技术领域
[0001] 本
发明涉及焦化/
钢厂行业焦炉煤气综合利用技术领域，具体地说是一种焦炉煤气制LNG联产甲醇的方法及装置。
背景技术
[0002] 焦炉煤气是
炼焦的副产品，其主要成份为H2、CH4、CO和CO2，是一种良好的化工原料和高热值
燃料。但其所含杂质如各种形态硫、焦油、苯、
萘、
氨和HCN等种类繁多，成份复杂，严重影响了其使用范围。之前较为成熟且经济的方式是以焦炉煤气为原料生产甲醇，但是由于受甲醇产品市场的影响和资金限制，规划生产甲醇的企业均停止了进展。因此，大规模的焦炉煤气面临直接被排放的危机，这成为困扰企业和政府的难题。
[0003] 现有的焦炉煤气作为燃料直接燃烧或者燃烧后发电，焦炉煤气的热值平均值约为4100～4200kcal/m3，直接燃烧或者燃烧后发电可以利用焦炉煤气的热值，但是同时会排放SO2和NOx等污染物，造成环境污染。
[0004] 现有的焦炉煤气制甲醇的方法工艺步骤如图1所示，焦炉煤气依次通过压缩处理、预处理、加氢
脱硫处理、湿法脱
碳处理、焦炉煤气
转化处理和甲醇合成处理后制备甲醇产品。但是，这种工艺对于焦炉煤气利用率较低，并且在生产过程中存在二次污染的情况。
发明内容
[0005] 本发明的目的是克服
现有技术的不足，设计一种工艺能对焦炉煤气中CH4、H2、CO、CO2等有效组分的充分利用，实现焦炉煤气利用后产品多元化，并且还尽可能避免了对环境的污染。
[0006] 实现上述目的，设计一种焦炉煤气制LNG联产甲醇的方法，其特征在于，依次采用如下制备步骤：
[0007] 焦炉煤气先经过
压缩机加压至0.45～0.6Mpa后，再经过TSA预处理和PSA脱苯除去萘、焦油、NH3、苯及其它重
烃化合物，再经过焦炉煤气压缩机加压至2.5Mpa后送入加氢脱硫装置进行脱硫，再送入MDEA
脱碳装置进行脱碳，焦炉煤气进行脱碳后获得的脱碳气再进行LNG深冷分离，得到产品LNG；
[0008] 所述的LNG深冷分离依次采用预干燥、干燥、脱汞、
深冷处理；
[0009] 同时冷箱排放气和MDEA脱碳装置脱碳时产生的富CO2气作为甲醇合成装置中甲醇合成用的原料气之一与其他富碳气生产甲醇。
[0010] 所述的TSA预处理依次进行如下处理：
[0011] b1、TSA
吸附：加压后的焦炉煤气从TSA预处理塔的塔底进入TSA预处理塔，焦炉煤气中的萘、焦油、NH3、部分H2S及其它重烃类杂质在常温下被吸附下来，预处理后的焦炉煤气去PSA脱苯工序；
[0012] b2、TSA降压：完成TSA吸附的TSA预处理塔逆着吸附方向，即朝着入口端卸压，气体排至燃气管网；
[0013] b3、TSA加热脱附杂质：在TSA降压完成后，用甲醇合成装置排出的部分
净化后的甲醇驰放气或者氮气作为再生气源，经TSA加热器加热至180℃后逆着TSA预处理塔的吸附方向吹扫TSA预处理塔的吸附剂床层，使萘、焦油、NH3、H2S及其它重烃类杂质在加温下得以完全脱附，再生后的
解吸气送回燃气管网；
[0014] b4、TSA冷却吸附剂：TSA加热脱附杂质完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着进气方向吹扫TSA预处理塔的吸附剂床层，使之冷却至吸附
温度，吹冷后的解吸气也送回燃气管网；
[0015] b5、升压过程：用干燥净化处理后的煤气逆着吸附方向将TSA预处理塔加压至吸附压
力，至此TSA预处理塔就又可以进行下一次吸附了。
[0016] 所述的PSA脱苯依次进行如下操作：
[0017] c1、PSA吸附：经过TSA预处理后的焦炉煤气进入PSA预处理塔，在高压下，其中的芳烃类杂质被吸附剂吸附下来，未被吸附的组份从PSA预处理塔的塔顶排出，进入焦炉煤气压缩机三级入口；
[0018] c2、PSA降压：当PSA预处理塔吸附饱和后，进入再生过程中的降压处理，所述的降压处理为PSA预处理塔朝着入口端的逆吸附方向卸压，气体排至燃气管网；
[0019] c3、PSA冲洗：用甲醇合成装置排出的部分净化后的甲醇驰放气或者氮气对PSA预处理塔进行自塔顶至塔底的冲洗，使得PSA预处理塔内的吸附剂得以完全再生；
[0020] c4、PSA升压：用预处理净化处理后的焦炉煤气逆着吸附方向将PSA预处理塔加压至吸附压力，至此预处理塔就完成再生，又可以进行下一次吸附了。
[0021] 所述的LNG深冷分离中的预干燥依次采用如下步骤：
[0022] d1、脱碳气吸附：脱碳气进入预干燥塔，在高压下，其中的H2O被吸附剂吸附下来，未被吸附的组份从预干燥塔的塔顶排出；
[0023] d2、脱碳气降压：当预干燥塔吸附饱和后，停止吸附，预干燥塔的吸附剂床层开始转入再生过程中的降压处理，所述的降压处理为预干燥塔朝着入口端的方向卸压，气体排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0024] d3、脱碳气冲洗：用冷箱排放气对预干燥塔进行冲洗，使得预干燥塔内的吸附剂得以完全再生；
[0025] d4、脱碳气升压：用“脱碳气吸附”步骤后获得的干燥净化处理后的脱碳气逆着吸附方向将预干燥塔加压至吸附压力，至此预干燥塔就又可以进行下一次吸附了。
[0026] 所述的LNG深冷分离中的干燥采用如下步骤：来自预干燥塔的脱碳气按时间先后进入不同的干燥塔内，其中至少2台干燥塔处于吸附H2O和CO2状态、至少一台干燥塔处于再生状态；当干燥塔吸附H2O和CO2饱和后即转入再生过程；所述的再生过程依次包括如下处理步骤：
[0027] d11、干燥塔降压：干燥塔逆着吸附方向，即朝着入口端进行卸压，部分吸附的杂质得到再生，减压气体排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0028] d12、干燥塔加热脱附杂质：用来自冷箱的排放气经加热器加热后，逆着吸附方向吹扫干燥塔的吸附剂床层，使吸附的杂质在加温下得以完全脱附，再生后的再生气经
过冷却后排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0029] d13、干燥塔冷却吸附剂：加热脱附杂质完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着进气方向吹扫干燥塔的吸附剂床层，使之冷却至吸附温度；吹冷后的解吸气也排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0030] d14、干燥塔升压：用处理后的干燥气逆着吸附方向将干燥塔加压至吸附压力，至此TSA预处理塔就又可以进行下一次吸附了。
[0031] 所述的LNG深冷分离中的脱汞为采用如下处理方法：经过干燥后的脱碳气中H2O脱除到1ppm，CO2脱除到10ppm后，进入脱汞反应器中，将脱碳气中含有的微量汞脱除，以保护后续的冷箱不被
腐蚀，然后送深冷工段。
[0032] 所述的深冷处理采用带预冷的混合制冷剂循环MRC。
[0033] 所述的混合制冷剂循环中采用的混合制冷剂采用包括甲烷、乙烯、丙烷和氮气的混合物。
[0034] 包括压缩机、加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置、甲醇合成装置、原料气分液罐、TSA预处理塔、TSA加热器、PSA预处理塔、预干燥、干燥塔、再生气加热器、脱汞反应器、LNG深冷分离系统、LNG储罐及装车系统；
[0035] 压缩机的一级入口用于输入焦炉煤气原料，压缩机的二级出口连接原料气分液罐，原料气分液罐的上端与TSA预处理塔的塔底支管上的第一旁路连接，TSA预处理塔的塔顶的旁路与PSA预处理塔的塔底的一路分支连接，PSA预处理塔的塔顶的一路分支的出口端连接压缩机的三级入口，压缩机的四级出口依次连接加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置、预干燥塔的塔底的一路分支，预干燥塔的塔顶的一路分支与干燥塔的塔底的一路分支连接，干燥塔的塔顶的一路分支与脱汞反应器的输入端连接，脱汞反应器输出端依次连接LNG深冷分离系统和LNG储罐及装车系统；
[0036] LNG深冷分离系统的出口端分四路，第一路依次连接再生气加热器、干燥塔的塔顶的另一路分支；第二路与干燥塔的塔顶的另一分支连接；第三路与预干燥塔的塔顶的另一分支连接；第四路连接甲醇合成装置的进料口；
[0037] 甲醇合成装置的驰放气出口分两路：驰放气出口第一路与PSA预处理塔的塔顶主管连接；驰放气出口第二路再分两股：驰放气第二路第一股连接TSA加热器的进口，TSA加热器的出口与TSA预处理塔的塔顶主管连接；驰放气第二路第二股与TSA预处理塔的塔顶主管连接；PSA预处理塔的塔底的再生后的驰放气出口和TSA预处理塔的塔底的再生后的驰放气出口分别再与燃料气管网连接。
[0038] 本发明与现有技术相比，具有如下优势：
[0039] 焦炉煤气压缩工段，焦炉煤气经压缩机二级出口输出后依次进行TSA预处理和PSA脱苯，焦炉煤气中不再含有萘、焦油、苯等杂质，因此返回压缩机三级入口后，压缩机三级和四级不再排放污
水，降低了污
水处理厂的处理负荷；
[0040] 制备的主要产品LNG和甲醇，实现了下游产品多样化，产品的市场适应性更好，经济效益更好；
[0041] 可以在原焦炉煤气制甲醇的生产工艺上进行改造，可以有效的保留原焦炉煤气制甲醇的生产工艺中的压缩、脱硫、脱碳等工序，因此项目实施灵活、有效节约一次性投资、可行性更高。
附图说明
[0042] 图1是现有的焦炉煤气制甲醇的工艺步骤示意图。
[0043] 图2是本发明工艺步骤流程示意图。
[0044] 图3是本发明工艺系统中TSA预处理工序的连接示意图。
[0045] 图4是本发明工艺系统中PSA预处理工序的连接示意图。
[0046] 图5是本发明工艺系统中深冷工序的连接示意图。
具体实施方式
[0047] 现结合附图对本发明作进一步地说明。
[0048] 本发明中LNG指
液化天然气；TSA指变温吸附；PSA指变压吸附；MDEA脱碳指湿法脱碳。
[0050] 参见图2，本发明一种焦炉煤气制LNG联产甲醇的方法，其特征在于，焦炉煤气先经过压缩机加压至0.45～0.6Mpa后，再经过TSA预处理和PSA脱苯除去萘、焦油、NH3、苯及其它重烃化合物，再经过焦炉煤气压缩机加压至2.5Mpa后送入加氢脱硫装置进行脱硫，再送入MDEA脱碳装置进行脱碳，焦炉煤气进行脱碳后获得的脱碳气再进行LNG深冷分离，得到产品LNG；所述的LNG深冷分离依次采用预干燥、干燥、脱汞、深冷处理；同时冷箱排放气和MDEA脱碳装置脱碳时产生的富CO2气还可作为甲醇合成装置中甲醇合成用的原料气之一与其他富碳气生产甲醇，合理利用了原料，节省了成本，且环保。
[0051] 进一步的，参见图3，所述的TSA预处理依次进行如下处理：
[0052] b1、TSA吸附：加压后的焦炉煤气从TSA预处理塔的塔底进入TSA预处理塔1，焦炉煤气中的萘、焦油、NH3、部分H2S及其它重烃类杂质在常温下被吸附下来，预处理后的焦炉煤气去PSA脱苯工序；
[0053] b2、TSA降压：完成TSA吸附的TSA预处理塔1逆着吸附方向，即朝着入口端卸压，气体排至燃气管网1-2；
[0054] b3、TSA加热脱附杂质：在TSA降压完成后，用甲醇合成装置排出的部分净化后的甲醇驰放气或者氮气作为再生气源，经TSA加热器1-5加热至180℃后逆着TSA预处理塔的吸附方向吹扫TSA预处理塔1的吸附剂床层，使萘、焦油、NH3、H2S及其它重烃类杂质在加温下得以完全脱附，再生后的解吸气送回燃气管网1-2；
[0055] b4、TSA冷却吸附剂：TSA加热脱附杂质完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着进气方向吹扫TSA预处理塔1的吸附剂床层，使之冷却至吸附温度，吹冷后的解吸气也送回燃气管网1-2；
[0056] b5、升压过程：用干燥净化处理后的煤气逆着吸附方向将TSA预处理塔1加压至吸附压力，至此TSA预处理塔1就又可以进行下一次吸附了。
[0057] 本例中，TSA预处理可由3台TSA预处理塔1、1台TSA加热器1-5组成。来自焦炉煤气压缩机二级出口的焦炉煤气进入TSA预处理工序后，自塔底进入处于吸附状态的2台TSA预处理塔进行吸附杂质、另1台处于再生状态，3台TSA预处理塔交替工作实现焦炉煤气的净化。
[0058] 进一步的，参见图4，所述的PSA脱苯依次进行如下操作：
[0059] c1、PSA吸附：经过TSA预处理后的焦炉煤气进入PSA预处理塔2，在高压下，其中的芳烃类杂质被吸附剂吸附下来，未被吸附的组份从PSA预处理塔2的塔顶排出，进入焦炉煤气压缩机三级入口；
[0060] c2、PSA降压：当PSA预处理塔2吸附饱和后，进入再生过程中的降压处理，所述的降压处理为PSA预处理塔2朝着入口端的逆吸附方向卸压，气体排至燃气管网1-2；
[0061] c3、PSA冲洗：用甲醇合成装置排出的部分净化后的甲醇驰放气或者氮气对PSA预处理塔2进行自塔顶至塔底的冲洗，使得PSA预处理塔2内的吸附剂得以完全再生；
[0062] c4、PSA升压：用预处理净化处理后的焦炉煤气逆着吸附方向将PSA预处理塔2加压至吸附压力，至此预处理塔就完成再生，又可以进行下一次吸附了。
[0063] 本例中PSA脱苯共采用3台PSA吸附塔完成。
[0064] 进一步的，参见图5，LNG深冷分离中的预干燥依次采用如下步骤：
[0065] d1、脱碳气吸附：脱碳气进入预干燥塔3，在高压下，其中的H2O被吸附剂吸附下来，未被吸附的组份从预干燥塔3的塔顶排出；
[0066] d2、脱碳气降压：当预干燥塔3吸附饱和后，停止吸附，预干燥塔3的吸附剂床层开始转入再生过程中的降压处理，所述的降压处理为预干燥塔3朝着入口端的方向卸压，气体排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0067] d3、脱碳气冲洗：用冷箱排放气对预干燥塔3进行冲洗，使得预干燥塔3内的吸附剂得以完全再生；
[0068] d4、脱碳气升压：用“脱碳气吸附”步骤后获得的干燥净化处理后的脱碳气逆着吸附方向将预干燥塔3加压至吸附压力，至此预干燥塔3就又可以进行下一次吸附了。
[0069] 进一步的，参见图5，所述的LNG深冷分离中的干燥采用如下步骤：来自预干燥塔3的脱碳气按时间先后进入不同的干燥塔4内，其中至少2台干燥塔处于吸附H2O和CO2状态、至少一台干燥塔处于再生状态；当干燥塔吸附H2O和CO2饱和后即转入再生过程；所述的再生过程依次包括如下处理步骤：
[0070] d11、干燥塔降压：干燥塔4逆着吸附方向，即朝着入口端进行卸压，部分吸附的杂质得到再生，减压气体排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0071] d12、干燥塔加热脱附杂质：用来自冷箱的排放气经加热器4-1加热后，逆着吸附方向吹扫干燥塔4的吸附剂床层，使吸附的杂质在加温下得以完全脱附，再生后的再生气经过冷却后排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0072] d13、干燥塔冷却吸附剂：加热脱附杂质完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着进气方向吹扫干燥塔4的吸附剂床层，使之冷却至吸附温度；吹冷后的解吸气也排至焦炉煤气压缩机一级入口回收；
[0073] d14、干燥塔升压：用处理后的干燥气逆着吸附方向将干燥塔4加压至吸附压力，至此TSA预处理塔就又可以进行下一次吸附了。
[0074] 进一步的，参见图5，所述的LNG深冷分离中的脱汞为采用如下处理方法：经过干燥后的脱碳气中H2O脱除到1ppm，CO2脱除到10ppm后，进入脱汞反应器5中，将脱碳气中含有的微量汞脱除，以保护后续的冷箱不被腐蚀，然后送深冷工段。
[0075] 经过所述的干燥处理后，进入深冷工段的脱碳气已经达到表1中的指标：
[0076] 表1
[0077]杂质名称 控制指标
水 ＜1ppmV
CO2 ＜50ppmV
H2S 0.1ppmV
COS 0.1ppmV
硫化物总量 ≤1mg/m3
汞 ＜0.01μg/m3
芳香族化合物 ＜10ppmV
[0078] 进一步的，所述的深冷处理采用带预冷的混合制冷剂循环MRC。本例中，净化后的焦炉煤气进入冷箱内的各段换热器被返流的低温介质冷却，在一定温度下以汽液混合物进入气液分离器，气相部分即富氢气体进入LNG过冷器过冷LNG后，去主换热器复热送出冷箱液相部分节流后进入精馏塔中部进行精馏，塔釜获得LNG经过冷器过冷后送至常压LNG贮罐中储存；精馏塔顶部抽出驰放气回主换热器复热后送出冷箱可作为燃料。氮气经氮气压缩机压缩后进入主换热器，冷却后进入精馏塔的塔底
再沸器作为热源冷却为液体后经减压并过冷后进入精馏塔的塔顶
冷凝器作为冷源并被
气化后依次经过冷器、主换热器复热后送出冷箱循环压缩。
[0079] 进一步的，本系统采用带预冷的单级节流混合制冷剂循环。甲烷化气液化所需冷量由一套混合制冷剂循环系统提供。所述的混合制冷剂循环中采用的混合制冷剂采用包括甲烷、乙烯、丙烷和氮气的混合物，利用各组分沸点的不同在各换热器内冷凝并过冷经J-T
阀减压进入返流制冷剂中依次冷却不同温区的原料焦炉气及正流制冷剂，返流制冷剂被复热后出冷箱进入混合制冷剂压缩机循环压缩。出混合冷剂压缩机的中压制冷剂先经溴化锂制冷机冷却后再进入冷箱。在运行异常和开车时，冷剂吸入缓冲罐可以保护压缩机没有液体进入。
[0080] 冷剂的补充：氮气由液氮贮罐提供。甲烷的补充来自LNG储罐BOG。乙烯、丙烷和异戊烷均由各自的储罐提供。所有的冷剂均由冷剂吸入罐的入口管线加入。在系统维修或由于冷剂中液体过多时，用冷剂储罐来存放排出的或多余的冷剂。这些冷剂可以根据需要再加入到系统中，以使冷剂损失最小。
[0081] 针对本发明中原料气中氢含量较高相应的液化温度较低的特点，采用带溴化锂制冷进行预冷的混合冷剂循环，采用溴化锂预冷措施最大限度地降低混合冷剂中异戊烷的比例，防止MRC节流后温度过低引起异戊烷的冻结确保装置稳定运行，其次，采用溴化锂制冷机预冷，充分利用焦化厂低品位一次
能源丰富的特点，节约运行成本。此外，由于没有压缩机，溴化锂制冷机的可靠性远远高于丙烷或氟利昂
制冷压缩机。流程中设置液氮及液态甲烷过冷器，减少
节流阀后的
汽化量及由此带来的不可逆损失，降低系统能耗。
[0082] 本发明中深冷处理采用带预冷的混合制冷剂循环MRC的原因如下：
[0083] 液化部分是LNG项目的核心部分，其工艺过程并不十分复杂，主要由天然气预冷及液化和制冷系统两部分组成。但开发研制经济实用、性能可靠的换热设备和高效节电、操作简单灵活的制冷系统，一直是LNG生产技术的
专利商梦寐以求的目标。各主要公司如Linda、B.V.、法国燃气等在这方面做了很多研究工作，在传统的复迭制冷、氮制冷、膨胀制冷工艺的
基础上开发出了
能量效率更高的混合制冷剂工艺，如B.V.公司的PRICO工艺和法国燃气公司的MCR工艺。
[0084] 膨胀制冷的主要优点是利用天然气本身压力进行制冷，装置能耗低，设备台数少，投资少；主要缺点是液化率低，对天然气的组成和压力有较高的要求。这种工艺适合于在天然气压力较高，甲烷含量较高，天然气气源较充足，资金紧张的情况下选用。
[0085] 三级复迭制冷工艺是LNG装置最初经常采用的液化工艺，它包含了三个相对独立、互相
串联的冷剂循环，可以达到天然气全液化的目的。这种工艺投资高，能耗高，操作复杂，动设备和静设备台数都多。现已基本被淘汰。
[0086] 两级复迭制冷+闪蒸工艺是将复迭制冷和膨胀制冷的工艺相结合，使得液化率比膨胀制冷的液化率有所提高，可达到50％左右，投资和能耗又比三级复迭制冷工艺的投资有所降低。
[0087] 混合制冷工艺就是以多组分的混合制冷剂N2和C1-C5的混合物取代传统的单一组分的制冷剂，大大简化了液化单元，提高了操作可靠性、灵活性，强化系统的能量利用，从而实现低能耗、低投资的目的。与三级复迭制冷工艺相比，混合制冷工艺能以较小的压缩机功耗来获得更低能位-160℃的冷量，效率高、节能效果显著，因而更适合于高液化率的场合，是天然气液化技术的发展方向。
[0088] 几种工艺的对比表如下：
[0089]
[0090] 国内LNG工艺近几年发展迅速，已经有成功的装置投入运行，而节能的混合制冷技术也有哈尔滨深冷有限公司、成都深冷设备有限公司等开发成功并投入使用，国产技术已经成熟。
[0091] 因此从投资和技术先进性等方面考虑，本发明中装置按国产混合制冷技术考虑。
[0092] 本发明中制备的产品LNG在5000m3常压贮罐中贮存。LNG产品由离心式液体
泵增压后装车，在LNG槽车内
蒸发的气体与贮槽BOG汇合后通过空温式加热器加热至常温后直接返回焦炉煤气气压缩机中循环使用，可节省BOG压缩机的投资。
[0093] 生产
液化天然气后剩余的2.0MPa富氢气作为干燥工段的再生气源后，然后去甲醇装置作为甲醇合成的新鲜气。
[0094] 本发明工艺操作条件优选为：
[0095] (1)焦炉煤气压缩机
[0096]
[0097]
[0098] (2)净化煤气压缩机
[0099]
[0100] (3)TSA预处理塔
[0101] TSA操作温度℃ 40～180；
[0102] TSA操作压力MPaG 0.5。
[0103] (4)PSA脱苯塔
[0104] PSA脱苯塔操作温度℃ 40；
[0105] PSA脱苯塔操作压力MPaG 0.5。
[0106] (5)绝热加氢反应器利旧
[0107]
[0109]
[0110] (7)MDEA脱碳
[0111]
[0112] (8)预干燥塔
[0113] 操作温度℃ 40；
[0114] 操作压力MPaG 2.40。
[0115] (9)干燥塔
[0116] 操作温度℃ 40～220；
[0117] 操作压力MPaG 2.40。
[0118] (10)脱汞反应器
[0119] 操作温度℃ 40；
[0120] 操作压力MPaG 2.4。
[0121] 实施例2
[0122] 参见图4和图5，本例中加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置均为成熟的现有技术，且可以利旧原焦炉煤气制甲醇装置中已有设备及流程，故未在图中示出，本例是与实施例1中的工艺相配套的焦炉煤气制LNG联产甲醇的装置，其特征在于，
[0123] 包括压缩机、加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置、甲醇合成装置、原料气分液罐1-6、TSA预处理塔1、TSA加热器1-5、PSA预处理塔2、预干燥塔3、干燥塔4、再生气加热器4-1、脱汞反应器5、LNG深冷分离系统6、LNG储罐及装车系统7；
[0124] 压缩机的一级入口用于输入焦炉煤气原料，压缩机的二级出口连接原料气分液罐1-6，原料气分液罐1-6的上端与TSA预处理塔1的塔底支管上的第一旁路连接，TSA预处理塔
1的塔顶的旁路与PSA预处理塔2的塔底的一路分支连接，PSA预处理塔2的塔顶的一路分支的出口端连接压缩机的三级入口，压缩机的四级出口依次连接加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置、预干燥塔3的塔底的一路分支，预干燥塔3的塔顶的一路分支与干燥塔4的塔底的一路分支连接，干燥塔4的塔顶的一路分支与脱汞反应器5的输入端连接，脱汞反应器5输出端依次连接LNG深冷分离系统6和LNG储罐及装车系统7；
[0125] LNG深冷分离系统6的出口端分四路，第一路依次连接再生气加热器4-1、干燥塔4的塔顶的另一路分支；第二路与干燥塔4的塔顶的另一分支连接；第三路与预干燥塔3的塔顶的另一分支连接；第四路连接甲醇合成装置的进料口；
[0126] 甲醇合成装置的驰放气出口分两路：驰放气出口第一路与PSA预处理塔2的塔顶主管连接；驰放气出口第二路再分两股：驰放气第二路第一股连接TSA加热器1-5的进口，TSA加热器1-5的出口与TSA预处理塔1的塔顶主管连接；驰放气第二路第二股与TSA预处理塔1的塔顶主管连接；甲醇合成装置的驰放气经过PSA预处理塔2和TSA预处理塔1的塔顶进入处理后，再分别从塔底出来再与燃料气管网连接。
[0127] 其中，焦炉煤气原料通过压缩机压缩后流经工艺管道与原料气分液罐，原料气分液罐上端通过工艺管道与TSA预处理塔的塔底连接，焦炉煤气自TSA预处理塔塔底通过TSA预处理塔装填的吸附剂床层后，从TSA预处理塔塔顶排出后通过工艺管道与PSA吸附塔的塔底连接，通过TSA预处理的焦炉煤气自PSA吸附塔塔底通过PSA吸附塔装填的吸附剂床层后，从PSA吸附塔塔顶排出后进入焦炉煤气经过精密
过滤器后进入焦炉煤气压缩机，经过压缩后进入加氢脱硫装置、MDEA脱碳装置，脱碳后的焦炉煤气通过工艺管道与预干燥塔3的塔底连接，脱碳后的焦炉煤气自预干燥塔塔底通过预干燥塔装填的吸附剂床层后，从预干燥塔塔顶排出后通过工艺管道与干燥塔的塔底连接，通过TSA预处理的焦炉煤气自干燥塔塔底通过干燥塔装填的吸附剂床层后，从干燥塔塔顶排出后经过工艺管道与脱汞反应器连接后，从脱汞反应器输出端通过工艺管道进入LNG深冷分离系统和LNG储罐及装车系统进行LNG装车；
[0128] 冷箱排放气从LNG深冷分离系统出来分四路，其中：第一路冷箱排放气先经过再生气加热器加热后，通过工艺管道与干燥塔的塔顶连接，从干燥塔塔底排出；第二路冷箱排放气直接通过工艺管道与干燥塔的塔顶连接，从干燥塔塔底排出；第三路冷箱排放气通过工艺管道与预干燥塔的塔顶连接，从预干燥塔塔底排出；第四路冷箱排放气直接从LNG深冷分离系统出来后与前三路冷箱排放气混合后，通过工艺管道送至甲醇合成装置进行甲醇合成。
[0129] 综上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并非用来限定本发明的实施范围。即凡依本发明
申请专利范围的内容所作的等效变化与修饰，都应为本发明的技术范畴。
