接，甲烷蒸发器的上部PNG出口通过管线连接至第一换热器的第一PNG进口。

作为本发明技术方案的进一步改进，所述分子筛干燥器的顶部气体进出口与第一换热器的第一原料气进口之间的管线上串联连接有粉尘过滤器。

作为本发明技术方案的进一步改进，所述粉尘过滤器的原料气出口通过管线连接至膨胀机的轴承气端的进口，膨胀机的轴承气端的出口连接至燃料气管网。

作为本发明技术方案的进一步改进，所述PNG产品气管网上并联连接有第一支线，第一支线连接至膨胀机的增压端的进口，膨胀机的增压端的出口连接至水冷器的管程进口，水冷器的管程出口连接至PNG产品气管网上。

作为本发明技术方案的进一步改进，所述第三换热器设有第二原料气进口和第二原料气出口，所述第三换热器的第一原料气进口与第三换热器的第二原料气出口相连通，第三换热器的第一原料气出口与第三换热器的第二原料气进口相连通，且第三换热器的第二原料气出口与第一缓冲罐的进口通过管线连接，第一缓冲罐的出口与第三换热器的第二原料气进口通过管线连接。

作为本发明技术方案的进一步改进，所述第一换热器的第一PNG出口与PNG产品气管网之间的管线上并联连接有机前缓冲罐。

本发明所述的综合利用合成氨尾气制备PNG***，产品气中甲烷含量高，杂质含量少，通过简捷的工艺处理即可制取高纯度的PNG。该工艺将合成氨尾气的有效组分充分回收利用，社会环境效益和经济效益明显。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明所述综合利用合成氨尾气制备PNG***的结构示意图。

图中：1-分子筛干燥器，2-第一换热器，3-第二换热器，4-第三换热器，5-精馏塔，6-冷凝器，7-冷凝分离器，8-PNG产品气管网，9-膨胀端，10-加热器，11-燃料气管网，12-甲烷蒸发器，13-再沸器，14-粉尘过滤器，15-轴承气端，16-第一支线，17-水冷器，18-增压端，19-第一缓冲罐，20-机前缓冲罐。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明的技术方案进行详细的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所得到的所有其它实施方式，都属于本发明所保护的范围。

如图1所示，本实施例提供了一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，包括分子筛干燥器1、第一换热器2、第二换热器3、第三换热器4、精馏塔5以及冷凝分离器7，

所述分子筛干燥器1设有顶部气体进出口和底部气体进出口，所述分子筛干燥器1的顶部气体进出口通过管线与第一换热器2的第一原料气进口连接，第一换热器2的第一原料气出口通过管线与第二换热器3的第一原料气进口连接，第二换热器3的第一原料气出口通过管线与第三换热器4的第一原料气进口连接，第三换热器4的第一原料气出口通过管线与精馏塔5的上部进料口连接，精馏塔5的塔底重组分出口通过管线与第三换热器4的第一LNG进口连接，第三换热器4的第一LNG出口通过管线与冷凝分离器7的上部进料口连接，冷凝分离器7的顶部气相出口通过管线与第二换热器3的第一LNG进口连接，第二换热器3的第一LNG出口通过管线与第一换热器2的第一PNG进口连接，第一换热器2的第一PNG出口连接至PNG产品气管网8。

原料气从9-10MPa减压至6.5MPa后进入分子筛干燥器1的底部气体进出口，分子筛干燥器1吸附少量的水，使原料气的露点温度达到-68℃，干燥后的原料气从分子筛干燥器1的顶部气体进出口排出，然后进入冷箱内。

从分子筛干燥器1来的富甲烷气首先进入冷箱内第一换热器2降温至-90℃，然后进入第二换热器3进一步降温至-125℃，然后进入第三换热器4降温至-160℃。被液化的富甲烷气进入精馏塔5上部，然后沿精馏塔5内的填料往下流，与底部上升的热气进行传质传热。沿精馏塔5下降的液体随着温度的逐步升高，液体中的甲烷含量逐渐被浓缩，达到精馏塔5底部时，液体中的甲烷含量达94％以上，然后从精馏塔5的塔底重组分出口排出，进入第三换热器4的第一LNG进口被加热，然后进入冷凝分离器7，气态甲烷进入第二换热器3后进入第一换热器2被进一步加热，出第一换热器2的气态甲烷被回收至PNG产品气管网8。该产品气中甲烷含量高，杂质含量少。

更进一步的，本实施例还包括膨胀机，所述精馏塔5顶部设有冷凝器6，精馏塔5的塔顶轻组分出口通过管线与第三换热器4的第一尾气进口连接，第三换热器4的第一尾气出口通过管线与膨胀机的膨胀端9的进口连接，膨胀机的膨胀端9的出口通过管线与冷凝器6的进口连接，冷凝器6的出口通过管线与第三换热器4的第二尾气进口连接，第三换热器4的第二尾气出口通过管线与第二换热器3的第一尾气进口连接，第二换热器3的第一尾气出口与第一换热器2的第一尾气进口连接，第一换热器2的第一尾气出口通过管线连接至加热器10的管程进口，加热器10的管程出口通过管线连接至分子筛干燥器1的顶部气体进出口上，分子筛干燥器1的底部气体进出口通过管线连接至燃料气管网11。

具体的，被液化后的富甲烷气随着精馏塔5内的填料往下流，没有被冷凝的气体从精馏塔5的塔顶轻组分出口排出，先进入第三换热器4复热后进入膨胀机的膨胀端9，膨胀机的膨胀端9制冷获得低温气体后进入冷凝器6进行换热，为精馏塔5提供低温环境，然后依次进入第三换热器4、第二换热器3以及第一换热器2，分别在第三换热器4、第二换热器3以及第一换热器2内进行换热，进一步回收尾气冷量。出第一换热器2的气体，一部分作为分子筛干燥器1再生时的再生气，然后被送入燃料气管网11燃烧；另一部分直接被送至燃料气管网11燃烧。

进一步的，本实施例还包括甲烷蒸发器12，所述精馏塔5底部设有再沸器13，第一换热器2的第一原料气出口并联连接至甲烷蒸发器12的顶部原料气进口，甲烷蒸发器12的底部原料气出口通过管线连接至再沸器13的进口，再沸器13的出口通过管线连接至第二换热器3的第一原料气出口和第三换热器4的第一原料气进口之间的管线上，甲烷蒸发器12的下部LNG进口通过管线与冷凝分离器7的底部液相出口连接，甲烷蒸发器12的上部PNG出口通过管线连接至第一换热器2的第一PNG进口。

本实施例中，再沸器13能够为精馏塔5底部提供热源，实现精馏塔5内部液体甲烷和气态尾气的分离，而再沸器13的热气来源可采用原料气。具体实施时，出第一换热器2的原料气被分为两股，分别进入第二换热器3和甲烷蒸发器12，出甲烷蒸发器12的管程的富甲烷气降温至-100℃，然后进入再沸器13继续降温，出再沸器13的富甲烷气温度进一步降至-125℃左右，然后进入第三换热器4。出第二换热器3的富甲烷气与再沸器13来的富甲烷气混合后进入第三换热器4被进一步降温。精馏塔5底部的液态甲烷进入第三换热器4、冷凝分离器7，冷凝分离器7内的气态甲烷进入第二换热器3后进入第一换热器2，冷凝分离器7内的液态甲烷进入甲烷蒸发器12内蒸发吸热气化后，气态甲烷进入第一换热器2内，被进一步送至PNG产品气管网8。

在本实施例中，为了提升第三换热器4的降温效率，所述第三换热器4设有第二原料气进口和第二原料气出口，所述第三换热器4的第一原料气进口与第三换热器4的第二原料气出口相连通，第三换热器4的第一原料气出口与第三换热器4的第二原料气进口相连通，且第三换热器4的第二原料气出口与第一缓冲罐19的进口通过管线连接，第一缓冲罐19的出口与第三换热器4的第二原料气进口通过管线连接。通过第三换热器4的第一原料气进口的富甲烷气进入第三换热器4后，温度将至-160℃，从第二原料气出口排出后进入第一缓冲罐19，然后再通过第二原料气进口进入第三换热器4内，最终通过第一原料气出口输送至精馏塔5。

在本实施例中，为了降低产品气的杂质含量，也为了降低杂质对管道造成的影响，所述分子筛干燥器1的顶部气体进出口与第一换热器2的第一原料气进口之间的管线上串联连接有粉尘过滤器14。

进一步的，所述PNG产品气管网8上并联连接有第一支线16，第一支线16连接至膨胀机的增压端18的进口，膨胀机的增压端18的出口连接至水冷器17的管程进口，水冷器17的管程出口连接至PNG产品气管网8上。在本实施例中，所述PNG产品气管网8内的甲烷可为膨胀机的增压端18气源，同时膨胀机的增压端18可以对管网内的气体进行加压，而且水冷器17能够降低管网内气体的温度，使得管网内气体的温度和压力符合管网需求。具体应用时，所述第一支线16与膨胀机的轴承气端15的进口管线之间并联连接有第七支线27。膨胀机的增压端18正常运行时，第七支线27关闭，当PNG产品气管网8不能为膨胀机的增压端18提供气源或者气源不足时，可开启第七支线27，采用原料气为膨胀机的增压端18供气，避免膨胀机的增压端18的异常。

更进一步的，所述粉尘过滤器14的原料气出口通过管线连接至膨胀机的轴承气端15的进口，膨胀机的轴承气端15的出口连接至燃料气管网11。粉尘过滤器14的原料气出口可进一步分支出一根管线连接至膨胀机的轴承气端15的进口，通过管线上的减压阀，控制轴承气端15内的富甲烷气压力为0.7-0.8MPa，作为轴承气使用，然后通过轴承气端15的出口将气体送至燃料气管网11。

进一步的，所述第一换热器2的第一PNG出口与PNG产品气管网8之间的管线上并联连接有机前缓冲罐20。本实施例中，机前缓冲罐20主要是为了保护膨胀机的增压端18进气的稳定性。

本实施例所提供的PNG***，可以以PNG形式在当地完成产品销售。不必再转化成CNG或LNG进行长途运输，因此在设计制冷流程时也不必以最终的天然气液化率、制冷功率、压缩功率等作为主要经济技术指标。

由于PNG***的原料气的压力较高，甲烷气的压力较低，可以直接利用***压差和原料气中的氮气、甲烷进行间接膨胀制冷。本实施例合成岗位膜提氢尾气的气源压力较高(11.2MPaG)，PNG压力较低(0.50MPaG)，可以直接利用***压差和原料气的中氮气、甲烷进行间接膨胀制冷。此***所需设备少，无动力电消耗，操作简单，启停方便。

下表为本实施例具体应用时原料气的含量数据表，具体数据如表1所示。

表1原料气含量数据表

由上表可以看出，原料气压力高、甲烷含量高，气体成分简单，杂质含量少。现有技术是通过燃料气管网11输送至燃料气柜后，分别送至三废炉、吹风气锅炉燃烧回收利用其可燃成分。但因其甲烷含量高，掺烧量控制不当易造成三废炉、吹风气装置环保指标波动，因此存在部分放空现象。

为充分利用此原料气，实现环境效益和经济效益最大化，本实施例采用此***的技术方案，采用低温液化精馏技术，将合成氨尾气中的绝大部分甲烷成份提取并加工为PNG，解决了合成氨尾气利用不充分的实际情况。装置投运后，在确保吹风气安全稳定运行(燃料气甲烷含量≥15％)基础上，外送PNG产品气量最高2400Nm³/h，平均每小时1800Nm³/h，产品气质量达到国家一类天然气标准。

表2 PNG产品气检验数据对比

注：折算甲烷低位热值按35.9MJ/m³计。

上述PNG产品气的检测结果符合国家的产业政策、能源政策和环保政策，具有良好的经济效益和社会效益。此项目也是晋城市以至山西省首个获批的合成岗位废气综合利用制PNG清洁燃料项目，具有重要的示范意义。本实施例的实施解决了合成岗位膜提氢尾气放空问题，相当于将原放空气中的甲烷提取外售；增加了PNG新产品，实现产品链延伸，增加了新产品销售利润，具有较好的社会环境效益和经济效益。

在本实施例中，如图1所示，所述分子筛干燥器1分为两个，一个是分子筛干燥器1A，另外一个是分子筛干燥器1B，两个分子筛干燥器1通过程序控制交替吸附和再生。具体实施时，所述分子筛干燥器1A与分子筛干燥器1B的底部气体进出口的管线除了共同连接至原料气管线23外，分子筛干燥器1A与分子筛干燥器1B的底部气体进出口之间还并联连接有第二支线21和第三支线22，且第二支线21和第三支线22的中部均连接至燃料气管网11；所述分子筛干燥器1A与分子筛干燥器1B的顶部气体进出口的管线之间并联连接有第四支线24、第五支线25和第六支线26，所述第五支线25的中部连接至粉尘过滤器14的原料气进口，所述第六支线26的中部连接至加热器10的管程出口上。具体的，所述分子筛干燥器1A的底部气体进出口与原料气管线23之间安装有第一阀门23A，分子筛干燥器1B的底部气体进出口与原料气管线23之间安装有第二阀门23B，分子筛干燥器1A的底部气体进出口的第二支线21上安装有第三阀门21A，分子筛干燥器1B的底部气体进出口的第二支线21上安装有第四阀门21B，分子筛干燥器1A的底部气体进出口的第三支线22上安装有第五阀门22A，分子筛干燥器1B的底部气体进出口的第三支线22上安装有第六阀门22B，第四支线24上安装有第七阀门24AB，分子筛干燥器1A的顶部气体进出口的第五支线25上安装有第八阀门25A，分子筛干燥器1B的顶部气体进出口的第五支线25上安装有第九阀门25B，分子筛干燥器1A的顶部气体进出口的第六支线26上安装有第十阀门26A，分子筛干燥器1B的顶部气体进出口的第六支线26上安装有第十一阀门26B。

当分子筛干燥器1A连续使用8小时后，分子筛必须再生。而再生前需要将分子筛干燥器1A进行泄压。泄压前首先利用分子筛干燥器1A的出口气体给分子筛干燥器1B充压，然后将分子筛干燥器1B投入使用，同时隔离分子筛干燥器1A。具体步骤为：

给分子筛干燥器1B进行充压时，打开第七阀门24AB，将分子筛干燥器1B充压至与分子筛干燥器1A相同的压力6.5MPa后关闭第七阀门24AB。然后打开第二阀门23B以及第五阀门25B，运行一分钟稳定后隔离分子筛干燥器1A。隔离分子筛干燥器1A时，关闭第一阀门23A、第八阀门25A。隔离完成后，打开第三阀门21A，分子筛干燥器1A往燃料气管网11泄压。当分子筛干燥器1A泄压至0.1MPa后，关闭第三阀门21A，打开加热器10的蒸汽阀，这时打开第十阀门26A、第五阀门22A，从第一换热器2来的富氮气(尾气)通过加热器10加热后，进入分子筛干燥器1A的顶部，作为再生气的富氮气通过第十阀门26A、分子筛干燥器1A以及第五阀门22A，进入燃料气管网11，分子筛干燥器1A内的水被加热至蒸汽后带到燃料气管网11。当分子筛干燥器1A内的再生温度达到160-180℃以后，进入冷却阶段。切断加热器10的蒸汽阀，再生结束，准备投用至吸附程序。当分子筛干燥器1B需要进行再生时，参见前述分子筛干燥器1A的隔离、泄压、加热、冷却步骤。

当然，从第一换热器2来的富氮气(尾气)一部分可作为分子筛干燥器1再生时的再生气，然后被送入燃料气管网11燃烧；另一部分可根据需求直接被送至燃料气管网11燃烧。

本实施例中，分子筛干燥器1在交替吸附和再生时，如无特殊说明，其顶部气体进出口和底部气体进出口上的阀门均为关闭状态。

而且本实施例中的所有管线上均安装有阀门，管线在工作状态时时打开，非工作状态时关闭。

具体的，所述PNG产品气管网8通过一支线连接至燃料气管网11。当PNG产品气管网8气体不符合标准时，可将该管网内的产品气输送至燃料气管网11进行燃烧利用。

以上所述，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以所述权利要求的保护范围为准。

Claims (8)

1.一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，包括分子筛干燥器（1）、第一换热器（2）、第二换热器（3）、第三换热器（4）、精馏塔（5）以及冷凝分离器（7），

所述分子筛干燥器（1）设有顶部气体进出口和底部气体进出口，所述分子筛干燥器（1）的顶部气体进出口通过管线与第一换热器（2）的第一原料气进口连接，第一换热器（2）的第一原料气出口通过管线与第二换热器（3）的第一原料气进口连接，第二换热器（3）的第一原料气出口通过管线与第三换热器（4）的第一原料气进口连接，第三换热器（4）的第一原料气出口通过管线与精馏塔（5）的上部进料口连接，精馏塔（5）的塔底重组分出口通过管线与第三换热器（4）的第一LNG进口连接，第三换热器（4）的第一LNG出口通过管线与冷凝分离器（7）的上部进料口连接，冷凝分离器（7）的顶部气相出口通过管线与第二换热器（3）的第一LNG进口连接，第二换热器（3）的第一LNG出口通过管线与第一换热器（2）的第一PNG进口连接，第一换热器（2）的第一PNG出口连接至PNG产品气管网（8）。

2.根据权利要求1所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，还包括膨胀机，所述精馏塔（5）顶部设有冷凝器（6），精馏塔（5）的塔顶轻组分出口通过管线与第三换热器（4）的第一尾气进口连接，第三换热器（4）的第一尾气出口通过管线与膨胀机的膨胀端（9）的进口连接，膨胀机的膨胀端（9）的出口通过管线与冷凝器（6）的进口连接，冷凝器（6）的出口通过管线与第三换热器（4）的第二尾气进口连接，第三换热器（4）的第二尾气出口通过管线与第二换热器（3）的第一尾气进口连接，第二换热器（3）的第一尾气出口与第一换热器（2）的第一尾气进口连接，第一换热器（2）的第一尾气出口通过管线连接至加热器（10）的管程进口，加热器（10）的管程出口通过管线连接至分子筛干燥器（1）的顶部气体进出口上，分子筛干燥器（1）的底部气体进出口通过管线连接至燃料气管网（11）。

3.根据权利要求1或2所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，还包括甲烷蒸发器（12），所述精馏塔（5）底部设有再沸器（13），第一换热器（2）的第一原料气出口并联连接至甲烷蒸发器（12）的顶部原料气进口，甲烷蒸发器（12）的底部原料气出口通过管线连接至再沸器（13）的进口，再沸器（13）的出口通过管线连接至第二换热器（3）的第一原料气出口和第三换热器（4）的第一原料气进口之间的管线上，甲烷蒸发器（12）的下部LNG进口通过管线与冷凝分离器（7）的底部液相出口连接，甲烷蒸发器（12）的上部PNG出口通过管线连接至第一换热器（2）的第一PNG进口。

4.根据权利要求1或2所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，所述分子筛干燥器（1）的顶部气体进出口与第一换热器（2）的第一原料气进口之间的管线上串联连接有粉尘过滤器（14）。

5.根据权利要求4所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，所述粉尘过滤器（14）的原料气出口通过管线连接至膨胀机的轴承气端（15）的进口，膨胀机的轴承气端（15）的出口连接至燃料气管网（11）。

6.根据权利要求5所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，所述PNG产品气管网（8）上并联连接有第一支线（16），第一支线（16）连接至膨胀机的增压端（18）的进口，膨胀机的增压端（18）的出口连接至水冷器（17）的管程进口，水冷器（17）的管程出口连接至PNG产品气管网（8）上。

7.根据权利要求1或2所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，所述第三换热器（4）设有第二原料气进口和第二原料气出口，所述第三换热器（4）的第一原料气进口与第三换热器（4）的第二原料气出口相连通，第三换热器（4）的第一原料气出口与第三换热器（4）的第二原料气进口相连通，且第三换热器（4）的第二原料气出口与第一缓冲罐（19）的进口通过管线连接，第一缓冲罐（19）的出口与第三换热器（4）的第二原料气进口通过管线连接。

8.根据权利要求1或2所述的一种综合利用合成氨尾气制备PNG***，其特征在于，所述第一换热器（2）的第一PNG出口与PNG产品气管网（8）之间的管线上并联连接有机前缓冲罐（20）。

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