一种烯烃聚合物生产中兼顾树脂输送、脱气和排放气回收的装置和方法
阅读说明：本技术 一种烯烃聚合物生产中兼顾树脂输送、脱气和排放气回收的装置和方法 (Device and method for simultaneously achieving resin conveying, degassing and exhaust gas recovery in olefin polymer production ) 是由 阳永荣 林渠成 廖祖维 董轩 黄正梁 包崇龙 孙婧元 杨遥 张浩淼 王靖岱 蒋斌 于 2020-12-04 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种烯烃聚合物生产中兼顾树脂输送、脱气和排放气回收的装置和方法。该装置包括：树脂输送和脱气机构,其用于将树脂产品从反应器输送到脱气仓,用于在脱气仓中脱除树脂中的烃类物质；排放气回收机构,其用于接收来自所述脱气机构的排放气流,并回收其中的烃类物质和氮气。本发明的装置和方法不仅能够回收排放气中的乙烯等烃类物质和氮气,而且可以回收不同压力等级的高纯度氮气,实现更高水平的输送和脱气效果。(The invention discloses a device and a method for simultaneously realizing resin conveying, degassing and exhaust gas recovery in olefin polymer production. The device includes: a resin transfer and degassing mechanism for transferring the resin product from the reactor to a degassing bin for removing hydrocarbon species from the resin in the degassing bin; and the exhaust gas recovery mechanism is used for receiving the exhaust gas flow from the degassing mechanism and recovering hydrocarbon substances and nitrogen in the exhaust gas flow. The device and the method can recover hydrocarbon substances such as ethylene and the like and nitrogen in the exhaust gas, and can recover high-purity nitrogen with different pressure grades, thereby realizing higher-level conveying and degassing effects.)
技术领域
本发明属于尾气回收领域，具体涉及一种从聚烯烃装置中回收排放气的装置及流程。
背景技术
在烯烃聚合物的生产过程中，溶解在聚烯烃树脂中未反应的乙烯、丙烯、丁烯、己烯等聚合单体和异戊烷、己烷等冷凝剂和溶剂必须除去，以保证下游生产和运输过程的安全，并达到环境保护的标准。因此，聚合工艺对聚烯烃树脂的脱挥要求高，产品指标严格。为了达到产品质量要求，生产中往往采用新鲜氮气对树脂颗粒进行输送、吹扫和脱除。脱除工艺对氮气纯度要求高、消耗大，由此产生的排放气还需要进行分离回收。
目前已存在多种回收排放气的分离流程，比如压缩冷凝、变压吸附、膜分离和深冷。这些分离流程都可以实现对共聚单体和冷凝剂的部分回收。由于排放气中氮气和乙烯沸点低，很难将其完全分离回用。专利CN103520946B采用深冷分离流程回收氮气，将膨胀后得到的低压氮气全部用于脱气仓吹扫脱气。专利WO2017023433A1采用两级膜分离流程分离排放气，将所得纯度较低的高压氮气用于脱气仓吹扫脱气。专利CN102389643A采用压缩冷凝后的排放气作为输送气将树脂颗粒由反应器输送至脱气仓。
以上方法虽然实现了氮气回用但并不能与聚烯烃工艺的脱挥过程以令人满意的方式相结合。为实现树脂颗粒中烃类物质的高效脱除，需采用尽可能纯净的氮气进行吹扫脱除，但压缩冷凝后的排放气纯度并不能满足要求。树脂脱挥过程对氮气的压力也有一定要求。一方面，脱气仓操作压力低并不需要采用高压氮气吹扫。另一方面，由于树脂颗粒从反应器到脱气仓存在高度差，需要高压氮气流股输送。由此可见，要最大限度的减少氮气消耗，就需要同时回收高纯度的高压和低压氮气。但是，目前包含膜分离或深冷分离或变压吸附的分离流程均不能同时获得两个压力等级的高纯度氮气。这是因为膜分离和变压吸附均需要压差驱动，流股的压力等级不同往往纯度不同，而深冷分离需要利用高压氮气流股膨胀制冷，往往只得到低压高纯度低压氮气流股。
因此发明一种可有效回收不同压力等级高纯度氮气的聚烯烃排放气回收装置及方法具有重大的经济利益和现实意义。
发明内容
本发明的目的之一在于提供一种烯烃聚合物生产中有效回收排放气各组分的装置。其包括树脂输送和脱气机构和排放气回收机构。本发明的装置通过这两类机构的协同配合工作，实现了树脂颗粒中烃类物质的更高效脱除并且节约氮气用量，节约压力能。
本发明包括树脂输送步骤、树脂脱气步骤和排放气回收步骤。
本发明所述的装置包括：
树脂输送和脱气机构，其用于将树脂产品从反应器输送到脱气仓，用于在脱气仓中脱除树脂中的烃类物质；
排放气回收机构，其用于接收来自所述树脂脱气机构的排放气流，并回收其中的烃类物质和氮气。
本发明的装置采用更纯净的高压回用氮气输送树脂颗粒，因此出料系统残留物有效减小，开车时间周期增长，并且在输送的同时实现了一定的脱气功能，可以得到更好的树脂脱挥效果，有效降低颗粒中的烃类残留量，防止残留物影响产品质量和后续运输安全。
根据本发明的一个具体实施例，所述输送和脱气机构包括：混合器，其用于接收来自排放气回收机构的第六气相流股和新鲜氮气，混合后作为输送气输入排料罐；排料罐，其用于接收烯烃聚合物生产得到的树脂颗粒，通过带压输送气将树脂颗粒输送至脱气仓；脱气仓，其用于接收夹带树脂颗粒的输送气，并在吹扫气的作用下脱去树脂颗粒中的烃类杂质和未反应的烯烃单体，输出含有烯烃、烷烃杂质和氮气的排放气。
根据本发明的一个具体实施例，带压输送气一股来自排放气回收机构的氮气，其压力10～30bar，优选地为15～25bar，其纯度85～98mol％，优选地为90～97mol％。带压输送气的总流量通过额外的新鲜高压氮气进行控制。
根据本发明的一个具体实施例，脱气仓中树脂颗粒与吹扫气逆向接触，树脂颗粒在脱气仓上半段与至少一股来自排放气回收机构且具有较高纯度的氮气接触实现高碳烃类杂质的脱除，在下半段与新鲜氮气接触完成低碳烃类杂质的脱除。
根据本发明的一个具体实施例，所述排放气回收机构包括：
多级压缩机，其用于压缩来自脱气仓的排放气；
冷却器，其用于冷却多级压缩机出口料流，输出第一气液混合物；
若干级气液分离器，其中，第一级气液分离器用于接收来自冷却器的第一气液混合物并分相，输出富含重组分的第一液相成分和富含轻组分的第一气相成分；当包含多级气液分离器时，第N级气液分离器接收上级气液分离器的气相成分经冷却得到气液混合物并分相，输出第N液相成分和第N气相成分；
至少一个透平机，其用于产生多压力等级的高压高纯度氮气；流股通过透平机膨胀后温度降低，提供冷量；
至少一个多流股换热器，其用于实现排放气回收机构中各流股间的换热过程。
根据本发明的一个具体实施例，所述若干级气液分离器包括：
第一气液分离器，其用于接收来自冷却器的第一气液混合物并分相，输出富含C4+高碳烃类杂质的第一液相成分和富含氮气和C2+低碳烃类杂质的第一气相成分；
第二气液分离器，其用于接收第一气相成分经冷却得到的第二气液混合物并分相，输出富含C4+高碳烃类杂质的第二液相成分和富含氮气和C2+低碳烃类杂质的第二气相成分；
第三气液分离器，其用于接收第二气相成分经冷却得到的第三气液混合物并分相，输出富含C2+低碳烃类杂质的第三液相成分和高纯度氮气的第三气相成分。
根据本发明的一个具体实施例，所述冷却器采用便宜的冷介质，例如循环冷却水，将多级压缩机出口料流冷却至尽可能低的温度，以节省后续机构的能耗。
根据本发明的一个具体实施例，所述第一气液分离器分相后输出的第一液相成分富含C4+高碳烃类杂质。
根据本发明的一个具体实施例，第一气相流股经第一多流股换热器冷却后温度降至-20～-60℃，优选-45～-55℃，经第二气液分离器分相后输出的第二液相成分组成主要为C4+高碳烃类杂质，含有少量C2+低碳烃类杂质和氮气。
根据本发明的一个具体实施例，第二气液分离器输出的第二气相成分经第二多流股换热器冷却后温度降至-150～-100℃，优选-130～-110℃，经第三气液分离器分相后输出的第三液相成分主要为C2+低碳烃类杂质。
本发明针对现有技术的不足，提供了一种烯烃聚合物生产中高效输送树脂产品，脱气并回收排放气各组分的装置及方法，其具有以下突出优点：实现了高压高纯度氮气和常压高纯度氮气的同步回用；其中高压高纯度氮气作为输送气，实现了压力回收，并有效降低出料系统残留物，从而延长开车时间，此外附带一定的脱气功能；排放气回收机构除循环冷却水外无需冷却剂即可实现对排放气的回收，能耗低，投资成本低，经济效益高，环保无污染。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图做简单地介绍，显而易见，下面简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表示本发明实施例1的工艺流程示意图。
图2表示本发明实施例2的工艺流程示意图。
在图中，相同的构件由相同的附图标记标示。附图并未按照实际的比例绘制。
具体实施方式
下面结合本发明的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚\完整地描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不全是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
如附图1所示，本发明提供的一种可同时制备高压和低压高纯度氮气的聚烯烃排放气回收装置包括：
树脂输送和脱气机构X，其用于接收聚烯烃流化床反应器输出的树脂产品，通过高压高纯度氮气流和新鲜高压氮气混合后的输送气将树脂产品由排料罐输送至脱气仓，通过低压高纯度氮气和低压新鲜氮气的两段吹扫脱气后输出排放气；
排放气回收机构Y，其用于接收来自所述树脂输送和脱气机构X排放气，回收其中的C4+高碳烃类料流b1和a11，C2+低碳烃类料流a12，高压高纯度氮气流a6，低压高纯度氮气流a14，为了防止系统中氢气或低碳烷烃的累积，一部分氮气作为剩余排放气流a13送去火炬；
在本实施例中，树脂输送和脱气机构X包括一个混合器，一个排料罐和一个脱气仓。混合器的第一进口T2与高压新鲜氮气相连，第二进口T3与排放气回收机构Y中第一分流器的第一出口T46相连，出口T4与排料罐第一进口T5相连，排料罐的第二进口T6与流化床反应器的出口T1相连，排料罐的出口T7与脱气仓的第一进口T8相连，脱气仓的第二进口T9与低压新鲜氮气相连，脱气仓的第三进口T10与排放气回收机构Y中第二分流器的第二出口T52相连，脱气仓的出口T11与排放气回收机构Y中多级压缩机进口T12相连。
在本实施例中，高压新鲜氮气(在本实施例中为纯氮气)和高压高纯度氮气流a6在混合器中混合后作为输送气输出至排料罐，将树脂产品气力输送至脱气仓。其中高压高纯度氮气a6压力10～30bar，优选地为15～25bar，其氮气纯度85～98mol％，优选地为90～97mol％，占总输送气流量比0.4～1，优选0.8-1；高压新鲜氮气压力与高压高纯度氮气a6的压力保持一致。由于高压高纯度氮气的回用，和使用高压新鲜氮气输送的方法相比大幅降低了新鲜氮气用量；和使用压缩冷凝后的气相流股作为输送气的方法相比大幅提高了氮气纯度，从而有效降低出料系统残留物，延长开车时间，此外附带一定的脱气功能。
在本实施例中，低压新鲜氮气(在本实施例中为纯氮气)和低压高纯度氮气a14在脱气仓中对树脂颗粒进行两段吹扫，上段通过低压高纯度氮气a14脱去树脂颗粒中C4+高碳烃类杂质，其中低压高纯度氮气a14压力1.5～5bar，优选地为2～4bar，其氮气纯度90～99mol％，优选地为95～98mol％；下段通过低压新鲜氮气脱去C2+低碳烃类杂质，其压力与常压高纯度氮气a14保持一致，输出的排放气主要组成为C2+低碳烃类杂质、C4+高碳烃类杂质和氮气。由于低压高纯度氮气的回用，和使用新鲜氮气吹扫的方法相比大幅降低了新鲜氮气用量。
在本实施例中，排放气回收机构Y包括一个多级压缩机，一个冷却器，一个透平机，两个多流股换热器，两个节流阀，两个分流器，三个气液分离器。其中多级压缩机进口T12与树脂输送和脱气机构X中脱气仓出口T11相连，多级压缩机出口T13与冷却器进口T14相连，冷却器出口T15与第一气液分离器进口T16相连，第一气液分离器第一出口T17与第一多流股换热器的第一流股进口T19相连，第一气液分离器的第二出口T18输出C4+高碳烃类料流b1，第一多流股换热器的第一流股出口T20与第二气液分离器进口T29相连，第二气液分离器第一出口T30与第二多流股换热器的第一流股进口T34相连，第二多流股换热器的第一流股出口T35与第三气液分离器进口T42相连，第三气液分离器第一出口T43与第二多流股换热器的第二流股进口T36相连，第二多流股换热器的第二流股出口T37与第一多流股换热器的第五流股进口T27相连，第一多流股换热器第五流股出口T28与第一分流器进口T45相连，第一分流器的第一出口T46与树脂输送和脱气机构X中混合器第一进口T3相连，第一分流器的第二出口T47与透平机进口T48相连，透平机出口T49与第二多流股换热器的第四流股进口T40相连，第二多流股换热器的第四流股出口T41与第一多流股换热器的第四流股进口T25相连，第一多流股换热器的第四流股出口T26和第二分流器的进口T50相连，第二分流器的第一出口T51输出排放气流a13送去火炬，第二分流器的第二出口T52与树脂输送和脱气机构X中脱气仓第三入口T10相连，第二气液分离器的第二出口T31与第一节流阀的进口T32相连，第一节流阀的出口T33与第一多流股换热器的第二流股进口T21相连，第一多流股换热器的第二流股出口T22输出C4+高碳烃类料流a11，第三气液分离器的第二出口T44与第二节流阀的进口T45相连，第二节流阀出口T46与第二多流股换热器的第三流股进口T38相连，第二多流股换热器的第三流股出口T39和第一多流股换热器的第三流股入口T23相连，第一多流股换热器的第三流股出口T24输出C2+低碳烃类料流a12。
在本实施例中，多级压缩机为离心式压缩机，2级压缩，出口压力20bar，级间通过循环冷却水将排放气冷却至40℃。
在本实施例中，冷却器为列管式换热器，把压缩后的排放气冷却至40℃。
在本实施例中，第一多流股换热器和第二多流股换热器均为板式换热器，第一多流股换热器的第一出口T20温度-20～-60℃，优选-45～-55℃，第二多流股换热器的第一出口T35温度-150～-100℃，优选-130～-110℃。
在本实施例中，第一气液分离器和第二气液分离器的第二出口均输出C4+高碳烃类液体料流，其中第二气液分离器输出的液相料流经第一节流阀膨胀至常压后液相成分b3温度-50～-60℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a11温度25～35℃。
在本实施例中，第三气液分离器的第二出口T44输出C2+低碳烃类液体料流，经第二节流阀膨胀至常压后液相成分b5温度-135～-115℃，在第二多流股换热器中回收冷量后气液混合物c4温度-70～-50℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a12温度20～40℃。
在本实施例中，第三气液分离器的第一出口T43输出高压高纯度氮气，在第二多流股换热器回收热量后气相成分a4温度-70～-50℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a5温度20～40℃，在第一分流器中分流，一部分气相成分a6作为输送气，其分流比0～1，优选0.4～0.6，通过第一分流器的第一出口T46输出至树脂输送和脱气机构X中的混合器；另一部分气相成分a7通过第一分流器的第二出口T47输出至透平机膨胀降温后气相成分a8温度-130～-150℃，在第二多流股换热器回收冷量后气相成分a9温度-50～-70℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a10温度20～40℃，分流后一部分气相成分a14作为吹扫气，其分流比0.5～0.95，通过第二分流器的第二出口T52输出至树脂输送和脱气机构X中的脱气仓，另一部分气相成分a13作为剩余排放气流送去火炬。
实施例2
如附图2所示，本发明提供的一种可同时制备高压、中压和低压高纯度氮气的聚烯烃排放气回收装置包括：
树脂输送和脱气机构X，其用于接收聚烯烃流化床反应器输出的树脂产品，通过高压高纯度氮气流和新鲜高压氮气混合后的输送气将树脂产品由排料罐输送至脱气仓，通过低压高纯度氮气和低压新鲜氮气的两段吹扫脱气后输出排放气；
排放气回收机构Y，其用于接收来自所述树脂输送和脱气机构X排放气，回收其中的C4+高碳烃类料流b1，C2+低碳烃类料流a21，高压高纯度氮气流a6，中压高纯度氮气a13，低压高纯度氮气流a18，为了防止系统中氢气或低碳烷烃的累积，一部分氮气作为剩余排放气流a19送去火炬；
对比附图1所示的实施例1，附图2所示的实施例2中增加了一个透平机，第一透平机出口流股a10在第二多流股换热器中回收冷量后分流得到气相成分a12，继续在第一多流股换热器回收冷量后即得到中压高纯度氮气流股a13，输出至树脂输送和脱气机构X的排料罐出口管线的中间进口T8接力输送，实现更好树脂输送效果；此外，第二气液分离器的第二出口液相成分b2在第一多流股换热器中回收冷量后，与输送气混合再次进入多级压缩机入口T17，从而提高第一气液分离器第二出口液相成分b1中C4+高碳烃类组成，实现更优的分离效果。
在本实施例中，树脂输送和脱气机构X包括一个混合器，一个排料罐和一个脱气仓。第一混合器的第一进口T2与高压新鲜氮气相连，第二进口T3与排放气回收机构Y中第一分流器的第一出口T60相连，出口T4与排料罐第一进口T5相连，排料罐的第二进口T6与流化床反应器的出口T1相连，排料罐的出口T7与脱气仓的第一进口T9相连，排料罐的出口管线中间进口T8与排放气回收机构Y的第一多流股换热器第四流股出口T30相连，脱气仓的第二进口T10与低压新鲜氮气相连，脱气仓的第三进口T11与排放气回收机构Y中第三分流器的第二出口T71相连，脱气仓的出口T12与排放气回收机构Y中多级压缩机进口T13相连。
在本实施例中，高压新鲜氮气(本实施例中为纯氮气)和高压高纯度氮气流a6在混合器中混合后作为输送气输出至排料罐，由于排料罐到脱气仓间存在压降，中压高纯度氮气流a13作为输送气在排料罐出口管线的中间进口T8进入接力输送，将树脂产品气力输送至脱气仓。其中高压高纯度氮气a6压力10～30bar，优选地为15～25bar，其氮气纯度85～98mol％，优选地为90～97mol％，占总输送气流量比0.3～1，优选0.6-0.8；高压新鲜氮气压力与高压高纯度氮气a6的压力保持一致；中压高纯度氮气a13压力5～15bar，优选地为5～10bar，其氮气纯度与高压高纯度氮气a6保持一致，占总输送气流量比0.1～0.5，优选0.1-0.3。由于高压高纯度氮气和中压高纯度氮气的回用，和使用高压新鲜氮气输送的方法相比大幅降低了新鲜氮气用量；和使用压缩冷凝后的气相流股作为输送气的方法相比大幅提高了氮气纯度，从而有效降低出料系统残留物，延长开车时间，此外附带一定的脱气功能。
在本实施例中，低压新鲜氮气(本实施例中为纯氮气)和低压高纯度氮气a18在脱气仓中对树脂颗粒进行两段吹扫，上段通过低压高纯度氮气a18脱去树脂颗粒中C4+高碳烃类杂质，其中低压高纯度氮气a14压力1.5～5bar，优选地为2～4bar，其氮气纯度90～99mol％，优选地为95～98mol％；下段通过低压新鲜氮气脱去C2+低碳烃类杂质，其压力与常压高纯度氮气a18保持一致，输出的排放气主要组成为C2+低碳烃类杂质、C4+高碳烃类杂质和氮气。由于低压高纯度氮气的回用，和使用新鲜氮气吹扫的方法相比大幅降低了新鲜氮气用量。
在本实施例中，排放气回收机构Y包括一个混合器，一个多级压缩机，一个冷却器，两个透平机，两个多流股换热器，两个节流阀，三个分流器，三个气液分离器。其中第二混合器的第一进口T13与树脂输送和脱气机构X中脱气仓出口T12相连，第二混合器的第二进口T14与第一多流股换热器的第二流股出口T26相连，第二混合器出口T15与多级压缩机进口T16相连，多级压缩机出口T17与冷却器进口T18相连，冷却器出口T19与第一气液分离器进口T20相连，第一气液分离器第一出口T21与第一多流股换热器的第一流股进口T23相连，第一气液分离器的第二出口T22输出C4+高碳烃类料流b1，第一多流股换热器的第一流股出口T24与第二气液分离器进口T37相连，第二气液分离器第一出口T38与第二多流股换热器的第一流股进口T42相连，第二多流股换热器的第一流股出口T43与第三气液分离器进口T54相连，第三气液分离器第一出口T55与第二多流股换热器的第二流股进口T44相连，第二多流股换热器的第二流股出口T45与第一多流股换热器的第六流股进口T33相连，第一多流股换热器第六流股出口T34与第一分流器进口T59相连，第一分流器的第一出口T60与树脂输送和脱气机构X中混合器第一进口T3相连，第一分流器的第二出口T61与第一多流股换热器的第七流股进口T35相连，第一多流股换热器的第七流股出口T36与第二多流股换热器的第三流股进口T46相连，第二多流股换热器的第三流股出口T47与第一透平机进口T62相连，第一透平机出口T63与第二多流股换热器的第五流股进口T50相连，第二多流股换热器的第五流股出口T51与第二分流器进口T64相连，第二分流器第一出口T65与第一多流股换热器第四流股进口T29相连，第一多流股换热器第四流股出口T30与树脂输送和脱气机构X中排料罐的出口管线中间进口T8相连，第二分流器第二出口T66与第二透平机进口T67相连，第二透平机出口T68与第二多流股换热器第六流股进口T52相连，第二多流股换热器第六流股出口T53与第一多流股换热器第五流股进口T31相连，第一多流股换热器第五流股出口T32与第三分流器进口T69相连，第三分流器第一出口T70输出排放气流a19送去火炬，第三分流器的第二出口T71与树脂输送和脱气机构X中脱气仓第三入口T11相连，第二气液分离器的第二出口T39与第一节流阀的进口T40相连，第一节流阀的出口T41与第一多流股换热器的第二流股进口T25相连，第一多流股换热器的第二流股出口T26与第二混合器的第二进口T14相连，循环C4+高碳烃类料流a20，第三气液分离器的第二出口T56与第二节流阀的进口T57相连，第二节流阀出口T58与第二多流股换热器的第四流股进口T48相连，第二多流股换热器的第四流股出口T49和第一多流股换热器的第三流股入口T27相连，第一多流股换热器的第三流股出口T28输出C2+低碳烃类料流a21。
在本实施例中，多级压缩机为离心式压缩机，2级压缩，出口压力20bar，级间通过循环冷却水将排放气冷却至40℃。
在本实施例中，冷却器为列管式换热器，把压缩后的排放气冷却至40℃。
在本实施例中，第一多流股换热器和第二多流股换热器均为板式换热器，第一多流股换热器的第一出口T20温度-20～-60℃，优选-45～-55℃，第二多流股换热器的第一出口T35温度-150～-100℃，优选-130～-110℃。
在本实施例中，第一气液分离器的第二出口输出C4+高碳烃类液体料流，第二气液分离器输出的液相料流经第一节流阀膨胀至常压后液相成分b3温度-50～-60℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a20温度25～35℃。
在本实施例中，第三气液分离器的第二出口T56输出C2+低碳烃类液体料流，经第二节流阀膨胀至常压后液相成分b5温度-135～-115℃，在第二多流股换热器中回收冷量后气液混合物c4温度-50～-70℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a12温度20～40℃。
在本实施例中，第三气液分离器的第一出口T55输出高压高纯度氮气，在第二多流股换热器回收热量后气相成分a4温度-70～-50℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a5温度20～40℃，在第一分流器中分流，一部分气相成分a6作为输送气，其分流比0～1，优选0.3～0.5，通过第一分流器的第一出口T60输出至树脂输送和脱气机构X中的混合器；他、另一部分气相成分a7再次通过第一多流股换热器降温得到气相成分a8，温度-60～-40℃，再通过第二多流股换热器换热器降温得到气相成分a9，温度-110～-90℃，通过第一透平机膨胀后气相成分a10压力5～10bar，温度-140～-120℃，在第二多流股换热器回收冷量后气相成分a11温度-125～-105℃，在第二分流器中分流，一部分气相成分a12在第一多流股换热器回收冷量得到气相成分a13，温度20～40℃，作为输送气，其分流比0～0.4，优选0～0.2，通过第一多流股换热器第四流股出口T30输出至树脂输送和脱气机构X中的排量罐出口管线中间进口T8；第二分流器的第二出口气相成分a14进入第二透平机膨胀降温后气相成分a15压力2～4bar，温度-130～-150℃，在第二多流股换热器回收冷量后气相成分a16温度-70～-50℃，在第一多流股换热器中回收冷量后气相成分a17温度20～40℃，分流后一部分气相成分a18作为吹扫气，其分流比0.5～0.95，通过第三分流器的第二出口T71输出至树脂输送和脱气机构X中的脱气仓，另一部分气相成分a19作为剩余排放气流送去火炬。
从本发明所提供的上述实施例可见，排放气回收机构除循环冷却水外无需冷却剂即可实现对排放气的回收，能耗低，投资成本低，经济效益高，环保无污染。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。
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