一种荒煤气带压净化系统的制作方法

本实用新型属于化工设备中焦炉煤气或裂解炉煤气的净化技术领域，特别涉及一种荒煤气带压净化系统。

背景技术：

目前，焦炉煤气或裂解炉煤气脱氨、脱硫、脱苯均在低压下进行。绝大部分脱氨工艺用硫酸和氨生成硫氨，小部分脱氨工艺用磷酸吸收氨，然后蒸馏生成液氨或氨水，这两种工艺投资大、生产成本高，且脱氨精度不高，脱氨后荒煤气中还含氨50毫克/立方；脱苯工艺采用油洗脱苯工艺，投资大，能耗高，且脱苯精度不高，脱苯后荒煤气中还含苯2克/立方；脱硫工艺均采用湿法，荒煤气脏，副产品硫磺品质差，价值低，湿法脱硫还不可避免产生副盐，其处理费用高，同时湿法脱硫不能脱除有机硫，且无机硫只能脱到20毫克/立方，脱硫后煤气有一部分用于燃料，燃烧后烟气需要脱硫，烟气脱硫投资大，成本高，若脱硫后煤气用于其他用途，还需要将有机硫转化为无机硫来脱除，投资大，成本高。

技术实现要素：

本实用新型的发明目的在于：针对上述存在的问题，提供一种荒煤气带压净化系统，其能够有效解决现有技术中采用低压净化处理方式存在的投资高、成本高、脱除效果不好的问题。

为了实现上述目的，本实用新型采用的技术方案是：

一种荒煤气带压净化系统，其特征在于：包括压缩分离系统、甲醇洗脱苯脱水系统以及低温甲醇洗脱硫系统；

所述压缩分离系统包括至少一级压缩机以及与压缩机对应配合的气液分离器，所述荒煤气经压缩分离系统增压及水分离处理后进入甲醇洗脱苯脱水系统中；

所述甲醇洗脱苯脱水系统由甲醇洗涤塔和脱重脱水再生系统组成，增压后的荒煤气进入甲醇洗涤塔进行洗涤脱苯处理，所述甲醇洗涤塔与脱重脱水再生系统连接形成循环回路，所述脱重脱水再生系统分离的不凝气通过管路返回到压缩分离系统的进口端并与荒煤气混合；

所述低温甲醇洗脱硫系统包括低温甲醇洗涤塔、富液气液分离器以及低温甲醇洗再生系统，经甲醇洗涤后的荒煤气经换热后进入低温甲醇洗涤塔，经脱硫后的甲醇液由低温甲醇洗涤塔底部通过加压泵增压并经换热后进入富液气液分离器，低温甲醇洗涤塔顶部的净化气体返回低温甲醇洗脱硫系统前循环，所述富液气液分离器与低温甲醇洗再生系统连接。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其还包括净化气膨胀能量回收系统，所述净化气膨胀能量回收系统包括膨胀压缩机和膨胀气冷量回收换热器，经低温甲醇洗涤塔洗涤后的净化气进入膨胀压缩机，经膨胀降压后经膨胀气冷量回收换热器回收冷量后去净化气低压管网。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述低温甲醇洗再生系统包括再生塔、再生塔回流罐以及深冷分离器，所述富液气液分离器与再生塔连接，所述再生塔顶部依次与再生塔回流罐和深冷分离器连接，所述再生塔回流罐底部液相返回再生塔，所述深冷分离器底部液相进入富液气液分离器。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其还包括水洗脱氨系统，所述水洗脱氨系统包括水洗塔和蒸氨塔，增压后的荒煤气进入水洗塔，所述水洗塔顶部的气体进入甲醇洗涤塔，所述水洗塔底部连接分层器，氨从蒸氨塔顶部蒸出得到浓缩氨水，不凝气返回到压缩分离系统进口与荒煤气混合，蒸氨塔塔釜脱除氨后的贫液与进入蒸氨塔的稀氨水换热后，大部分经过冷却器进一步冷却降温后作为水洗塔循环吸收液，小部分作为排污送污水装置进一步处理。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述压缩分离系统采用多级压缩结构，多级压缩的每一级压缩机出口与对应的气液分离器连接，经气液分离器处理的气体送入下一级压缩机入口，最后一级压缩机对应的气液分离器处理后的气体直接送入甲醇洗脱苯脱水系统的甲醇洗涤塔。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述压缩分离系统采用多级压缩结构，多级压缩的每一级压缩机出口与对应的气液分离器连接，经气液分离器处理的气体送入下一级压缩机入口，最后一级压缩机的出口与水洗脱氨系统的水洗塔连接。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述压缩分离系统采用单级压缩结构，增压后的荒煤气经水冷器间接冷却后送入甲醇洗脱苯脱水系统的甲醇洗涤塔。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述压缩分离系统采用单级压缩结构，增压后的荒煤气经水冷器间接冷却后送入水洗脱氨系统的水洗塔。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述多级压缩的每一级压缩机出口气冷却采用间接冷却或直接接触冷却，直接接触冷却循环水来自于每一级的气液分离器，即每一级的气液分离器底部出口通过对应的级间水冷泵，并经冷却器冷却后，循环至对应级气液分离器的出口。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其所述水洗塔底部与分层器连接，所述分层器的上部与脱重脱水再生系统连接，所述分层器的下部稀氨水分为两路，其一路与最后一级的压缩机出口端连接，用作该级压缩机出口气冷却水的直接接触冷却，另一路与蒸氨塔连接。

本实用新型所述的荒煤气带压净化系统，其当净化气全部降压使用或部分净化气降压使用而另外部分净化气不降压也不增压使用时，所述低温甲醇洗涤塔顶部与膨胀压缩机连接，需要降压净化气进入膨胀压缩机的膨胀端膨胀到净化气低压管网压力，然后再与低温甲醇洗再生系统吸收甲醇和含硫尾气换热回收冷量后去低压管网，所述膨胀压缩机的膨胀功由原料荒煤气回收，对于荒煤气单级压缩结构，荒煤气压缩功不足部分由外部常规能源提供；对于荒煤气多级压缩结构，其膨胀压缩由压缩分离系统中功率相近的一级压缩机替代；

当仅需一部分净化气作降压使用而另一部分净化气需要增压使用时，低温甲醇洗涤塔顶部的净化气分为两部分：一部分进入膨胀压缩机的膨胀端膨胀到净化气低压管网压力，然后再与低温甲醇洗再生系统吸收甲醇和含硫尾气换热回收冷量后去净化气低压管网；另一部分净化气进入膨胀压缩机的压缩段回收膨胀功。

与现有技术相比，本实用新型的有益效果是：

（1）本实用新型脱氨精度高，脱氨后荒煤气中氨小于5ppm，回收的氨水浓度高，附加值高。

（2）本实用新型脱苯精度高，脱苯后荒煤气中苯小于5ppm，苯回收率高，减少后续脱苯投资和费用。

（3）本实用新型脱硫精度高，脱硫后荒煤气中总硫小于1ppm，减少后续脱硫投资和费用，同时回收的酸性气硫化物浓度高，利用的附加值高。

（4）本实用新型设备及管道尺寸减少，投资降低。

本实用新型有效解决了目前荒煤气低压脱氨、脱苯以及脱硫工艺投资高、成本高、副产物价值低、脱除不完全造成后续处理费用增加及环境污染的问题。

附图说明

本实用新型将通过具体实施例并参照附图的方式说明，其中

图1是本实用新型实施例1的工艺流程示意图。

图2是本实用新型实施例2的工艺流程示意图。

图3是本实用新型实施例3的工艺流程示意图。

图4是本实用新型实施例4的工艺流程示意图。

图5是本实用新型的系统示意图。

图中标记：1为压缩分离系统，2为甲醇洗脱苯脱水系统，3为低温甲醇洗脱硫系统，4为净化气膨胀能量回收系统，5为水洗脱氨系统，c1为第一级离心压缩机或第一级往复压缩机，c2为第二级离心压缩机或第二级往复压缩机，c3为第三级离心压缩机，c4为喷水螺杆压缩机，c5为膨胀压缩机，v1为第一级气液分离器，v2为第二级气液分离器，v3为分层器，v4为富液气液分离器，v5为再生塔回流罐，v6为深冷分离器，e1为第一冷却器，e2为第二冷却器，e3为水冷器，e4为贫富液换热器，e5为第三冷却器，e6为第一换热器，e7为第二换热器，e8为第三换热器，e9为再生塔冷凝器，e10为膨胀气冷量回收换热器，e11为第四换热器，e12为尾气深冷换热器，p1为级间第一水冷泵，p2为级间第二水冷泵，p3为循环泵，p4为蒸氨塔釜泵，p5为加压泵，m1为脱重脱水再生系统，t1为水洗塔，t2为蒸氨塔，t3为甲醇洗涤塔，t4为低温甲醇洗涤塔，t5为再生塔。

具体实施方式

为使本实用新型实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本实用新型实施例中的附图，对本实用新型实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和示出的本实用新型实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。

因此，以下对在附图中提供的本实用新型的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本实用新型的范围，而是仅仅表示本实用新型的选定实施例。基于本实用新型中的实施例，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，都属于本实用新型保护的范围。

需要说明的是，在不冲突的情况下，本实用新型中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

应注意到：相似的标号和字母在下面的附图中表示类似项，因此，一旦某一项在一个附图中被定义，则在随后的附图中不需要对其进行进一步定义和解释。

在本实用新型实施例的描述中，需要说明的是，指示方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，或者是该实用新型产品使用时惯常摆放的方位或位置关系，或者是本领域技术人员惯常理解的方位或位置关系，或者是该实用新型产品使用时惯常摆放的方位或位置关系，仅是为了便于描述本实用新型和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本实用新型的限制。此外，术语“第一”、“第二”仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

在本实用新型实施例的描述中，还需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是直接连接，也可以通过中间媒介间接连接。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本实用新型中的具体含义；实施例中的附图用以对本实用新型实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和示出的本实用新型实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。

实施例1：

如图1和5所示，一种荒煤气带压净化系统，包括压缩分离系统1、水洗脱氨系统5、甲醇洗脱苯脱水系统2、低温甲醇洗脱硫系统3以及净化气膨胀能量回收系统4，经过粗净化后的荒煤气进入压缩分离系统，增压后进入水洗脱氨系统进行脱氨，经脱氨处理的荒煤气进入甲醇洗脱苯脱水系统进行脱苯，经甲醇洗涤后的荒煤气进入低温甲醇洗脱硫系统进行脱硫，经过低温甲醇洗后的净化气进入净化气膨胀能量回收系统回收能量。

具体地，所述压缩分离系统1包括三级压缩机以及与三级压缩机对应配合的三级气液分离器，所述压缩机采用往复压缩机或离心压缩机，三级压缩的每一级压缩机出口与对应的气液分离器连接，经气液分离器处理的气体送入下一级压缩机入口，最后一级压缩机的出口与水洗脱氨系统5的水洗塔t1连接，经三级压缩及气液分离的荒煤气进入水洗塔进行脱氨处理。

其中，所述三级压缩的每一级压缩机出口气冷却采用间接冷却或直接接触冷却，冷却后气体温度～40℃，直接接触冷却循环水来自于每一级的气液分离器，即每一级的气液分离器底部出口通过对应的级间水冷泵，并经冷却器冷却后，循环至对应级气液分离器的出口，最后一级压缩直接接触冷却循环水来自于的水洗塔底的分层器，三级压缩的级间冷凝下来的含油冷凝水送水洗塔塔底的分层器。

具体地，所述水洗脱氨系统5包括水洗塔t1和蒸氨塔t2，增压后的荒煤气进入水洗塔t1，所述水洗塔t1顶部的气体进入甲醇洗涤塔t3，所述水洗塔t1底部连接分层器v3，所述分层器v3的上部与脱重脱水再生系统m1连接，用于处理分层器上部的苯、萘等油相，所述分层器v3的下部稀氨水分为两路，一路用泵加压并冷却后与最后一级的压缩机出口端连接，用作最后一级压缩机出口气冷却水的直接接触冷却，另一部分与蒸氨塔底出来的水换热后进入蒸氨塔t2，氨从蒸氨塔t2顶部蒸出得到浓缩氨水，不凝气返回到压缩分离系统1进口与荒煤气混合，蒸氨塔t2塔釜脱除氨后的贫液与进入蒸氨塔t2的稀氨水换热后，大部分经过冷却器进一步冷却降温后作为水洗塔t1循环吸收液，小部分作为排污送污水装置进一步处理。

具体地，所述甲醇洗脱苯脱水系统2由甲醇洗涤塔t3和脱重脱水再生系统m1组成，增压后的荒煤气进入甲醇洗涤塔t3进行洗涤脱苯处理，所述甲醇洗涤塔t3与脱重脱水再生系统m1连接形成循环回路，所述脱重脱水再生系统m1分离的不凝气通过管路返回到压缩分离系统1的进口端并与荒煤气混合，甲醇洗涤塔荒煤气出口温度为10～40℃，此温度由循环甲醇温度及流量来控制；吸收了水和苯的富甲醇液以及水洗脱氨分层器分离出的油相在脱重脱水再生系统中进行分离，分离的不凝气返回到压缩机进口与荒煤气混合，分离的水送所述水洗塔底分层器或送出去进一步处理，分离的粗苯作为粗产品，分离的萘、焦油等组分送出去进一步回收，经过分离得到的再生甲醇作为甲醇洗涤塔的循环甲醇吸收液。

优选地，所述甲醇洗涤塔采用多层喷淋空塔或板式塔或填料塔或多层喷淋空塔与板式塔或多层喷淋空塔与填料塔结合，甲醇洗涤塔塔板数及循环吸收甲醇量根据对甲醇洗涤塔出口气中水及苯含量要求进行调节。

具体地，所述低温甲醇洗脱硫系统3包括低温甲醇洗涤塔t4、富液气液分离器v4、再生塔t5、再生塔回流罐v5以及深冷分离器v6，经甲醇洗涤后的荒煤气经换热后进入低温甲醇洗涤塔t4，经脱硫后的甲醇液由低温甲醇洗涤塔t4底部通过加压泵p5增压并经换热后进入富液气液分离器v4，低温甲醇洗涤塔t4顶部的气体返回低温甲醇洗脱硫系统3前循环，所述富液气液分离器v4与再生塔t5连接，通过再生塔控制再生后甲醇含硫量，同时调节吸收甲醇循环量和温度，使低温甲醇洗后的净化气中硫化物满足作为燃料气或作为其他用途气体对硫化物要求，所述再生塔t5顶部依次与再生塔回流罐v5和深冷分离器v6连接，所述再生塔t5、再生塔回流罐v5以及深冷分离器v6构成低温甲醇洗再生系统，所述再生塔回流罐v5底部液相返回再生塔t5，所述深冷分离器v6底部液相进入富液气液分离器v4。

具体地，所述净化气膨胀能量回收系统4包括膨胀压缩机c5和膨胀气冷量回收换热器e10，经低温甲醇洗涤塔t4洗涤后的净化气进入膨胀压缩机c5，经膨胀降压后经膨胀气冷量回收换热器e10回收冷量后去净化气低压管网。

其中，仅需一部分净化气作降压使用而另一部分净化气需要增压使用，低温甲醇洗涤塔t4顶部的净化气分为两部分：一部分进入膨胀压缩机c5的膨胀端膨胀到净化气低压管网压力，然后再与低温甲醇洗再生系统吸收甲醇和含硫尾气换热回收冷量后去净化气低压管网；另一部分净化气进入膨胀压缩机c5的压缩段回收膨胀功。

如图1和5所示，一种荒煤气带压净化工艺，所述荒煤气包含焦炉煤气、裂解炉煤气、热解气等以煤为原料制得的含苯、氨、硫的煤气，其具体包括以下工艺步骤：

步骤一、经过粗净化后的荒煤气进入压缩分离系统，所述压缩分离系统包括三级压缩机以及与三级压缩机对应配合的三级气液分离器，经三级压缩后压力为0.2～0.8mpag，优选压缩后压力为0.3～0.5mpag；增压后且冷却至～40℃的荒煤气进入水洗脱氨系统，出水洗塔顶部荒煤气温度约为10～40℃，此温度由塔顶循环吸收水温度及流量来控制；具体地，所述水洗脱氨系统包括水洗塔和蒸氨塔，在水洗塔中用再生循环水将荒煤气中的氨吸收下来变成稀氨水，然后进入蒸氨塔获得浓氨水，不凝气返回到压缩机进口与荒煤气混合，蒸氨塔塔釜脱除氨后的贫液，与进入蒸氨塔的稀氨水换热后，大部分经过冷却器进一步冷却降温后作为水洗塔循环吸收液，小部分作为排污送污水装置进一步处理。

具体地，粗净化后荒煤气温度为30～60℃，压力为0.003～0.01mpag，摩尔组成为氢气40～60%、一氧化碳6～20%、二氧化碳1～7%、甲烷18～30%、氮气0～6%、水1～7%、氧气0.2～1.2%、多碳烃0.6～3%。其中，每nm³荒煤气含有0.1～0.8g焦油、0.05～0.6g萘、4～8gh2s、0.05～0.5g有机硫、3～8g氨、0.5～2g氰化氢、20～40g粗苯。

步骤二、经脱氨后的荒煤气进入甲醇洗脱苯脱水系统，甲醇洗脱苯脱水系统由甲醇洗涤塔和脱重脱水再生系统组成，在甲醇洗涤塔中用再生循环甲醇脱除荒煤气中的水以及苯、萘组分，然后通过脱重脱水再生系统再生获得粗苯及萘重组分，并脱除甲醇液中的水。

步骤三、甲醇洗涤后的荒煤气进入低温甲醇洗脱硫系统，所述低温甲醇洗脱硫系统包括低温甲醇洗涤塔、富液气液分离器、再生塔、再生塔回流罐以及深冷分离器，经脱苯处理的荒煤气先与低温甲醇洗塔塔顶出口的净化气换热降温后进入低温甲醇洗塔，在低温甲醇洗涤塔中用再生循环低温甲醇脱除荒煤气中的硫化物以及部分二氧化碳，吸收硫化物及部分二氧化碳后的甲醇液经过加压泵增压后与再生塔底出口甲醇液换热升温，然后进入富液气液分离器，气体返回到低温甲醇洗脱硫系统前循环，甲醇液体进入再生塔，含硫酸性气从再生塔顶采出，然后经过再生塔冷凝器后进入再生塔回流罐，再生塔回流罐气相去尾气深冷换热器，其液相返回再生塔，硫化物尾气经尾气深冷换热器进一步冷凝甲醇后进入深冷分离器，分离器液相进入富液气液分离器，气相硫化物尾气送硫回收系统；不含硫化物的甲醇从再生塔底出来，先与从低温甲醇洗涤塔出来的甲醇换热降温，然后与膨胀低温低压净化气换热降温，最后再经过冷媒降温后返回到低温甲醇洗涤塔循环吸收硫化物。

进一步，可调节吸收甲醇循环量及温度，使经过低温甲醇洗后的净化气中硫化物，满足作为燃料气或作为其他用途气体对硫化物要求。

更进一步，再生出的含硫酸性气可进一步进行硫回收处理。

步骤四、经过低温甲醇洗后的净化气进入膨胀能量回收系统，所述净化气膨胀能量回收系统包括膨胀压缩机和膨胀气冷量回收换热器，需要降压净化气进入膨胀压缩机膨胀段膨胀降压到净化气低压管网压力，膨胀功由膨胀压缩机压缩端回收，膨胀压缩机膨胀功由压缩荒煤气或净化气回收，膨胀后低温净化气与低温甲醇洗脱硫的再生系统换热回收冷量后去净化气低压管网。

下面结合具体示例对本实施例1的工艺进行具体说明：

经过粗净化后的焦炉煤气，气量96010nm³/h，温度为40℃，压力为0.01mpag，摩尔组成为氢气54.44%、一氧化碳5.82%、二氧化碳2.06%、甲烷24.40%、氮气4.22%、水4.070%、氧气0.56%、多碳烃2.2%。其中，每nm³焦炉煤气含有0.6g焦油、0.5g萘、5gh2s、0.5g有机硫、7g氨、1.5g氰化氢、34g粗苯。

上述焦炉煤气首先进入三级离心压缩机c1～c3，经第一级离心压缩机c1压缩至0.12mpag，温度122℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入第一级气液分离器v1，第一级气液分离器v1底部出液经级间第一水冷泵p1增压至0.3mpag，再经第一冷却器e1冷却至35℃，循环至第一级离心压缩机c1入口,循环水流量～540t/h。第一级气液分离器v1出来的荒煤气再经第二级离心压缩机c2压缩至0.33mpag，温度121℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入第二级气液分离器v2，第二级气液分离器v2底部出液经级间第二水冷泵p2增压至0.45mpag，再经第二冷却器e2冷却至35℃，循环至第二级离心压缩机c2出口,循环水流量～560t/h。第二级气液分离器v2出来的荒煤气再经第三级离心压缩机c3压缩至0.74mpag，温度121℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入水洗塔t1，循环冷却液来自于的水洗塔t1塔底的分层器v3，循环液经循环泵p3增压至0.85mpag后，再经水冷器e3冷却至35℃，循环至第三级离心压缩机c3出口,循环水流量～560t/h。

从水洗塔t1顶部出来的焦炉煤气氨含量≤5ppm，温度36℃,进入下游甲醇洗涤塔t3。

水洗塔t1底部连接分层器v3，分层器v3上部的苯、萘等油相送脱重脱水再生系统m1，分层器v3下部稀氨水一部分作为第三级离心压缩机c3出口气冷却水；一部分进入蒸氨塔t2，流量～53.3t/h。

蒸氨可采用常压蒸氨与中压蒸氨，本实例采用常压蒸氨工艺，与蒸氨塔t2塔釜出来的贫液经贫富液换热器e4加热至85℃后进入蒸氨塔t2。

氨从蒸氨塔t2顶部蒸出，得到～4.47t/h、质量浓度为～15%的氨水，塔顶不凝气返回到第一级离心压缩机c1进口与原料焦炉煤气混合。蒸氨塔t2塔釜为除氨水，流量～48.8t/h，并通过蒸氨塔釜泵p4与进入蒸氨塔t2的稀氨水换热并与1.2t/h补充洗氨脱盐水混合后，再经过第三冷却器e5进一步冷却降温至35℃后作为水洗塔循环吸收水，污水定期排放。

脱除氨的焦炉煤气进入甲醇洗涤塔t3，在甲醇洗涤塔t3中用10℃的再生甲醇～30t/h循环洗涤，脱水脱苯后的焦炉煤气苯≤5ppm，水≤1ppm,温度24℃。

吸收水、苯的甲醇富液，与水洗脱氨分层器v3分离出的油相一同进入再脱重脱水生系统m1，所述脱重脱水再生系统m1分离的不凝气返回到压缩机进口与焦炉煤气混合，分离的水送污水处理系统处理，分离的粗苯作为粗产品，分离的萘、焦油等组分送出去进一步回收，经过分离得到的再生甲醇作为甲醇洗涤塔t3的循环甲醇吸收液。

甲醇洗涤塔t3出来的焦炉煤气与低温甲醇洗塔t4塔顶出口的焦炉煤气经第一换热器e6、第二换热器e7冷却至-30℃，然后进入低温甲醇洗塔t4，在低温甲醇洗涤塔t4中用-45℃再生低温甲醇～135t/h循环洗涤，脱硫后的焦炉煤气总硫含量≤1ppm,温度-43℃。

低温甲醇洗涤塔t4塔釜富液经加压泵p5增压至1.0mpag，再经第三换热器e8升温至130℃后进入富液气液分离器v4，分离器气相返回第一换热器e6入口，液相进入再生塔t5。通过再生塔t5解吸出含硫酸性气，含硫酸性气进入再生塔冷凝器e9冷却到40℃进入再生塔回流罐v5。回流罐气相去尾气深冷换热器e12，液相返回再生塔t5。硫化物尾气经尾气深冷换热器e12冷却至-15℃，进一步冷凝甲醇后进入深冷分离器v6，分离器液相循环回富液气液分离器v4，气相硫化物尾气送硫回收系统，甲醇贫液经第三换热器e8、膨胀气冷量回收换热器e10、第四换热器e11冷却至-45℃后送至低温甲醇洗塔t4循环洗涤。

低温甲醇洗涤塔t4塔顶出来的净化气气量～89377nm³/h，压力为～0.64mpag，摩尔组成为氢气58.46%、一氧化碳6.23%、二氧化碳1.91%、甲烷26.12%、氮气4.53%、氧气0.6%、多碳烃2.12%、甲醇0.02%，进入膨胀能量回收系统，膨胀能量回收系统由膨胀压缩机c5和膨胀气冷量回收换热器e10组成，净化气分为两部分,一部分降压使用,一部分增压使用,作为降压使用的净化气～40220nm³/h进入膨胀压缩机c5膨胀段膨胀降压～15kpag，然后经膨胀气冷量回收换热器e10回收冷量后去净化气低压管网，膨胀功由膨胀压缩机压缩端回收，将～49157nm³/h净化气增压至1.19mpag。

实施例2：

实施例2与实施例1基本相同，其区别主要在于：如图2所示，由于经过粗净化后的荒煤气不含氨或含氨微量，因此，其可以不增加水洗脱氨系统，即经压缩分离系统的最后一级压缩机对应的气液分离器处理后的气体直接送入甲醇洗脱苯脱水系统2的甲醇洗涤塔t3进行脱苯处理。

下面结合具体示例对本实施例2的工艺进行具体说明：

经过粗净化后的裂解煤气，气量52893nm³/h，温度为40℃，压力为0.01mpag，摩尔组成为氢气45.73%、一氧化碳13.64%、二氧化碳6.87%、甲烷24.97%、水4.08%、多碳烃2.24%。其中，每nm³裂解煤气含有0.5g焦油、0.4g萘、6gh2s、0.5g有机硫、0.01g氨、1g氰化氢、35g粗苯。

上述裂解煤气首先进入两级往复压缩机c1、c2，经第一级往复压缩机c1压缩至0.14mpag，温度130℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入第一级气液分离器v1，第一级气液分离器v1底部出液经级间第一水冷泵p1增压至0.25mpag，再经第一冷却器e1冷却至35℃，循环至第一级往复压缩机c1出口,循环水流量～500t/h。第一级气液分离器v1出来的裂解煤气再经第二级往复压缩机c2压缩至0.42mpag，温度129℃，与循环冷却水直接接触冷却至20℃进入第二级气液分离器v2，循环冷却水来自于第二级气液分离器v2底部，循环液经级间第二水冷泵p2增压至0.6mpag后，再经第二冷却器e2冷却至15℃，循环至第二级往复压缩机c2出口,循环水流量～500000t/h。

从第二级气液分离器v2顶部出来的净化气温度20℃，进入下游甲醇洗涤塔t3，其中第二级气液分离器v2带有分层器。

第二级气液分离器v2的分层器上部的苯、萘等油相送脱重脱水再生系统m1，分层器下部水一部分作为第二级往复压缩机c2出口气冷却水；～1.6t/h作为排污送污水处理装置进一步处理。

第二级气液分离器v2顶部出来的裂解煤气进入甲醇洗涤塔t3，在甲醇洗涤塔t3中用10℃的再生甲醇～8t/h循环洗涤，脱水脱苯后的裂解煤气苯≤5ppm，水≤1ppm,温度16℃。

吸收水、苯的甲醇富液，与第二级气液分离器v2分离出的油相一同进入脱重脱水再生系统m1，所述脱重脱水再生系统m1分离的不凝气返回到第一级往复压缩机c1进口与裂解煤气混合，分离的水送污水处理系统处理，分离的粗苯作为粗产品，分离的萘、焦油等组分送出去进一步回收，经过分离得到的再生甲醇作为甲醇洗涤塔t3的循环甲醇吸收液。

甲醇洗涤塔t3出来的焦炉煤气与低温甲醇洗塔t4塔顶出口的焦炉煤气经第一换热器e6、第二换热器e7冷却至-30℃，然后进入低温甲醇洗塔t4，在低温甲醇洗涤塔t4中用-45℃再生低温甲醇～122t/h循环洗涤，脱硫后的焦炉煤气总硫含量≤1ppm,温度-42℃。

低温甲醇洗涤塔t4塔釜富液经加压泵p5增压至1.0mpag，再经第三换热器e8升温至118℃后进入富液气液分离器v4，分离器气相返回第一换热器e6入口，液相进入再生塔t5。通过再生塔t5解吸出含硫酸性气，含硫酸性气进入再生塔冷凝器冷却到40℃进入再生塔回流罐v5。回流罐气相去尾气深冷换热器e12，液相返回再生塔t5。硫化物尾气经尾气深冷换热器e12冷却至-20℃，进一步冷凝甲醇后进入深冷分离器v6，分离器液相循环回富液气液分离器v4，气相硫化物尾气送硫回收系统，甲醇贫液经第三换热器e8、膨胀气冷量回收换热器e10、第四换热器e11冷却至-45℃后送至低温甲醇洗塔t4循环洗涤。

低温甲醇洗涤塔t4塔顶出来的净化气气量～49307nm³/h，压力为～0.35mpag，摩尔组成为氢气49.43%、一氧化碳14.73%、二氧化碳6.51%、甲烷26.93%、多碳烃1.94%、甲醇0.04%，进入膨胀能量回收系统，膨胀能量回收系统由膨胀压缩机c5和膨胀气冷量回收换热器e10组成，净化气分为两部分,一部分降压使用,一部分增压使用,作为降压使用的净化气～22188nm³/h进入膨胀压缩机c5膨胀段膨胀降压～15kpag，然后经膨胀气冷量回收换热器e10回收冷量后去净化气低压管网，膨胀功由膨胀压缩机压缩端回收，将～27119nm³/h净化气增压至0.6mpag。

实施例3：

实施例3与实施例1基本相同，其区别主要在于：如图3和5所示，所述压缩分离系统1采用单级压缩结构，增压后的荒煤气经水冷器e3间接冷却或直接接触冷却后送入水洗脱氨系统5的水洗塔t1，冷却后气体温度～40℃，直接接触冷却循环水来自于的水洗塔底的分层器水相，所述压缩机采用喷水螺杆压缩机c4，当采用喷水螺杆增压方案时，分层器增加分流一部分稀氨水作为喷水螺杆的循环喷淋水；当压缩出口气采用直接接触冷却时，增加分流一部分作为压缩机出口气冷却水，用泵加压并冷却后与压缩机出口气直接接触。

下面结合具体示例对本实施例3的工艺进行具体说明：

经过粗净化后的荒煤气，气量95486nm³/h，温度为40℃，压力为0.01mpag，摩尔组成为氢气50.90%、一氧化碳9.43%、二氧化碳2.83%、甲烷23.56%、氮气4.71%、水4.08%、氧气0.94%、多碳烃1.88%。其中，每nm³荒煤气含有0.6g焦油、0.5g萘、5gh2s、0.5g有机硫、7g氨、1.5g氰化氢、34g粗苯。

上述荒煤气首先进入喷水螺杆压缩机c4，经喷水螺杆压缩机c4压缩至0.5mpag，经水冷器e3间接冷却至40℃进入水洗塔t1。

从水洗塔t1顶部出来的净化气氨含量≤5ppm，温度40℃，进入下游甲醇洗涤塔t3。

水洗塔t1底部连接分层器v3，分层器v3上部的苯、萘等油相送脱重脱水再生系统m1，分层器v3下部稀氨水一部分作为喷水螺杆压缩机c4冷却水；一部分进入蒸氨塔t2，流量～27.6t/h。

蒸氨可采用常压蒸氨与中压蒸氨，本实例采用常压蒸氨工艺，与蒸氨塔t2塔釜出来的贫液经贫富液换热器e4加热至85℃后进入蒸氨塔t2。

氨从蒸氨塔t2顶部蒸出，得到～3t/h、质量浓度为～16%的氨水，塔顶不凝气返回到喷水螺杆压缩机c4进口与原料荒煤气混合。蒸氨塔t2塔釜为除氨水，流量～24.6t/h，并通过蒸氨塔釜泵p4与进入蒸氨塔t2的稀氨水换热并与0.4t/h补充洗氨脱盐水混合后，再经过第三冷却器e5进一步冷却降温至35℃后作为水洗塔循环吸收水，污水定期排放。

脱除氨的荒煤气进入甲醇洗涤塔t3，在甲醇洗涤塔t3中用10℃的再生甲醇～25t/h循环洗涤，脱水脱苯后的荒煤气苯≤5ppm，水≤1ppm,温度25℃。

吸收水、苯的甲醇富液，与水洗脱氨分层器v3分离出的油相一同进入脱重脱水再生系统1，所述脱重脱水再生系统m1分离的不凝气返回到压缩机进口与荒煤气混合，分离的水送污水处理系统处理，分离的粗苯作为粗产品，分离的萘、焦油等组分送出去进一步回收，经过分离得到的再生甲醇作为甲醇洗涤塔t3的循环甲醇吸收液。

甲醇洗涤塔t3出来的焦炉煤气与低温甲醇洗塔t4塔顶出口的焦炉煤气经第一换热器e6、第二换热器e7冷却至-30℃，然后进入低温甲醇洗塔t4，在低温甲醇洗涤塔t4中用-45℃再生低温甲醇～190t/h循环洗涤，脱硫后的焦炉煤气总硫含量≤1ppm,温度-43℃。

低温甲醇洗涤塔t4塔釜富液经加压泵p5增压至1.0mpag，再经第三换热器e8升温至116℃后进入富液气液分离器v4，分离器气相返回第一换热器e6入口，液相进入再生塔t5。通过再生塔t5解吸出含硫酸性气，含硫酸性气进入再生塔冷凝器冷却到40℃进入再生塔回流罐v5。回流罐气相去尾气深冷换热器e12，液相返回再生塔t5。硫化物尾气经尾气深冷换热器e12冷却至-10℃，进一步冷凝甲醇后进入深冷分离器v6，分离器液相循环回富液气液分离器v4，气相硫化物尾气送硫回收系统，甲醇贫液经第三换热器e8、膨胀气冷量回收换热器e10、第四换热器e11冷却至-45℃后送至低温甲醇洗塔t4循环洗涤。

低温甲醇洗涤塔t4塔顶出来的净化气气量～89277nm³/h，压力为～0.42mpag，摩尔组成为氢气54.43%、一氧化碳10.06%、二氧化碳2.69%、甲烷25.14%、氮气5.03%、氧气1.0%、多碳烃1.6%、甲醇0.03%，进入膨胀能量回收系统，膨胀能量回收系统由膨胀压缩机c5和膨胀气冷量回收换热器e10组成，净化气分为两部分,一部分降压使用,一部分增压使用,作为降压使用的净化气～40175nm3/h进入膨胀压缩机c5膨胀段膨胀降压～15kpag，然后经膨胀气冷量回收换热器e10回收冷量后去净化气低压管网，膨胀功由膨胀压缩机压缩端回收，将～49102nm³/h净化气增压至0.74mpag。

实施例4：

实施例4与实施例1基本相同，其区别主要在于：如图4和5所示，低温甲醇洗塔t4塔顶出口的净化气全部降压使用或部分净化气降压使用而另外部分净化气不降压也不增压使用，所述低温甲醇洗涤塔t4顶部与膨胀压缩机c5连接，需要降压净化气进入膨胀压缩机c5的膨胀端膨胀到净化气低压管网压力，然后再与低温甲醇洗再生系统吸收甲醇和含硫尾气换热回收冷量后去低压管网，所述膨胀压缩机c5的膨胀功由原料荒煤气回收，对于荒煤气单级压缩结构，荒煤气压缩功不足部分由外部常规能源提供；对于荒煤气多级压缩结构，如本实施例中，其膨胀压缩由压缩分离系统1中功率相近的第三级离心压缩机c3替代。

下面结合具体示例对本实施例4的工艺进行具体说明：

经过粗净化后的荒煤气，气量106440nm³/h，温度为40℃，压力为0.01mpag，摩尔组成为氢气54.56%、一氧化碳5.83%、二氧化碳2.07%、甲烷24.46%、氮气4.23%、水4.07%、氧气0.56%、多碳烃2.23%。其中，每nm³荒煤气含有0.6g焦油、0.5g萘、5gh2s、0.5g有机硫、7g氨、1.5g氰化氢、34g粗苯。

上述荒煤气首先进入三级离心压缩机c1～c3，经第一级离心压缩机c1压缩至0.11mpag，温度117℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入第一级气液分离器v1，第一级气液分离器v1底部出液经级间第一水冷泵p1增压至0.2mpag，再经第一冷却器e1冷却至35℃，循环至第一级离心压缩机c1出口,循环水流量～600t/h。第一级气液分离器v1出来的荒煤气再经第二级离心压缩机c2压缩至0.3mpag，温度117℃，与循环冷却水直接接触冷却至40～45℃进入第二级气液分离器v2，第二级气液分离器v2底部出液经级间第二水冷泵p2增压至0.4mpag，再经第二冷却器e2冷却至35～45℃，循环至第二级离心机压缩机c2出口,循环水流量～560t/h。第二级气液分离器v2出来的荒煤气再经膨胀压缩机c5压缩端压缩至0.5mpag，温度90℃，与循环冷却水直接接触冷却至40℃进入水洗塔t1，循环冷却水来自于的水洗塔t1塔底的分层器v3，循环水经循环泵p3增压至0.6mpag后，再经水冷器e3冷却至35℃，循环至膨胀压缩机c5压缩端出口,循环水流量～600t/h。

从水洗塔t1顶部出来的净化气氨含量≤5ppm，温度46℃，进入下游甲醇洗涤塔t3。

水洗塔t1底部连接分层器v3，分层器v3上部的苯、萘等油相送脱重脱水再生系统m1，分层器v3下部稀氨水一部分作为第三级离心压缩机c3出口气冷却水；一部分进入蒸氨塔t2，流量～44.7t/h。

蒸氨可采用常压蒸氨与中压蒸氨，本实例采用常压蒸氨工艺，与蒸氨塔t2塔釜出来的贫液经贫富液换热器e4加热至85℃后进入蒸氨塔t2。

氨从蒸氨塔t2顶部蒸出，得到～4.3t/h、质量浓度为～15%的氨水，塔顶不凝气返回到第一级离心压缩机c1进口与原料荒煤气混合。蒸氨塔t2塔釜为除氨水，流量～40.3t/h，并通过蒸氨塔釜泵p4与进入蒸氨塔t2的稀氨水换热并与1.7t/h补充洗氨脱盐水混合后，再经过第三冷却器e5进一步冷却降温至35℃后作为水洗塔循环吸收水，污水定期排放。

脱除氨的荒煤气进入甲醇洗涤塔t3，在甲醇洗涤塔t3中用10℃的再生甲醇～35t/h循环洗涤，脱水脱苯后的荒煤气苯≤5ppm，水≤1ppm,温度28℃。

吸收水、苯的甲醇富液，与水洗脱氨分层器v3分离出的油相一同进入脱重脱水再生系统m1，所述脱重脱水再生系统m1分离的不凝气返回到压缩机进口与荒煤气混合，分离的水送所述水洗塔底分层器或污水处理系统处理，分离的粗苯作为粗产品，分离的萘、焦油等组分送出去进一步回收，经过分离得到的再生甲醇作为甲醇洗涤塔t3的循环甲醇吸收液。

甲醇洗涤塔t3出来的焦炉煤气与低温甲醇洗塔t4塔顶出口的焦炉煤气经第一换热器e6、第二换热器e7冷却至-30℃，然后进入低温甲醇洗塔t4，在低温甲醇洗涤塔t4中用-45℃再生低温甲醇～210t/h循环洗涤，脱硫后的焦炉煤气总硫含量≤1ppm,温度-43℃。

低温甲醇洗涤塔t4塔釜富液经加压泵p5增压至1.0mpag，再经第三换热器e8升温至121℃后进入富液气液分离器v4，分离器气相返回第一换热器e6入口，液相进入再生塔t5。通过再生塔t5解吸出含硫酸性气，含硫酸性气进入再生塔冷凝器冷却到40℃进入再生塔回流罐v5。回流罐气相去尾气深冷换热器e12，液相返回再生塔t5。硫化物尾气经尾气深冷换热器e12冷却至-15℃，进一步冷凝甲醇后进入深冷分离器v6，分离器液相循环回富液气液分离器v4，气相硫化物尾气送硫回收系统，甲醇贫液经第三换热器e8、膨胀气冷量回收换热器e10、第四换热器e11冷却至-45℃后送至低温甲醇洗塔t4循环洗涤。

低温甲醇洗涤塔t4塔顶出来的净化气气量～99187nm³/h，压力为0.4mpag，摩尔组成为氢气58.53%、一氧化碳6.25%、二氧化碳1.84%、甲烷26.14%、氮气4.53%、氧气0.6%、多碳烃2.06%、甲醇0.03%，进入膨胀能量回收系统，膨胀能量回收系统由膨胀压缩机c5和膨胀气冷量回收换热器e10组成，净化气全部进入膨胀压缩机c5膨胀段膨胀降压15kpa，然后与低温甲醇洗再生系统换热回收冷量后去净化气低压管网，膨胀功由膨胀压缩机c5压缩端回收，作为原料气第三级压缩能量来源。

本实用新型并不局限于前述的具体实施方式。本实用新型扩展到任何在本说明书中披露的新特征或任何新的组合，以及披露的任一新的方法或过程的步骤或任何新的组合。