CN213680466U

CN213680466U - 焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统

Info

Publication number: CN213680466U
Application number: CN202022766131.4U
Authority: CN
Inventors: 杨先忠; 冉世红; 孙炳; 陈玲; 蹇守华; 彭奕; 周君; 赵洪法; 杨柱荣; 谢萍; 龙雨谦; 李勇
Original assignee: Southwest Research and Desigin Institute of Chemical Industry
Current assignee: Southwest Research and Desigin Institute of Chemical Industry
Priority date: 2020-11-25
Filing date: 2020-11-25
Publication date: 2021-07-13
Anticipated expiration: 2030-11-25

Abstract

本实用新型公开了焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，解决现有技术中焦炉气转化得到CO和H₂的比例不满足乙醇、乙二醇合成所需要比例要求的问题。本实用新型的系统包括依次连接的焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加热单元、焦炉气加氢脱硫单元、蒸焦混合气加热单元、纯氧转化单元、转化气热回收单元、转化气冷却单元、转化气水分离单元、转化气脱碳单元、PSA‑CO单元和PSA‑H₂单元，蒸焦混合气加热单元连接有CO₂输送管。本实用新型通过返回脱碳再生气、补充界外CO₂，使系统达到碳平衡，使CO和H₂的比例满足乙醇、乙二醇合成的要求，无多余氢气产生，与焦炉气正常转化情况比较，减少焦炉气消耗17％以上。

Description

焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统

技术领域

本实用新型属于焦炉气制合成气技术领域，具体涉及焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统。

背景技术

一般的焦化企业生产冶金焦时，其焦炉气典型组成如下：

组分	H<sub>2</sub>	CO<sub>2</sub>	CO	N<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	CmHn	O<sub>2</sub>	合计
									含量(V％)	59.7	2.8	7.5	5.0	21.9	2.3	0.8	100.00

其杂质含量为：

组分

H2S

有机硫

萘

焦油+尘

NH3

B.T.X(苯)

HCN

含量(mg/Nm3)

≤20

≤150

≤100

≤50

≤3000

≤100

焦炉气中含有大量的CH₄和H₂，可以将CH₄转化生成CO、CO₂和H₂，脱除CO₂后分离可得到CO和H₂。在焦炉气正常转化的情况下，得到CO和H₂的比例不满足乙醇、乙二醇合成所需要的比例要求，产生的H₂量大大过剩。为了得到更多的CO，使CO和H₂的比例满足乙醇、乙二醇合成的要求，将转化气脱碳的再生气CO₂压缩后返回转化、并且补充界外的CO₂进行转化，使系统达到碳平衡。。

因此，提供一种焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，成为了本领域技术人员亟待解决的问题。

实用新型内容

本实用新型的目的之一在于，提供焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，解决现有技术中焦炉气转化得到CO和H₂的比例不满足乙醇、乙二醇合成所需要比例要求的问题。

实用新型为实现上述目的，本实用新型采用的技术方案如下：

本实用新型的焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，包括依次连接的焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加热单元、焦炉气加氢脱硫单元、蒸焦混合气加热单元、纯氧转化单元、转化气热回收单元、转化气冷却单元、转化气水分离单元、转化气脱碳单元、PSA-CO单元和PSA-H₂单元，蒸焦混合气加热单元连接有由界外向其输入CO₂的CO₂输送管。

本实用新型的部分实施方案中，还包括有返回CO₂压缩单元或/和TSA净化单元；转化气脱碳单元、返回CO₂压缩单元、蒸焦混合气加热单元依次连接；转化气脱碳单元、TSA净化单元、PSA-CO单元依次连接。

本实用新型的部分实施方案中，焦炉气脱油脱萘单元连接有向其输入焦炉气的原料气输送管；

蒸焦混合气加热单元连接有用于向其输入蒸汽的中压蒸汽输送管；纯氧转化单元连接有向其输入蒸氧混合气的蒸氧混合气输送管。

本实用新型的部分实施方案中，焦炉气加热单元与焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加氢脱硫单元分别经脱油脱萘气输送管、加热气输送管连接；

蒸焦混合气加热单元与焦炉气加氢脱硫单元、纯氧转化单元、返回CO₂压缩单元分别经脱硫气输送管、加热蒸焦混合气输送管、CO₂压缩气输送管连接；

转化气热回收单元与纯氧转化单元、转化气冷却单元分别经高温转化气输送管、第一冷却转化气输送管连接；

转化气水分离单元与转化气冷却单元、转化气脱碳单元分别经第二冷却转化气输送管、干燥转化气输送管连接。

本实用新型的部分实施方案中，转化气脱碳单元与返回CO₂压缩单元、TSA净化单元分别经再生气输送管、第一脱碳转化气输送管连接；

PSA-CO单元与TSA净化单元、PSA-H₂单元分别经第二脱碳转化气输送管、粗氢气输送管连接。

本实用新型的部分实施方案中，PSA-CO单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用CO的CO出料管；

PSA-H₂单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用H₂的第一H₂出料管、以及提氢解吸气出料管。

本实用新型的部分实施方案中，焦炉气脱油脱萘单元包括依次连接的焦炉气预处理装置、焦炉气压缩装置、焦炉气二次脱油脱萘装置；

焦炉气预处理装置连接与原料气输送管连接；

焦炉气二次脱油脱萘装置与焦炉气加热单元经脱油脱萘气输送管连接；

焦炉气压缩装置与焦炉气预处理装置、焦炉气二次脱油脱萘装置分别经预处理气输送管、压缩气输送管连接。

本实用新型的部分实施方案中，蒸氧混合气输送管的一端与纯氧转化单元连接，另一端分别连接有氧气输送管和过热蒸汽输送管。

本实用新型的焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇用合成气的方法，该方法采用上述的系统进行，包括以下步骤：

步骤1.将焦炉气通入焦炉气脱油脱萘单元，脱除焦油、萘后，进入焦炉气加热单元，经加热后，再进入焦炉气加氢脱硫单元，除去焦炉气中的硫；

步骤2.中压蒸汽、CO₂、脱碳再生气、以及经步骤1脱硫后的焦炉气进入蒸焦混合气加热单元加热，形成蒸焦混合气，并加热到纯氧转化所需的温度；

步骤3.经步骤2加热后的蒸焦混合气进入纯氧转化单元，与界外补入的过热蒸汽与氧气形成蒸氧混合气混合，在转化催化剂的作用下进行氧化及转化反应，生成含H₂、CO和CO₂的转化气；

步骤4.经步骤3生成的转化气进入转化气热回收单元，回收转化气所含热量，加回热量后的转化气进入转化气冷却单元冷却；

步骤5.经步骤4冷却后的转化气进入转化气水分离单元，转化气中的游离水分离掉；

步骤6.经步骤5分离了游离水的转化气进入转化气脱碳单元脱除转化气中的CO₂，得到脱碳转化气；

步骤7.脱碳转化气进入PSA-CO单元，利用变压吸附得到CO，所得CO送往乙醇或乙二醇合成装置；

步骤8.脱除CO的转化气进入PSA-H₂单元，利用变压吸附得到H₂；

优选地，通过控制步骤2中的中压蒸汽、CO₂、脱硫后的焦炉气的用量比例，使步骤8中所得H₂除了送往乙醇或乙二醇合成装置，满足乙醇或乙二醇合成需求外，还能副产或不副产H₂。

本实用新型的部分实施方案中，步骤1中，将焦炉气通入焦炉气预处理装置，吸附除去焦炉气中的部分焦油和萘后，再进入焦炉气压缩装置进行气体压缩；压缩气体进入焦炉气二次脱油脱萘装置脱除剩余的焦油和萘，脱除焦油和萘后，进入焦炉气加热单元；

优选地，步骤1中，将焦炉气通入焦炉气预处理装置，采用对焦炉气中焦油和萘具有较强吸附能力的炭基吸附剂吸附焦炉气中的焦油和萘后，每隔一段时间用蒸汽吹扫再生一次，再生废水去焦化处理；焦炉气压缩装置中，可以采用往复压缩机、螺杆压缩机+离心压缩机进行压缩，压缩后的焦炉气压力为0.8～6.0MPa；压缩后的焦炉气仍含有少量萘、油、水等杂质，焦炉气二次脱油脱萘装置中采用炭基复合剂、硅酸盐复合剂等对其进行进一步精脱除，以减少对后续工序的影响。吸附油和萘后的炭基复合剂、硅酸盐复合剂等，视操作工况每隔一段时间用蒸汽吹扫再生一次，再生废水去焦化处理。

压缩并脱油脱萘后的焦炉气进入焦炉气加热单元，在焦炉气加热炉中，用提氢解吸气作燃料，将焦炉气加热到焦炉气加氢脱硫所需的温度。

加热后的焦炉气进入焦炉气加氢脱硫单元，根据焦炉气中的无机硫(H₂S)大部分已经被脱除，但其中的有机硫(硫氧碳、二硫化碳、硫醇、硫醚、噻吩等)含量还比较多的特点，通过固体催化剂将有机硫进行预加氢、一级加氢转化成无机硫(H₂S)，通过固体脱硫剂脱除生成的无机硫(H₂S)，再进行二级加氢转化剩余的有机硫为无机硫(H₂S)、通过固体脱硫剂将其脱除，此时焦炉气中的总硫已脱至≤0.1ppm。

本实用新型步骤2中，加氢脱硫后的焦炉气，补入中压蒸汽、返回脱碳再生气、补入界外的CO₂形成蒸焦混合气，先用产生蒸汽后的转化气加热到一定温度，再进入蒸焦混合气加热炉中，用提氢解吸气作燃料，将蒸焦混合气加热到进入纯氧转化所需的温度；

本实用新型步骤3中，过热蒸汽与氧气按一定比例混合形成蒸氧混合气，进入纯氧转化炉烧嘴，与同时进入的高温蒸焦混合气一起，在转化催化剂的作用下进行氧化及转化反应，生成含H₂、CO和CO₂的转化气，CH₄的含量降至0.5％以下，出口温度达1000℃左右；

本实用新型步骤4中，经步骤3生成的1000℃左右转化气回收转化所含热量，具体可以是经过蒸汽发生器产生中压蒸汽、蒸焦加热器加热蒸焦混合气、预热汽包给水、脱碳再生塔再沸器作热源、加热制冷循环热水等回收转化气所含热量的过程；

回收热量后的转化气，通过水冷、或空冷+水冷将其冷却到≤40℃。

本实用新型步骤5中，冷却到≤40℃的转化气通过两级水分离将转化气中的游离水基本分离掉。

本实用新型的部分实施方案中，步骤6中，利用变压吸附或再生后的脱碳液将转化气中的CO₂脱除；变压吸附脱碳的解吸气、或脱碳液加热再生产生的再生气经返回CO₂压缩单元压缩后进入蒸焦混合气加热单元循环利用；

优选地，步骤6中，脱碳转化气经TSA净化单元，利用变温吸附脱除脱碳转化气中的水份及少量其它杂质后，再进入PSA-CO单元。

本实用新型步骤7中，利用变压吸附(PSA)技术，使脱碳转化气中主要是CO被吸附剂吸附下来，然后通过一系列的吸附步骤，被吸附的CO通过逆放、抽空得到解吸，逆放和抽空的气体作为CO产品，经压缩后送往乙醇、乙二醇合成装置；

本实用新型步骤8中，利用变压吸附(PSA)技术，使提取CO后的气体中除H₂以外的其它组分被吸附剂吸附下来，然后通过一系列的吸附步骤，被吸附的杂质通过逆放、抽空得到解吸，提氢解吸气去焦炉气加热、蒸焦混合气加热、蒸汽过热作燃料；未被吸附的通过气即为H₂产品，送往乙醇、乙二醇合成装置。

与现有技术相比，本实用新型具有以下有益效果：

本实用新型设计合理，结构简单，操作方便；本实用新型通过返回脱碳再生气、补充界外CO₂，使系统达到碳平衡，使CO和H₂的比例满足乙醇、乙二醇合成的要求，无多余氢气产生，与焦炉气正常转化情况比较，减少焦炉气消耗17％以上。

附图说明

附图1为本实用新型的焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统结构图。

其中，附图标记对应的名称为：

1-CO₂输送管，2-原料气输送管，3-预处理气输送管，4-压缩气输送管，5-脱油脱萘气输送管，6-加热气输送管，7-脱硫气输送管，8-加热蒸焦混合气输送管，9-蒸氧混合气输送管，10-氧气输送管，11-过热蒸汽输送管，12-高温转化气输送管，13-第一冷却转化气输送管，14-第二冷却转化气输送管，15-干燥转化气输送管，16-再生气输送管，17-第一脱碳转化气输送管，18-第二脱碳转化气输送管，19-粗氢气输送管，20-CO出料管，21-第一H₂出料管，22-提氢解吸气出料管，23-CO₂压缩气输送管，24-中压蒸汽输送管。

具体实施方式

为了使本实用新型的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本实用新型进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本实用新型，并不用于限定本实用新型。

实施例1

如附图1所示，本实施例提供了本实用新型的焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，包括依次连接的焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加热单元、焦炉气加氢脱硫单元、蒸焦混合气加热单元、纯氧转化单元、转化气热回收单元、转化气冷却单元、转化气水分离单元、转化气脱碳单元、PSA-CO单元和PSA-H₂单元，所述蒸焦混合气加热单元连接有由界外向其输入CO₂的CO₂输送管1；本实用新型的系统还包括有返回CO₂压缩单元或/和TSA净化单元；所述转化气脱碳单元、返回CO₂压缩单元、蒸焦混合气加热单元依次连接；所述转化气脱碳单元、TSA净化单元、PSA-CO单元依次连接。

所述焦炉气脱油脱萘单元包括依次连接的焦炉气预处理装置、焦炉气压缩装置、焦炉气二次脱油脱萘装置。其中，所述焦炉气预处理装置连接有向其输入焦炉气的原料气输送管2；所述焦炉气二次脱油脱萘装置与焦炉气加热单元经脱油脱萘气输送管5连接；所述焦炉气压缩装置与焦炉气预处理装置、焦炉气二次脱油脱萘装置分别经预处理气输送管3、压缩气输送管4连接。

所述焦炉气加热单元与焦炉气加氢脱硫单元经加热气输送管6连接；

所述蒸焦混合气加热单元连接有用于向其输入蒸汽的中压蒸汽输送管24；所述蒸焦混合气加热单元与焦炉气加氢脱硫单元、纯氧转化单元、返回CO₂压缩单元分别经脱硫气输送管7、加热蒸焦混合气输送管8、CO₂压缩气输送管23连接；

所述纯氧转化单元与向其输入蒸氧混合气的蒸氧混合气输送管9的一端连接，所述蒸氧混合气输送管9的另一端分别连接有氧气输送管10和过热蒸汽输送管11。

所述转化气热回收单元与纯氧转化单元、转化气冷却单元分别经高温转化气输送管12、第一冷却转化气输送管13连接；

所述转化气水分离单元与转化气冷却单元、转化气脱碳单元分别经第二冷却转化气输送管14、干燥转化气输送管15连接。

所述转化气脱碳单元与返回CO₂压缩单元、TSA净化单元分别经再生气输送管16、第一脱碳转化气输送管17连接；

所述PSA-CO单元与TSA净化单元、PSA-H₂单元分别经第二脱碳转化气输送管18、粗氢气输送管19连接。

所述PSA-CO单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用CO的CO出料管20；

所述PSA-H₂单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用H₂的第一H₂出料管21、以及提氢解吸气出料管22。

实施例2

本实施例公开了焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气(CO和H₂)的方法，采用实施例1的系统进行，以年产20万吨乙醇装置所需的合成气(13800Nm³/h CO和25970Nm³/hH₂)，返碳并补碳转化、不副产氢气为例。

进入系统的焦炉气压力6～7kPa、常温、气量32300Nm³/h，组成如下表所示：

杂质含量如下表所示：

首先经过焦炉气预处理装置，采用炭基吸附剂吸附焦炉气中的焦油和萘，预处理后焦炉气中：焦油+尘≤10mg/Nm³，萘≤20mg/Nm³。

然后进入焦炉气压缩装置，采用两台往复压缩机四级压缩，将预处理后的焦炉气压缩到2.4MPa。压缩后的气体进入焦炉气二次脱油脱萘装置，采用炭基复合剂、硅酸盐复合剂等对其进行进一步的脱油脱萘，脱油脱萘后焦炉气中：焦油+尘≤1mg/Nm³，萘≤2mg/Nm³。

脱油脱萘后的焦炉气进入焦炉气加热单元，在焦炉气加热炉中，用提氢解吸气作燃料，将焦炉气加热到～250℃。

加热后的焦炉气首先进入焦炉气加氢脱硫单元。焦炉气加氢脱硫单元包括预加氢罐、一级加氢罐、一级精脱硫罐、二级加氢罐及二级精脱硫罐。预加氢罐有两台，可并联或单独使用，主要将焦炉气中的不饱和烃加氢饱和，并反应掉其中的氧，同时有少量有机脱硫加氢转化成为无机硫(H₂S)。预加氢后的焦炉气进入一级加氢罐，对焦炉气中的有机脱硫进一步加氢转化，然后进入由两台可串可并或单独使用的一级精脱硫罐脱除加氢转化生成的H₂S；为了进一步降低焦炉气中的有机硫和无机硫，焦炉气再进入二级加氢罐及两台二级精脱硫罐。当一级加氢脱硫能满足工艺对总硫的要求时，焦炉气走旁路(不经过第二级加氢脱硫)。此时焦炉气中的总硫已脱至≤0.1ppm。

加氢脱硫后的焦炉气，补入中压蒸汽11.5t/h、返回的脱碳再生气10980Nm³/h，界外补入二氧化碳2490Nm³/h，形成蒸焦混合气，进入蒸焦混合气加热单元。本实施中的蒸焦混合气加热单元包括热交换器和蒸焦混合气加热炉。蒸焦混合气先与热交换器用产生蒸汽后的转化气加热到400℃，再进入蒸焦混合气加热炉中，用提氢解吸气作燃料，将蒸焦混合气加热到630℃。

5.5t/h过热蒸汽与6870Nm³/h氧气混合形成蒸氧混合气，进入纯氧转化单元的纯氧转化炉烧嘴，上述630℃的蒸焦混合气同时进入纯氧转化炉，在转化催化剂的作用下进行氧化及转化反应，生成含H₂、CO和CO₂的转化气，纯氧转化炉出口温度约990℃，转化气组成如下表所示：

转化气气量为：85300Nm³/h。

经纯氧转化炉出来的转化气进入转化气热回收单元回收热量。本实施例中的转化气热回收单元由蒸汽发生器、汽包水预热器、蒸焦混合气加热单元的蒸焦加热器、转化气脱碳单元的脱碳再生塔组成。纯氧转化炉出口温度约990℃的转化气，首先经过蒸汽发生器产生约39t/h中压蒸汽，自身降温到470℃；然后进入蒸焦加热器加热蒸焦混合气，自身降温到360℃；再进入汽包水预热器预热汽包给水，自身降温到240℃；进入脱碳再生塔再沸器作热源，自身降温到150℃；加热制冷循环热水，自身降温到90℃。

回收了热量，温度为90℃的转化气进入转化气冷却单元分离游离水，先经过空冷器冷却到60℃，再经过水冷器冷却到40℃以下；通过两级水分离，将转化气中的游离水基本分离掉。

40℃的转化气进入转化气脱碳单元，本实施例中，转化气脱碳单元包括吸收塔和脱碳再生塔。采用湿法脱碳吸收塔用脱碳溶液进行洗涤吸收。转化气经过半贫液洗涤、贫液洗涤后，气体中的CO₂含量降到0.005％，分离除去气体中微量的脱碳溶液后进入TSA净化单元。

从吸收塔底出来的富液，进入脱碳再生塔顶部减压到0.1MPa被来自塔下部的蒸汽汽提。从脱碳再生塔顶部汽提出来的CO₂气体冷却到40℃以下，分离出的冷凝液返回脱碳再生塔顶部作为回流液；冷却并分离掉脱碳液的脱碳再生气(CO₂约97.5％、气量10980Nm³/h)，送到返回CO₂压缩单元，经压缩增压到2.4MPa，返回蒸焦混合气加热单元，以循环利用。

从脱碳再生塔上段底部出来的脱碳半贫液分成两股。大部分的半贫液加压后循环到吸收塔中部；其余的半贫液经预热后送到脱碳再生塔下段继续再生，脱碳再生塔下段底出来的脱碳贫液，经冷却后送到吸收塔的上部循环吸收。脱碳再生塔再沸器的热量由前述的转化气提供。

脱碳转化气组成如下：

组分	H<sub>2</sub>	CO	CO<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>O	O<sub>2</sub>	合计
									含量(％)	60.7	34.9	0.005	3.7	0.3	0.4	-	100.00

脱碳转化气气量为：44140Nm³/h。

44140Nm³/h的脱碳转化气进入TSA净化单元，利用变温吸附技术脱除脱碳转化气中的水份及少量其它杂质。

经过TSA净化处理的脱碳转化气进入PSA-CO单元提取CO。本实施例中PSA-CO单元由12台吸附器和一系列程序控制阀门构成。在任一时刻总是有吸附器处于吸附步骤的不同阶段，由入口端通入原料气，出口端得到的吸附通过气作为粗氢气进入PSA-H₂单元；每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、均压降(EiD)、置换(RP)逆向放压(D)、抽真空(V)、均压升(EiR)、最终升压(FR)。被吸附的CO通过逆放、抽空得到解吸。逆放和抽空的CO气体作为产品稳压在0.02MPa，经压缩后送往乙醇合成装置。CO的浓度为99％、产量为13800Nm³/h。

从PSA-CO单元来的粗氢气进入PSA-H₂提氢单元。PSA-H₂单元由12台吸附器和一系列程序控制阀门构成。在任一时刻总有吸附器处于吸附步骤的不同阶段，由入口端通入原料气，出口端得到产品氢气；每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、均压降(EiD)、逆向放压(D)、抽真空(V)、均压升(EiR)、最终升压(FR)。被吸附的杂质通过逆放、抽空得到解吸，提氢解吸气去焦炉气加热单元、蒸焦混合气加热单元、蒸汽过热作燃料。本单元得到的H₂浓度为99.95％、产量为25970Nm³/h，送往乙醇合成装置，无多余的H₂外供。

综上，采用本实用新型的系统，可以根据需要控制步骤2中的中压蒸汽、CO₂、脱硫后的焦炉气的用量比例，使最终所得H₂的量不同。

上述实施例仅为本实用新型的优选实施方式之一，不应当用于限制本实用新型的保护范围，但凡在本实用新型的主体设计思想和精神上作出的毫无实质意义的改动或润色，其所解决的技术问题仍然与本实用新型一致的，均应当包含在本实用新型的保护范围之内。

Claims

1.焦炉气补碳转化制乙醇、乙二醇合成气的系统，其特征在于，包括依次连接的焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加热单元、焦炉气加氢脱硫单元、蒸焦混合气加热单元、纯氧转化单元、转化气热回收单元、转化气冷却单元、转化气水分离单元、转化气脱碳单元、PSA-CO单元和PSA-H₂单元，所述蒸焦混合气加热单元连接有由界外向其输入CO₂的CO₂输送管(1)。

2.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，还包括有返回CO₂压缩单元或/和TSA净化单元；所述转化气脱碳单元、返回CO₂压缩单元、蒸焦混合气加热单元依次连接；所述转化气脱碳单元、TSA净化单元、PSA-CO单元依次连接。

3.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于，所述焦炉气脱油脱萘单元连接有向其输入焦炉气的原料气输送管(2)；

所述蒸焦混合气加热单元连接有用于向其输入蒸汽的中压蒸汽输送管(24)；所述纯氧转化单元连接有向其输入蒸氧混合气的蒸氧混合气输送管(9)。

4.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于，所述焦炉气加热单元与焦炉气脱油脱萘单元、焦炉气加氢脱硫单元分别经脱油脱萘气输送管(5)、加热气输送管(6)连接；

所述蒸焦混合气加热单元与焦炉气加氢脱硫单元、纯氧转化单元、返回CO₂压缩单元分别经脱硫气输送管(7)、加热蒸焦混合气输送管(8)、CO₂压缩气输送管(23)连接；

所述转化气热回收单元与纯氧转化单元、转化气冷却单元分别经高温转化气输送管(12)、第一冷却转化气输送管(13)连接；

所述转化气水分离单元与转化气冷却单元、转化气脱碳单元分别经第二冷却转化气输送管(14)、干燥转化气输送管(15)连接。

5.根据权利要求2所述的系统，其特征在于，所述转化气脱碳单元与返回CO₂压缩单元、TSA净化单元分别经再生气输送管(16)、第一脱碳转化气输送管(17)连接；

所述PSA-CO单元与TSA净化单元、PSA-H₂单元分别经第二脱碳转化气输送管(18)、粗氢气输送管(19)连接。

6.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于，所述PSA-CO单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用CO的CO出料管(20)；

所述PSA-H₂单元连接有用于向乙醇合成装置或乙二醇合成装置输入合成用H₂的第一H₂出料管(21)、以及提氢解吸气出料管(22)。

7.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述焦炉气脱油脱萘单元包括依次连接的焦炉气预处理装置、焦炉气压缩装置、焦炉气二次脱油脱萘装置；

所述焦炉气预处理装置连接与原料气输送管(2)连接；

所述焦炉气二次脱油脱萘装置与焦炉气加热单元经脱油脱萘气输送管(5)连接；

所述焦炉气压缩装置与焦炉气预处理装置、焦炉气二次脱油脱萘装置分别经预处理气输送管(3)、压缩气输送管(4)连接。

8.根据权利要求3所述的系统，其特征在于，所述蒸氧混合气输送管(9)的一端与纯氧转化单元连接，另一端分别连接有氧气输送管(10)和过热蒸汽输送管(11)。