CN212669625U - 一种焦炉煤气综合利用系统 - Google Patents

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Abstract

本实用新型属于焦化企业焦炉煤气综合利用领域，公开了一种焦炉煤气综合利用系统，包括依次连接的粗脱硫模块、预净化模块、精脱硫模块、脱碳模块、脱水模块、分离模块和储存模块。本实用新型的主工艺采用变换+液氮洗+甲烷深冷分离工艺代替甲烷深冷分离+变换+PSA脱碳+甲烷化工艺，新工艺去除PSA工段不存在脱碳解析气采用液氮洗与甲烷深冷分离相结合的工艺解决氨合成气体新鲜气气体精制、氨合成循环气放空与LNG产品纯度问题。

Description

一种焦炉煤气综合利用系统
技术领域
本实用新型属于焦化企业焦炉煤气综合利用领域，具体涉及一种焦炉煤气综合利用系统。
背景技术
焦炉煤气是指用几种烟煤配制成炼焦用煤，在炼焦炉中经过高温干馏后，在产出焦粒和焦油产品的同时所产生的一种可燃性气体，是炼焦工业的副产品。焦炉煤气的主要成分是H2(55～60％)、CO(4～8％)、CO2(1～4％)CH4(22～27％)、N2(3～8％)。因此焦炉煤气经分离提纯、深冷液化后可以得到液化甲烷(LNG)，其余气体去生产合成氨产品。相比于传统的焦炉气制LNG技术，这种清洁利用焦炉煤气生产绿色低碳LNG并联产合成氨的技术，是获得清洁能源的一个全新的、更加合理的焦炉煤气梯级利用技术。
现有的技术方案中有效气氢气未能充分利用，离心压缩机出口气体温度未合理利用，生成的LNG产品纯度不够，同时缺乏氨合成气体精制方法和硫化物脱除方法。
发明内容
本实用新型的目的在于提供一种焦炉煤气制取LNG和液氨的系统，用以解决现有技术中的能源利用效率低，生产的产品的纯度不够等问题。
为了实现上述任务，本实用新型采用以下技术方案：
一种焦炉煤气综合利用系统，包括依次连接的粗脱硫模块、预净化模块、精脱硫模块、脱碳模块、脱水模块、分离模块和储存模块；
所述粗脱硫模块包括依次连接的脱焦油装置、干式气柜、一次增压装置和粗脱硫装置；所述脱焦油装置用于初次脱除焦炉煤气中的焦油，所述干式气柜用于对焦炉煤气沉降、缓冲和稳压，所述一次增压装置用于将焦炉煤气压力增至0.7MPa，所述粗脱硫装置用于将焦炉煤气中的硫化氢脱除至1ppm；
所述预净化模块还连接脱水模块，用于对粗脱硫模块获得的气体和脱水模块获得的气体再次脱除焦油，生成的气体一路输出，一路进入精脱硫模块；
所述精脱硫模块包括依次连接的二次增压装置、变换工段和精脱硫装置，所述二次增压装置用于将气体压力压缩至3.0～4.0MPa，所述变换工段用于将焦炉煤气中的CO与水在钴钼催化剂作用下变为二氧化碳与氢气，所述精脱硫装置用于将总硫脱至0.1ppm；
所述脱碳模块用于脱除气体中CO2含量至≤30ppm；
所述脱水模块用于脱除气体中水含量至≤1ppm；
所述分离模块用于将脱水模块获得的气体中的甲烷与烃类通过深冷分离得到重烃与LNG，并将脱水模块获得的气体中氢气与氮气通过氨合成工段获得液氨；
所述储存模块用于储存分离模块得到的重烃、LNG和液氨。
进一步的，所述粗脱硫模块中脱焦油装置内填充焦炭，所述一次增压装置采用离心压缩机，所述粗脱硫装置采用填充活性炭或氧化铁的脱硫罐，所述预净化装置采用TSA装置，所述二次增压装置采用离心压缩机，所述变换工段包括相连接的饱和塔、气液分离器、脱毒除氧槽、等温变换炉、终端变换炉、锅炉给水换热器和热水塔，所述精脱硫装置包括加热单元、预铁钼加氢+氧化锌脱硫单元和铁钼加氢+氧化锌脱硫单元，所述脱碳模块采用MDEA脱碳装置，所述脱水模块采用13X分子筛和3A分子筛。
进一步的，所述二次增压装置处设有热量回收装置，用于回收二次增压装置出口高温气体的热量。
更进一步的，所述热量回收装置包括设置在二次增压装置出口依次连接的一号控制阀、冷却器和二号控制阀，还包括并联在一号控制阀和二号控制阀之间的三号控制阀。
更进一步的，所述分离模块包括甲烷塔、液氨洗塔、重烃分离器、原料气分离器、氢气分离器、一号换热器、二号换热器、三号换热器和混合冷剂压缩机模块，所述甲烷塔的上部包括塔顶冷凝器；
所述一号换热器、二号换热器和三号换热器依次相连；
所述重烃分离器的输入端连接一号换热器，重烃分离器的输出端连接二号换热器；
所述原料气分离器的输入端连接二号换热器，原料气分离器的输出端分别连接甲烷塔和液氨洗塔；
所述氢气分离器的输入端连接液氨洗塔，氢气分离器的输出端连接甲烷塔；
所述液氨洗塔的输出端还连接有一个配氨器；
所述混合冷剂压缩机模块与一号换热器、二号换热器和三号换热器进行换热。
进一步的，所述混合冷剂压缩机模块包括相连接的第一压缩机和第二压缩机，还包括入口分离器、段间分离器和末端分离器；
所述入口分离器的输入端连接一号换热器，所述入口分离器输出端连接第一压缩机的输入端，所述第一压缩机的输出端通过段间换热器连接段间分离器的输入端，所述段间分离器的输出端分别连接第二压缩机的输入端、一号换热器和二号换热器，所述第二压缩机的输出端通过末端冷却器连接末端分离器的输入端，所述末端分离器的输出端分别连接一号换热器、二号换热器和三号换热器。
本实用新型与现有技术相比具有以下技术特点：
(1)、系统性解决焦炉煤气制LNG和氨合成各工段的位置；
(2)、利用低成本的吸附剂脱除焦炉煤气中的硫化氢；
(3)、PSA解析气中氢含量的有效利用(生产合成氨)；
(4)、采用液氮洗与甲烷深冷分离相结合的工艺解决氨合成气体新鲜气气体精制、氨合成循环气放空与LNG产品纯度问题(含有0.02％的CO)。
(5)、解决焦炉煤气离心压缩机出口高温气体热能充分利用与变换工段需要热量问题。
附图说明
图1为本实用新型的焦炉煤气制LNG与液氨主工艺系统图；
图2为热量回收装置示意图；
图3为液氮洗甲烷深冷分离流程系统图。
图中标号含义为：1-进口分离器、2-离心压缩机、3-出口冷却器、4-饱和塔、5-一号控制阀、6-二号控制阀、7-三号控制阀、8-甲烷塔、9-液氨洗塔、10-重烃分离器、11-原料气分离器、12-氢气分离器、13-一号换热器、14-二号换热器、15-三号换热器、16-入口分离器、17-段间分离器、18-末端分离器、19-段间换热器、20-末端冷却器、21-第一压缩机、22-第二压缩机、81-塔顶冷凝器，91-配氨器。
V-1至V-3为减压阀，V-5至V-10为阀门。
a-去LNG储罐，b-气体来自脱水脱汞后，c-去重烃储罐，d-去气柜，e-来自空分的中压氮气，f-甲烷塔塔顶气去TSA再生，g-去氨合成，h-TSA处理后的焦炉煤气，m-去汽水分离器，p-热水来自热水塔热水泵，q-去热水塔。
具体实施方式
以下给出本实用新型的具体实施方式，需要说明的是本实用新型并不局限于以下具体实施例，凡在本申请技术方案基础上做的等同变换均落入本实用新型的保护范围。
在本实施例中公开了一种焦炉煤气综合利用系统，包括依次连接的粗脱硫模块、预净化模块、精脱硫模块、脱碳模块、脱水模块、分离模块和储存模块；
粗脱硫模块包括依次连接的脱焦油装置、干式气柜、一次增压装置和粗脱硫装置；脱焦油装置用于初步脱除焦炉煤气中的焦油，干式气柜用于对焦炉煤气沉降、缓冲和稳压，一次增压装置用于将焦炉煤气压力增至0.7MPa，粗脱硫装置用于将焦炉煤气中的硫化氢脱由50mg/Nm3脱除至1ppm；
预净化模块还连接脱水模块，用于对粗脱硫模块获得的气体和脱水模块获得的气体再次脱除焦油，生成的气体一路输出，一路进入精脱硫模块；
所述预净化模块所述预净化模块还连接脱水模块，用于粗脱硫模块净化后气体中焦油、苯及萘的脱除(TSA)，TSA装置里面的吸附剂吸附焦油、苯及萘饱和后再用深冷分离模块脱水工段再生后分离后的气体(富一氧化碳气体+补充氮气)作为TSA装置里面吸附剂(吸附焦油、苯及萘)再生的气源，TSA再生后的气体去锅炉或者火炬燃烧；
精脱硫模块包括依次连接的二次增压装置、变换工段和精脱硫装置，二次增压装置用于将气体压力压缩至3.0～4.0MPa，变换工段用于将焦炉煤气中的CO与水在钴钼催化剂作用下变为二氧化碳与氢气，将气体中的有机硫转化为无机硫，精脱硫装置用于将总硫脱至0.1ppm；
脱碳模块用于脱除气体中CO2含量至≤30ppm；
脱水模块用于脱除气体中水含量至≤1ppm；
具体的，脱水模块后还包括脱汞单元，主要目的为防止汞对深冷分离铝制设备的腐蚀，脱完汞后汞含量≤0.01μg/m3；
分离模块用于将脱水模块获得的气体中的甲烷与烃类通过深冷分离得到重烃与LNG，并将脱水模块获得的气体中氢气与氮气通过氨合成工段获得液氨；
储存模块用于储存分离模块得到的重烃、LNG和液氨。
具体的，如图2所示，二次增压装置处设有热量回收装置，用于回收二次增压装置出口高温气体的热量，提高进入变换工段焦炉煤气中水蒸气的含量，降低变换工段蒸汽消耗。
优选的，热量回收装置包括设置在二次增压装置出口依次连接的一号控制阀5、冷却器3和二号控制阀6，还包括并联在一号控制阀5和二号控制阀6之间的三号控制阀7。
热量回收装置的工作过程如下：正常生产时，TSA后的焦炉煤气(0.65MPa，30℃)经进口分离器1进入焦炉煤气离心压缩机2，出压缩机压力至4.0MPa(气体温度在125℃)，通过出口冷却器3的旁路(一号调节阀5与阀二号调节阀6关闭，三号调节阀7打开)进入变换工段饱和塔4塔底，在饱和塔(新型垂直筛板塔)内，120～125℃焦炉煤气与热水塔60℃热水进行充分换热，换热后的气体在110～115℃左右的气体进入变换工段气液分离器，饱和塔4塔底水进入热水塔回收变换工段热量。实现回收焦炉煤气离心压缩机出口高温气体的热量，同时提高进入变换工段焦炉煤气中水蒸气的含量，降低变换工段蒸汽消耗。
具体的，如图3所示，分离模块包括甲烷塔8、液氨洗塔9、重烃分离器10、原料气分离器11、氢气分离器12、一号换热器13、二号换热器14、三号换热器15和混合冷剂压缩机模块，甲烷塔8的上部包括塔顶冷凝器81，甲烷塔8通过阀门V-8连接LNG储罐，顶冷凝器81通过阀门V-6连接空分处的中压氮气；
一号换热器13、二号换热器14和三号换热器15依次相连；
重烃分离器10的输入端连接一号换热器13，重烃分离器10的输出端连接二号换热器14；
原料气分离器11的输入端连接二号换热器14，原料气分离器11的输出端分别连接甲烷塔8和液氨洗塔9；
氢气分离器12的输入端连接液氨洗塔9，氢气分离器12的输出端通过阀门V-10连接甲烷塔8，同时，氢气分离器12的输出端还通过阀门V-9连接气柜；
液氨洗塔9的输出端还连接有一个配氨器91，配氨器91的输入端还连接空分处的中压氮气；
混合冷剂压缩机模块与一号换热器13、二号换热器14和三号换热器15进行换热。
分离模块的工作流程如下：
经过变换、脱硫、脱碳、深度脱碳与脱水后的气体(3.1～3.8MPa)(露点不大于-70℃)进入一号换热器13后温度降为-65℃左右进入重烃分离器中，焦炉煤气中的重烃被分离出来(低温重烃进入一号换热器13复温至25℃左右去重烃储存系统)，其余低温气体先后经过二号换热器14和三号换热器15后温度降至-165℃进入原料气分离器，原料气分离器底部分离出来的中的LNG经过减压进入甲烷塔(为了得到高纯度LNG)，原料气分离器顶部的气体(大部分为氢气与少部分氮气极少部分甲烷)进入三号换热器15继续降温至-183℃进入液氮洗塔，在液氮洗塔中，气体中的CO及部分甲烷溶解到液氮中，液氮洗塔塔顶出来的合成气经过三号换热器15之后进入配氮器91中将氢气与氮气比例调整为3：1进入一号换热器13和二号换热器14最终稳定至25℃进入氨合成工段；液氮洗需要的氮气来气中压氮气，经过三个冷却器后氮气的温度降至-183℃成为液体，液体氮进入液氮洗塔顶部。液氮洗塔塔底的液体经过减压进入氢气分离器，溶解在液氮中的部分氢气闪蒸出来后经过复温至25℃送往气柜，氢气分离器底部的液体进入甲烷塔，经过精馏，甲烷塔塔底的-165℃高纯度LNG经过减压后进入LNG储罐，甲烷塔塔顶的不凝气体(一氧化碳和氮气)与塔顶冷凝器的气体混合后经过复温至25℃左右进入TSA再生系统作为TSA再生气气源。
优选的，混合冷剂压缩机模块包括相连接的第一压缩机21和第二压缩机22，还包括入口分离器16、段间分离器17和末端分离器18；
入口分离器16的输入端连接一号换热器13，入口分离器16输出端连接第一压缩机21的输入端，第一压缩机21的输出端通过段间换热器19连接段间分离器17的输入端，段间分离器的输出端分别连接第二压缩机22的输入端、一号换热器13和二号换热器14，第二压缩机22的输出端通过末端冷却器20连接末端分离器18的输入端，末端分离器18的输出端分别连接一号换热器13、二号换热器14和三号换热器15。
一号换热器13与二号换热器14之间设置有减压阀V-1，三号换热器15与二号换热器14之间设置有减压阀V-2，一号换热器13与三号换热器15之间设置有减压阀V-3。
混合冷剂压缩机模块为液氮洗和甲烷深冷分离工段提供冷量，混合冷剂采用异戊烷、丙烷、乙烯、甲烷及氮气五种组分。从换热器1来的0.35MPa(g)气态混合冷剂经过气液分离器进入MRC第一压缩机21一段压缩，一段压缩后气体压力增至1.7MPa(g)，经过冷却后温度降至30℃左右进入段间分离器，分离出来的液体作为冷剂进入一号换热器13后经过减压至0.36MPa(g)返回至换一号换热器13作为冷箱高温段的冷源；段间分离器顶部出来的气体进入MRC第二压缩机22二段，经过压缩后气体压力至3.7MPa(g)，经过降温后温度降至30℃进入末级分离器，分离出来的液体进入一号换热器13、二号换热器14后经过减压至0.36MPa作为冷箱中温段的冷源，分离出来的气体进入一号换热器13、二号换热器14和三号换热器15后经过减压至0.36MPa作为冷箱低温段的冷源。高温段(一号换热器13)、中温段(二号换热器14)及低温段(三号换热器15)的混合冷剂的冷量被吸收后复温至25℃(压力0.35MPa)重新进入MRC混合冷剂压缩机21。
对比例1
某焦化厂焦炉煤气每小时10万方(压力：0.003MPa，温度：40℃)的，其气体组分与杂质含量详见下表。
气体组分统计表
名称 H<sub>2</sub> CO CO<sub>2</sub> CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> C<sub>n</sub>H<sub>m</sub> O<sub>2</sub> Σ
组成(v％) 58 7 3 24 4.5 3 0.5 100
杂质含量统计表
名称 硫化氢 有机硫 粗苯 萘 焦油 氰化氢 氨
mg/Nm<sup>3</sup> 50 200 2000 80 100 50 50
其准备按照传统工艺来生产17万吨/年LNG和24万吨/年液氨。工艺路线如下：
自焦化装置的焦炉煤气，进入气柜中沉降、缓冲、稳压，经螺杆压缩至0.7MPa，进入预净化TSA装置进一步脱除焦油、萘、苯等杂质，再经离心压缩机压缩至2.8MPa。经过压缩和预净化后的煤气进入精脱硫装置，经加热、预铁钼加氢、两级铁钼加氢、氧化锌脱硫将总硫脱至0.1ppm以下，以满足后续装置催化剂对原料气中硫含量的要求。经过精脱硫净化处理的煤气进入MDEA脱碳装置，脱除CO2含量＜50ppm，然后进入深冷液化装置干燥脱水系统控制水分≤1ppm，再经过深冷液化分离得到产品LNG。液化分离得到的富氢气进入变换装置，将气体中的CO变换成H2，然后通过PSA脱碳装置脱除CO2后，进入合成氨装置，通过压缩、甲烷化、氨合成、PSA提氢返氢等得到产品液氨。液化分离得到的富CO气、PSA脱碳的解析气、合成氨驰放气提氢后尾气等做为燃料气送回焦炉燃烧。
该对比例中存在以下问题：
(1)、有效气氢气未能充分利用：现有工艺路线过长，焦炉煤气中的氢气未能有效得到利用。PSA解析气量5477Nm3/h(其中10％左右氢气)该股气体用于燃料气去燃烧。
(2)、氨合成气体精制方法欠缺：气体精制采用甲烷化，虽然可以满足大型氨合成对气体纯度的要求，但是甲烷对于氨合成来说是惰性气体，氨合成中循环气中甲烷含量过高，会降低氮气与氢气的分压，不利于氨合成反应，为了降低氨合成循环气中的甲烷只能采取放空部分循环气，从而降低氨合成循环气中的惰性气体甲烷含量。
(3)、硫化物脱除方法欠缺：焦炉煤气中硫化物形态复杂，主要由硫化氢、二硫化碳、硫醇、硫醚及噻吩。活性炭和氧化锌属于脱硫剂，活性炭属于价格低廉的吸附剂，能够脱除硫化氢。现有工艺脱除硫化物(硫化氢、二硫化碳、硫醇、硫醚及噻吩)全部通过精脱硫工段加氢反应后的精脱硫剂氧化锌吸附脱除，氧化锌属于价格昂贵的吸附剂。
(4)、变换工段位置不妥：变换工段主要作用就是将焦炉煤气中的一氧化碳与蒸汽在钴钼催化剂的作用下变为二氧化碳和氢气。变换工段位置放在液化深冷分离后的副氢气体之后，MDEA工段与PSA脱碳都可以脱除二氧化碳。
(5)、离心压缩机出口气体温度未合理利用：TSA后的焦炉煤气进入离心压缩机，末及出口的气体温度在125℃左右，经过空冷或者水冷后进入下工段，出口高温气体的热能未能充分利用。
(6)、LNG产品中含有0.02％CO。
实施例1
本实施例中公开了一种焦炉煤气综合利用系统，在上述实施方式的基础上，粗脱硫模块中脱焦油装置采用填充焦炭，一次增压装置采用离心压缩机，粗脱硫装置采用填充活性炭或氧化铁的脱硫罐，预净化装置采用TSA装置，二次增压装置采用离心压缩机，变换工段包括饱和塔、气液分离器、脱毒除氧槽、等温变换炉、终端变换炉、锅炉给水换热器和热水塔，精脱硫装置包括加热单元、预铁钼加氢+氧化锌脱硫单元和铁钼加氢+氧化锌脱硫单元，脱碳模块采用MDEA脱碳装置，脱水模块采用13X分子筛和3A分子筛。
自焦化装置的焦炉煤气，进入气柜中沉降、缓冲、稳压,出气柜焦炉煤气经一次增压(离心压缩机)至0.7MPa，进入粗脱硫罐用成本低廉的活性炭或氧化铁将硫化氢脱由50mg/Nm3脱除至1ppm后(降低后工段气体精脱硫工段的氧化锌的量)，进入预净化TSA装置(TSA再生的气体来自空分氮气与液氮洗与甲烷深冷分利工段甲烷塔塔顶的富一氧化碳气体，TSA再生后的气体去锅炉或火炬燃烧)进一步脱除焦油(≤0.1ppm)、萘(≤10ppm)、苯(≤10ppm)等杂质，再经二次增压(离心压缩机)压缩至3.0～4.0MPa。经过压缩后的末级高温气体不用冷却直接进入变换工段(部分有机硫可以在变换工段经加氢转化成无机硫)，变换后的变换气进入精脱硫装置，经加热、预铁钼加氢+氧化锌脱硫+铁钼加氢+氧化锌脱硫将总硫脱至0.1ppm以下，以满足后续装置催化剂对原料气中硫含量的要求。经过精脱硫净化处理的煤气进入MDEA脱碳装置，脱除CO2含量＜30ppm，然后进入深冷液化装置干燥脱水(采用13X分子筛和3A分子筛)(分子筛脱水再生气主要采用深冷分离甲烷分离塔塔顶的富一氧化碳气体和部分中压氮气)系统控制水分≤1ppm，再进入深冷液化工段(液氮洗+甲烷深冷分离)，在该工段，气体中的甲烷与烃类经过深冷分离得到重烃与LNG，重烃经过复温后去重烃储罐，LNG去LNG储罐，同时气体中的微量一氧化碳等微量惰性气体得到深度脱除同时氢气与氮气的比例调整为3:1满足合成氨对气体纯度和组分比例的要求。从液氮洗工段过来的气体(氢气：氮气＝3:1)进入氨合成新鲜气循环气压缩机后进入氨合成工段。
本实施例的主工艺采用变换+液氮洗+甲烷深冷分离工艺代替甲烷深冷分离+变换+PSA脱碳+甲烷化工艺，新工艺去除PSA工段不存在脱碳解析气采用液氮洗与甲烷深冷分离相结合的工艺解决氨合成气体新鲜气气体精制、氨合成循环气放空与LNG产品纯度问题(含有0.02％的CO)。
经过此工艺后，出该工段的氨合成气体的组分中氢气含量在75％，氮气含量在25％，甲烷含量小于2ppm，一氧化碳小于2ppm。氢气会收率大于99.2％。
本实施例对应解决了对比例中的问题，同时降低装置投资额5600万元(其中PSA装置投资在4100万元，甲烷化装置投资1500万元)，使液氨产量年提高1989吨，吨液氨2600元，年多实现产值517万。

Claims (6)

1.一种焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，包括依次连接的粗脱硫模块、预净化模块、精脱硫模块、脱碳模块、脱水模块、分离模块和储存模块；
所述粗脱硫模块包括依次连接的脱焦油装置、干式气柜、一次增压装置和粗脱硫装置；所述脱焦油装置用于初次脱除焦炉煤气中的焦油，所述干式气柜用于对焦炉煤气沉降、缓冲和稳压，所述一次增压装置用于将焦炉煤气压力增至0.7MPa，所述粗脱硫装置用于将焦炉煤气中的硫化氢脱除至1ppm；
所述预净化模块还连接脱水模块，用于对粗脱硫模块获得的气体和脱水模块获得的气体再次脱除焦油，生成的气体一路输出，一路进入精脱硫模块；
所述精脱硫模块包括依次连接的二次增压装置、变换工段和精脱硫装置，所述二次增压装置用于将气体压力压缩至3.0～4.0MPa，所述变换工段用于将焦炉煤气中的CO与水在钴钼催化剂作用下变为二氧化碳与氢气，所述精脱硫装置用于将总硫脱至0.1ppm；
所述脱碳模块用于脱除气体中CO2含量至≤30ppm；
所述脱水模块用于脱除气体中水含量至≤1ppm；
所述分离模块用于将脱水模块获得的气体中的甲烷与烃类通过深冷分离得到重烃与LNG，并将脱水模块获得的气体中氢气与氮气通过氨合成工段获得液氨；
所述储存模块用于储存分离模块得到的重烃、LNG和液氨。
2.如权利要求1所述的焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，所述粗脱硫模块中脱焦油装置内填充焦炭，所述一次增压装置采用离心压缩机，所述粗脱硫装置采用填充活性炭或氧化铁的脱硫罐，所述预净化模块采用TSA装置，所述二次增压装置采用离心压缩机，所述变换工段包括相连接的饱和塔、气液分离器、脱毒除氧槽、等温变换炉、终端变换炉、锅炉给水换热器和热水塔，所述精脱硫装置包括加热单元、预铁钼加氢+氧化锌脱硫单元和铁钼加氢+氧化锌脱硫单元，所述脱碳模块采用MDEA脱碳装置，所述脱水模块采用13X分子筛和3A分子筛。
3.如权利要求2所述的焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，所述二次增压装置处设有热量回收装置，用于回收二次增压装置出口高温气体的热量。
4.如权利要求3所述的焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，所述热量回收装置包括设置在二次增压装置出口依次连接的一号控制阀(5)、冷却器(3)和二号控制阀(6)，还包括并联在一号控制阀(5)和二号控制阀(6)之间的三号控制阀(7)。
5.如权利要求2所述的焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，所述分离模块包括甲烷塔(8)、液氨洗塔(9)、重烃分离器(10)、原料气分离器(11)、氢气分离器(12)、一号换热器(13)、二号换热器(14)、三号换热器(15)和混合冷剂压缩机模块，所述甲烷塔(8)的上部包括塔顶冷凝器(81)；
所述一号换热器(13)、二号换热器(14)和三号换热器(15)依次相连；
所述重烃分离器(10)的输入端连接一号换热器(13)，重烃分离器(10)的输出端连接二号换热器(14)；
所述原料气分离器(11)的输入端连接二号换热器(14)，原料气分离器(11)的输出端分别连接甲烷塔(8)和液氨洗塔(9)；
所述氢气分离器(12)的输入端连接液氨洗塔(9)，氢气分离器(12)的输出端连接甲烷塔(8)；
所述液氨洗塔(9)的输出端还连接有一个配氨器(91)；
所述混合冷剂压缩机模块与一号换热器(13)、二号换热器(14)和三号换热器(15)进行换热。
6.如权利要求5所述的焦炉煤气综合利用系统，其特征在于，所述混合冷剂压缩机模块包括相连接的第一压缩机(21)和第二压缩机(22)，还包括入口分离器(16)、段间分离器(17)和末端分离器(18)；
所述入口分离器(16)的输入端连接一号换热器(13)，所述入口分离器(16)输出端连接第一压缩机(21)的输入端，所述第一压缩机(21)的输出端通过段间换热器(19)连接段间分离器(17)的输入端，所述段间分离器的输出端分别连接第二压缩机(22)的输入端、一号换热器(13)和二号换热器(14)，所述第二压缩机的输出端通过末端冷却器(20)连接末端分离器(18)的输入端，所述末端分离器(18)的输出端分别连接一号换热器(13)、二号换热器(14)和三号换热器(15)。
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