一种生产乙二醇联产LNG及碳酸二甲酯的装置及方法与流程

一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的装置及方法
技术领域
1.本发明涉及能源与化工领域，具体涉及一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的装置及方法。

背景技术：

2.钢铁冶金工业在生产钢铁产品的同时，也产生大量的煤气，这部分煤气主要包括焦炉煤气、转炉煤气和高炉煤气。这些煤气是钢铁企业的重要二次能源。约占企业总能耗的40％左右。焦炉煤气是炼焦煤在炭化室内隔绝空气的条件下，经过950-1050℃的高温干馏过程即可产生焦炭和焦炉煤气。从物料平衡角度分析，每生产1吨焦炭可产生400-450kg荒焦炉煤气，其中有效成分主要为一氧化碳、氢气、烃类及烃类衍生物，约占总量的65-70％(wt％)。转炉煤气是转炉炼钢过程中，铁水中的碳在高温下与吹入的氧生成一氧化碳和少量的二氧化碳气体。回收的转炉煤气中一氧化碳含量为55-65％，二氧化碳含量为15％-20％，氮气含量为15-20％左右，还含有少量的氢气和氧气。转炉煤气在一个冶炼周期内组分并不均衡，通常需要将转炉煤气送到气柜内经过均质后送到后工序使用。
3.目前现有的焦炉煤气和转炉煤气的利用方式不足之处有以下三点：
4.一是作为低价值的燃料气使用，浪费了一氧化碳、氢气资源。存在热效率低，增加了温室气体排放量的问题。
5.二是利用焦炉煤气和转炉煤气发电，包括蒸汽发电(热电联产)、燃气轮机发电和内燃机发电等。不足之处是，能量利用不充分，经济效益不高的问题。
6.三是利用焦炉煤气生产合成氨、甲醇等常规产品，存在问题是气体需要经过变换或者转化重整，能量消耗高。

技术实现要素：

7.针对上述问题本发明提供了一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法。
8.为了达到上述目的，本发明采用了下列技术方案：
9.1.焦炉煤气线：原料焦炉煤气经电捕焦、螺杆压缩、氧化铁粗脱硫、tsa除杂、离心压缩、除氧精脱硫、mdea脱碳之后进入深冷装置，深冷富氢气去psa-h2提氢，富co气去psa-co制取co，液态lng作为产品。
10.2.转炉煤气线：原料转炉煤气经螺杆压缩、tsa脱焦油、除氧精脱硫、psa-co2、mdea脱碳、磷化氢脱除后进入psa-co制取co。
11.3.psa-co产co与psa-h2产h2分别送至dmo装置和乙二醇装置生产乙二醇。
12.4.采用氧化偶联法乙二醇生产工艺。通过羰化、加氢两个步骤，使合成气经草酸二甲酯得到乙二醇产品。
13.一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的装置，包括：
14.焦炉煤气焦油脱除及压缩装置：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气
过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入焦炉煤气粗脱硫装置；
15.焦炉煤气粗脱硫装置：来自气液分离器分液后的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气；
16.焦炉煤气除杂装置：来自粗脱硫塔底部的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至焦炉煤气离心压缩装置；
17.焦炉煤气离心压缩装置：来自tsa吸附塔顶部排出的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至焦炉煤气除氧精脱硫装置；
18.焦炉煤气除氧精脱硫装置：来自最终出口分离器的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低，然后从顶部进入一级加氢反应器，从一级加氢反应器底部出来的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽，然后从顶部进入二级加氢反应器，然后从顶部进入精脱硫塔，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温，送至出口分离器，从出口分离器顶部排出送往焦炉煤气mdea脱碳；
19.焦炉煤气mdea脱碳：来自出口分离器顶部排出的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入h2/co分离装置；
20.h2/co分离装置包括原料气净化装置、低温液化装置和混合制冷剂压缩装置；
21.所述原料气净化装置：从塔顶过滤器顶部来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入低温液化装置；
22.所述低温液化装置：净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压后进入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷后进入低温分离器进行气液分
离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；
23.甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压后，再进入冷箱第二主换热器过冷后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；
24.所述混合制冷剂压缩装置：
25.从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；
26.高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下分离器进入冷箱；
27.mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；
28.变压吸附提纯h2装置：来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；
29.转炉煤气压缩装置：来自界外的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机
压缩后，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入转炉煤气tsa除杂装置，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；
30.转炉煤气tsa除杂装置：来自原料气分离器分离后的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到转炉煤气粗脱磷装置，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；
31.转炉煤气粗脱磷装置：来自产品气过滤器的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入转炉煤气脱氧装置，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；
32.转炉煤气脱氧：来自粗脱磷塔顶部的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温后进入水解脱硫塔，脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后从底部进入脱氧反应器，脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却后从下部进入精脱硫塔，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去变压吸附提纯co2装置，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；
33.变压吸附提纯co2装置：精脱硫塔顶部排出的转炉煤气进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，气体自下而上通过吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，吸附后的气体从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入转炉煤气脱碳装置；
34.转炉煤气脱碳装置：来自精脱磷塔底部的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后进入变压吸附提纯co装置；
35.变压吸附提纯co装置包括净化后转炉煤气脱水装置和变压吸附提纯co装置
36.所述净化后转炉煤气脱水装置：经过上转炉煤气塔顶过滤器净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入变压吸附提纯co装置；
37.变压吸附提纯co装置：混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放
压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；
38.dmo合成装置：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，经dmo反应预热器预热后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；
39.来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入dmo精馏装置，闪蒸气回收利用；
40.dmo精馏装置：粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；
41.来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；
42.dmc分离装置：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温后送重组分罐区；
43.dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却
后，送dmc产品罐区；
44.常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；
45.乙二醇合成装置：从h2/co分离装置来的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；
46.dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；
47.反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却，随后进入到第二高压分离器再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇质量提升装置，第二高压分离器的液相经过减压阀减压进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇质量提升装置，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；
48.乙二醇质量提升装置：从乙二醇合成装置来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流；
49.在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流；
50.在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔；
51.在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除
去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区。
52.一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，以焦炉煤气与转炉煤气为原料，包括以下步骤：
53.s1，焦炉煤气路线：
54.s11，焦炉煤气焦油脱除及压缩：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入下一步；
55.s12，焦炉煤气粗脱硫：来自上一步的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔内装填有脱硫剂，经过脱硫剂处理后，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气中硫化氢含量达到1mg/nm3以下指标要求；
56.s13，焦炉煤气除杂：来自上一步的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至下一步；
57.s14，焦炉煤气离心压缩：来自上一步的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至下一步；
58.s15，焦炉煤气除氧精脱硫：来自上一步的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低，然后从顶部进入一级加氢反应器，在预加氢反应器和一级加氢反应器内，焦炉煤气中一部分的有机硫转化为h2s，同时不饱和烃加氢饱和，另外气体中的o2也与h2反应生成h2o，从一级加氢反应器底部出来的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器脱去一部分的无机硫，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后温度降低，然后从顶部进入二级加氢反应器，将焦炉煤气中残余的有机硫转化为h2s，然后从顶部进入精脱硫塔，在脱硫剂的作用下将焦炉煤气中的总硫脱至≤0.1ppm，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，温度降低，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温，送至出口分离器，分离掉焦炉煤气中的杂质以及水分后，从出口分离器顶部排出送往下一步；
59.s16，焦炉煤气mdea脱碳：来自上一步的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，与自上而下的活化mdea溶液在焦炉气吸收塔内填料表面逆向流动，焦炉煤气中的酸性气体被活化mdea溶液吸收进入液相，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，在塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后去界外，从焦炉煤气分离器底部出来的
液体和塔顶过滤器底部出来的液体混合后进入闪蒸罐循环使用，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入下一步；
60.s17，h2/co分离：
61.s171，原料气净化：
62.从上一步来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气中含水量和co2含量均≤1ppm，之后净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入下一步；
63.s172，低温液化：
64.净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却至-125℃～-135℃后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压至1.0mpa～1.2mpa后进入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷至-179.5℃～-182.5℃后进入低温分离器进行气液分离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器复温至-158℃～-160℃后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；
65.甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压至3.6～3.8mpa，再进入冷箱第二主换热器过冷至179℃后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却至-180℃～-183℃后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压至1.35mpa后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器复温至-140℃～-143℃后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压至0.38mpa～0.42mpag后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷至-161℃后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提
供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；
66.s173，混合制冷剂压缩：
67.从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；
68.高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下分离器进入冷箱；
69.mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；
70.s18，变压吸附提纯h2：在一段压力下吸附原料气中的杂质组分，不易吸附的组分氢气则穿过吸附床做为产品输出，再通过降低吸附床压力和冲洗使杂质脱附解吸，从而使吸附剂获得再生，解吸气去焦炉煤气压缩机入口作为原料气循环利用，来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；
71.s2，转炉煤气路线：
72.s21，转炉煤气压缩：来自界外的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机压缩后出压缩机，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入下一步，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；
73.s22，转炉煤气tsa除杂：来来自上一步的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到下一步，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；
74.s23，转炉煤气粗脱磷：来自上一步的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入下一步，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；
75.s24，转炉煤气脱氧：来自上一步的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温后进入水解脱硫塔，转炉煤气经过有机硫水解催化剂将原料气中的cos水解转化为h2s，然后进入双功能精脱硫剂床层，脱除气体中的h2s及其它硫化物，精脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后进入脱氧反应器，脱除转炉煤气中的氧，经脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却后从下部进入精脱硫塔，满足硫含量小于0.1ppm，氧含量小于30ppm的技术要求，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去下一步，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；
76.s25，变压吸附提纯co2：转炉煤气在0.8mpa～0.85mpa下进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，co2吸附塔内装填有吸附剂，气体自下而上通过
吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，在0.75mpa～0.8mpa条件下从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入下一步，co2吸附塔采用抽真空的解吸方式，将该co2吸附塔完全再生；
77.s26，转炉煤气脱碳：来自上一步的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却降温至35～40℃后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后下一步，从转炉煤气分离器底部出来的液体和转炉煤气塔顶过滤器底部出来的液体混合后进入闪蒸罐循环使用；
78.s27，变压吸附提纯co：
79.s271，净化后转炉煤气脱水：经过上一步净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入下一步；
80.s272，变压吸附提纯co：上一步的混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；
81.s3，合成路线：
82.s31，dmo合成：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，经dmo反应预热器预热后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；
83.来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入下一步dmo精馏，闪蒸气回收利用；
84.s32，dmo精馏：来自上一步的粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；
85.来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；
86.s33，dmc分离：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温至60℃后送重组分罐区；
87.dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却至35℃～40℃后，送dmc产品罐区；
88.常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，冷凝温度控制在55℃，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，温度控制在15℃～20℃，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；
89.s34，乙二醇合成：从h2/co分离步骤来的≥99.9mol％的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；
90.dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；
91.反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却到35～40℃，随后进入到第二高压分离器
再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压至4barg后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇精馏，第二高压分离器的液相经过减压阀减压至4barg后进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇精馏，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；
92.s35，乙二醇质量提升：从乙二醇合成来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流；
93.在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流；
94.在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔；
95.在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，经过吸附后，乙二醇产品质量紫外透光率提高5～8％，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区。
96.进一步，所述步骤s11中焦炉煤气压缩机为螺杆式压缩机，采用喷水冷却方式降温，具体方法为：脱盐水与焦炉煤气在焦炉煤气压缩机入口管道内混合后一起进入焦炉煤气压缩机，经压缩后一起排出焦炉煤气压缩机，经冷却器冷却后，最终在气液分离器中分出气液两相，液相返回压缩机入口管道内；
97.所述焦炉煤气压缩机将焦炉煤气压缩至0.6mpag。
98.进一步，所述步骤s12中脱硫剂为氧化铁。
99.进一步，所述步骤s13中tsa吸附塔共10台，分为两个系列，正常运行时，其中6台处于吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物阶段，另外4台处于再生状态，当tsa吸附塔吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物饱和后即转入再生状态。
100.进一步，所述步骤s14中低压缸将焦炉煤气压缩至0.95～1.14mpag；所述高压缸将焦炉煤气压缩至1.85～2.22mpag；所述高压缸三段将焦炉煤气压缩至4.0mpag。
101.进一步，所述步骤s15中焦炉煤气进入进出物料换热器换热升温至180～220℃；所
述一号3.82mpa废锅副产蒸汽的压力为3.35～3.82mpa，所述从预加氢反应器底部出来的气体温度降低至290～320℃；所述从一级加氢反应器底部出来的工艺气温度为295～350℃；所述从中温脱硫反应器底部出来的气体温度降低至275～330℃；所述精脱硫塔内的脱硫剂为氧化锌；所述精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器温度降至195～236℃，所述0.5mpa废锅副产蒸汽的压力为0.5mpa～0.55mpag；所述焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温至40℃；
102.所述步骤s16中焦炉气冷却器将净化气冷却降温至35～40℃。
103.进一步，所述步骤s21中转炉煤气的温度20℃～35℃，压力0.003mpag～0.010mpag；所述压缩机压缩至0.85mpag～1.0mpag；
104.所述步骤s24中来自上一步的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温至55～60℃；所述循环气水冷器冷却降温至35℃～40℃；所述净化气水冷器冷却至35～40℃。
105.进一步，所述mdea溶液的再生方法：从贫液缓冲罐来的活化mdea溶液经贫液泵升压后进入焦炉气吸收塔/转炉气吸收塔顶部作为脱碳吸收剂，贫液吸收酸性气体后称为富液从焦炉气吸收塔/转炉气吸收塔塔底流出后进入闪蒸罐，在闪蒸罐中降压闪蒸出气体后顶部流出，控制闪蒸压力在0.35～0.55mpa去燃料气管网；从闪蒸罐底部流出的液体经富液过滤器脱除机械杂质后，再通过贫富液换热器与贫液换热升温到85℃～100℃后进入再生塔上部，再生塔采用微正压汽提的方式完成对富液的再生，富液自上而下通过再生塔，在再生塔内填料表面与自下而上的气提蒸汽逆向流动、进行充分的传质传热；富液中的酸性气体被解析至气相并伴随气提蒸汽从再生塔顶流出，剩余的胺液从再生塔塔底流进再沸器，被来自外界的蒸汽继续加热产生部分蒸汽使胺液中的酸性气体进一步解析，产生的蒸汽从再沸器顶部流向再生塔底部作气提蒸汽；从再沸器底部流出的胺液，其中的酸性气体已被解析至满足要求称为贫液，先通过贫富液换热器与富液换热降温，再经过贫液冷却器降温后去贫液缓冲罐，之后经贫液泵升压后循环使用，从再生塔顶部流出的气体经再生塔顶冷却器降温后进入再生塔顶分离器，在再生塔顶分离器完成气液分离，气体从再生塔顶分离器顶部送去燃料；所述闪蒸罐、再生塔引入氮气形成氮封；从再生塔分离器底部流出的液体经回收泵升压至～0.55mpa后由调节阀控制分离器液位后进入闪蒸罐循环使用。
106.进一步，所述步骤s31中新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合的压力为0.423mpa～0.45mpa，所述dmo反应预热器预热到106℃～110℃；所述dmo闪蒸槽内的温度为77.4℃，0.05mpa；所述dmo气体脱除塔塔顶循环气压力为0.29mpa～0.311mpa，温度为55℃，塔釜压力为0.32mpa，温度为80℃；所述dmo气体脱除塔冷凝器冷却到40℃；所述氧气的压力为0.5mpa～0.6mpa；所述mn再生塔塔顶气相压力为0.26mpa～0.28mpa，温度为30℃～40℃，塔釜压力为0.31mpa，温度为47.6℃；
107.所述步骤s32中dmo脱轻塔塔顶压力为0.055mpa，温度为75℃，塔釜压力为0.063mpa，温度为145.7℃；所述dmc分离塔塔顶压力为0.005mpa，温度为68℃，塔釜压力为0.01mpa，温度为166.9℃；所述常压甲醇脱水塔塔顶压力为5kpa，温度为65℃，塔釜温度为84℃,；所述高压甲醇脱水塔顶压力为0.4mpa，温度为111.5℃，塔釜压力为0.43mpa，温度为154℃；
108.所述步骤s33中dmc脱轻塔塔顶的压力为0.05mpa，温度为51.6℃，塔釜压力为
0.113mpa，温度为95.2℃；所述加压塔塔顶的压力为0.68mpa，温度为121.1℃，塔釜压力为0.686mpa，温度为164.5℃；所述常压塔塔顶的压力为0.105mpa，温度为62.4℃，塔釜压力为0.113mpa，温度为101.7℃；
109.所述步骤s35中甲醇回收塔塔顶的压力为60kpa，温度为51.8℃，塔釜压力为65kpa，温度为149℃；所述脱水塔塔顶的压力为36kpa，温度为58.2℃，塔釜压力为38kpa，温度为158℃；所述脱醇塔塔顶的压力为12kpa，温度为133.9℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃；所述乙二醇产品塔塔顶的压力为16kpa，温度为144℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃；所述乙二醇回收塔塔顶的压力为5kpa，温度为117℃，塔釜压力为12kpa，温度为144℃。
110.与现有技术相比本发明具有以下优点：
111.(1)充分利用转炉煤气碳多氢少、焦炉煤气碳少氢多互补的特点生产乙二醇和lng产品。前期生产负荷已经达到乙二醇840吨/天，lng430吨/天的能力。
112.(2)以前，转炉煤气、焦炉煤气用于发电，1立方米煤气产值不足0.6元，用于生产乙二醇后，1立方米煤气的产值达到2.2元，产出效益增长3倍以上，实现了煤气资源的高效利用，达到了“同样资源产出更高”的目的。
113.(3)乙二醇原料为钢铁、焦化产生的工业废气，乙二醇的生产成本不足3000元/吨,lng的生产成本2000元/吨，当前乙二醇的市场售价6100元/吨，lng售价6800元/吨，市场优势明显。
114.(4)该项目每年可削减上游产业二氧化碳排放量136万吨，减少氮氧化物排放660吨，提升了区域的环保水平。同时该项目副产氢气用于高炉炼铁，既提高了资源利用效率，又减少了碳排放。
附图说明
115.图1为本发明实施例1中焦炉煤气焦油脱除及压缩装置的示意图；
116.图2为本发明实施例1中焦炉煤气粗脱硫和焦炉煤气除杂装置的示意图；
117.图3为本发明实施例1中焦炉煤气离心压缩装置的示意图；
118.图4为本发明实施例1中焦炉煤气除氧精脱硫装置的示意图；
119.图5为本发明实施例1中焦炉煤气mdea脱碳装置的示意图；
120.图6为本发明实施例1中原料气净化装置的示意图；
121.图7为本发明实施例1中低温液化装置和混合制冷剂压缩装置的示意图，其中图7a为冷箱的示意图，图7b为甲烷洗涤塔、氢汽提塔、co/ch4分离塔连接示意图；
122.图8为本发明实施例1中变压吸附提纯h2装置的示意图；
123.图9为本发明实施例1中转炉煤气压缩和转炉煤气tsa除杂装置的示意图；
124.图10为本发明实施例1中转炉煤气粗脱磷装置的示意图；
125.图11为本发明实施例1中转炉煤气脱氧装置的示意图；
126.图12为本发明实施例1中变压吸附提纯co2装置的示意图；
127.图13为本发明实施例1中转炉煤气脱碳装置的示意图；
128.图14为本发明实施例1中变压吸附提纯co装置的示意图；
129.图15为本发明实施例1中dmo合成装置的示意图；
130.图16为本发明实施例1中dmo精馏装置，其中图16a为dmo脱轻塔和dmc分离塔连接
示意图，图16b为常压甲醇脱水塔和高压甲醇脱水塔连接示意图；
131.图17为为本发明实施例1中dmc分离装置的示意图；
132.图18为为本发明实施例1中乙二醇合成装置的示意图；
133.图19为为本发明实施例1中乙二醇质量提升装置的示意图。
具体实施方式
134.实施例1
135.如图1～19所示，一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的装置，包括：
136.焦炉煤气焦油脱除及压缩装置：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入焦炉煤气粗脱硫装置；
137.焦炉煤气粗脱硫装置：来自气液分离器分液后的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气；
138.焦炉煤气除杂装置：来自粗脱硫塔底部的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至焦炉煤气离心压缩装置；
139.焦炉煤气离心压缩装置：来自tsa吸附塔顶部排出的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至焦炉煤气除氧精脱硫装置；
140.焦炉煤气除氧精脱硫装置：来自最终出口分离器的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低，然后从顶部进入一级加氢反应器，从一级加氢反应器底部出来的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽，然后从顶部进入二级加氢反应器，然后从顶部进入精脱硫塔，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温，送至出口分离器，从出口分离器顶部排出送往焦炉煤气mdea脱碳；
141.焦炉煤气mdea脱碳：来自出口分离器顶部排出的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入h2/co分离装置；
142.h2/co分离装置包括原料气净化装置、低温液化装置和混合制冷剂压缩装置；
143.所述原料气净化装置：从塔顶过滤器顶部来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入低温液化装置；
144.所述低温液化装置：净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压后进入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷后进入低温分离器进行气液分离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；
145.甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压后，再进入冷箱第二主换热器过冷后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；
146.所述混合制冷剂压缩装置：
147.从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；
148.高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下
分离器进入冷箱；
149.mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；
150.变压吸附提纯h2装置：来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；
151.转炉煤气压缩装置：来自界外的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机压缩后，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入转炉煤气tsa除杂装置，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；
152.转炉煤气tsa除杂装置：来自原料气分离器分离后的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到转炉煤气粗脱磷装置，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；
153.转炉煤气粗脱磷装置：来自产品气过滤器的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入转炉煤气脱氧装置，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；
154.转炉煤气脱氧：来自粗脱磷塔顶部的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温后进入水解脱硫塔，脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后从底部进入脱氧反应器，脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却后从下部进入精脱硫塔，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去变压吸附提纯co2装置，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；
155.变压吸附提纯co2装置：精脱硫塔顶部排出的转炉煤气进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，气体自下而上通过吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，吸附后的气体从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入转炉煤气脱碳装置；
156.转炉煤气脱碳装置：来自精脱磷塔底部的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后进入变压吸附提纯co装置；
157.变压吸附提纯co装置包括净化后转炉煤气脱水装置和变压吸附提纯co装置
158.所述净化后转炉煤气脱水装置：经过上转炉煤气塔顶过滤器净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入变压吸附提纯co装置；
159.变压吸附提纯co装置：混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；
160.dmo合成装置：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，经dmo反应预热器预热后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；
161.来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入dmo精馏装置，闪蒸气回收利用；
162.dmo精馏装置：粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；
163.来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作
为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；
164.dmc分离装置：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温后送重组分罐区；
165.dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却后，送dmc产品罐区；
166.常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；
167.乙二醇合成装置：从h2/co分离装置来的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；
168.dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；
169.反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却，随后进入到第二高压分离器再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇质量提升装置，第二高压分离器的液相经过减压阀减压进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇质量提升装置，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；
170.乙二醇质量提升装置：从乙二醇合成装置来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流；
171.在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流；
172.在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔
回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔；
173.在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区。
174.一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，以焦炉煤气与转炉煤气为原料，包括以下步骤：
175.s1，焦炉煤气路线：
176.s11，焦炉煤气焦油脱除及压缩：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩至0.6mpag，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入下一步；
177.焦炉煤气压缩机为螺杆式压缩机，采用喷水冷却方式降温，具体方法为：脱盐水与焦炉煤气在焦炉煤气压缩机入口管道内混合后一起进入焦炉煤气压缩机，经压缩后一起排出焦炉煤气压缩机，经冷却器冷却后，最终在气液分离器中分出气液两相，液相返回压缩机入口管道内
178.s12，焦炉煤气粗脱硫：来自上一步的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔内装填有氧化铁脱硫剂，经过氧化铁脱硫剂处理后，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气中硫化氢含量达到1mg/nm3以下指标要求；
179.s13，焦炉煤气除杂：来自上一步的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至下一步；
180.所述tsa吸附塔共10台，分为两个系列，正常运行时，其中6台处于吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物阶段，另外4台处于再生状态，当tsa吸附塔吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物饱和后即转入再生状态。
181.s14，焦炉煤气离心压缩：来自上一步的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩至0.95～1.14mpag后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩至1.85～2.22mpag后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩至4.0mpag后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至下一步；
182.s15，焦炉煤气除氧精脱硫：来自上一步的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态
饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温至180～220℃，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产3.35～3.82mpa的蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低至290～320℃，然后从顶部进入一级加氢反应器，从一级加氢反应器底部出来295～350℃的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后温度降低275～330℃，然后从顶部进入二级加氢反应器，然后从顶部进入精脱硫塔，在氧化锌脱硫剂的作用下将焦炉煤气中的总硫脱至≤0.1ppm，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，温度降低，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产0.5mpa～0.55mpag蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温至40℃，送至出口分离器，从出口分离器顶部排出送往下一步；
183.s16，焦炉煤气mdea脱碳：来自上一步的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，与自上而下的活化mdea溶液在焦炉气吸收塔内填料表面逆向流动，焦炉煤气中的酸性气体被活化mdea溶液吸收进入液相，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温至35～40℃后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，在塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后去界外，从焦炉煤气分离器底部出来的液体和塔顶过滤器底部出来的液体混合后进入闪蒸罐循环使用，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入下一步；
184.s17，h2/co分离：
185.s171，原料气净化：
186.从上一步来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气中含水量和co2含量均≤1ppm，之后净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入下一步；
187.s172，低温液化：
188.净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却至-125℃～-135℃后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压至1.0mpa～1.2mpa后进入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷至-179.5℃～-182.5℃后进入低温分离器进行气液分离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器复温至-158℃～-160℃后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；
189.甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压至3.6～3.8mpa，再进入冷箱第二主换热器过冷至179℃后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却至-180℃～-183℃后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升
高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压至1.35mpa后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器复温至-140℃～-143℃后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压至0.38mpa～0.42mpag后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷至-161℃后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；
190.s173，混合制冷剂压缩：
191.从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；
192.高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下分离器进入冷箱；
193.mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；
194.s18，变压吸附提纯h2：在一段压力下吸附原料气中的杂质组分，不易吸附的组分氢气则穿过吸附床做为产品输出，再通过降低吸附床压力和冲洗使杂质脱附解吸，从而使吸附剂获得再生，解吸气去焦炉煤气压缩机入口作为原料气循环利用，来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；
195.s2，转炉煤气路线：
196.s21，转炉煤气压缩：来自界外的温度20℃～35℃，压力0.003mpag～0.010mpag的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机压缩至0.85mpag～1.0mpag后出压缩机，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入下一步，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；
197.s22，转炉煤气tsa除杂：来来自上一步的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到下一步，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；
198.s23，转炉煤气粗脱磷：来自上一步的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入下一步，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；
199.s24，转炉煤气脱氧：来自上一步的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温至55～60℃后进入水解脱硫塔，转炉煤气经过有机硫水解催化剂将原料气中的cos水解转化为h2s，然后进入双功能精脱硫剂床层，脱除气体中的h2s及其它硫化物，精脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后进入脱氧反应器，脱除转炉煤气中的氧，经脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温至35℃～40℃，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却至35～40℃后从下部进入精脱硫塔，满足硫含量小于0.1ppm，氧含量小于30ppm的技术要求，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去下一步，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；
200.s25，变压吸附提纯co2：转炉煤气在0.8mpa～0.85mpa下进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，co2吸附塔内装填有吸附剂，气体自下而上通过吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，在0.75mpa～0.8mpa条件下从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入下一步，co2吸附塔采用抽真空的解吸方式，将该co2吸附塔完全再生；
201.s26，转炉煤气脱碳：来自上一步的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却降温至35～40℃后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后下一步；
202.s27，变压吸附提纯co：
203.s271，净化后转炉煤气脱水：经过上一步净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入下一步；
204.s272，变压吸附提纯co：上一步的混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进
入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；
205.s3，合成路线：
206.s31，dmo合成：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，压力为0.423mpa～0.45mpa，经dmo反应预热器预热到106℃～110℃后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却到40℃后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与压力为0.5mpa～0.6mpa的氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；
207.来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入下一步dmo精馏，闪蒸气回收利用；
208.所述dmo闪蒸槽内的温度为77.4℃，0.05mpa；所述dmo气体脱除塔塔顶循环气压力为0.29mpa～0.311mpa，温度为55℃，塔釜压力为0.32mpa，温度为80℃；所述mn再生塔塔顶气相压力为0.26mpa～0.28mpa，温度为30℃～40℃，塔釜压力为0.31mpa，温度为47.6℃；
209.s32，dmo精馏：来自上一步的粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；
210.来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；
211.dmo脱轻塔塔顶压力为0.055mpa，温度为75℃，塔釜压力为0.063mpa，温度为145.7℃；所述dmc分离塔塔顶压力为0.005mpa，温度为68℃，塔釜压力为0.01mpa，温度为166.9℃；所述常压甲醇脱水塔塔顶压力为5kpa，温度为65℃，塔釜温度为84℃,；所述高压甲醇脱
水塔顶压力为0.4mpa，温度为111.5℃，塔釜压力为0.43mpa，温度为154℃；
212.s33，dmc分离：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温至60℃后送重组分罐区；
213.dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却至35℃～40℃后，送dmc产品罐区；
214.常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，冷凝温度控制在55℃，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，温度控制在15℃～20℃，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；
215.dmc脱轻塔塔顶的压力为0.05mpa，温度为51.6℃，塔釜压力为0.113mpa，温度为95.2℃；所述加压塔塔顶的压力为0.68mpa，温度为121.1℃，塔釜压力为0.686mpa，温度为164.5℃；所述常压塔塔顶的压力为0.105mpa，温度为62.4℃，塔釜压力为0.113mpa，温度为101.7℃；
216.s34，乙二醇合成：从h2/co分离步骤来的≥99.9mol％的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；
217.dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；
218.反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却到35～40℃，随后进入到第二高压分离器再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压至4barg后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇精馏，第二高压分离器的液相经过减压阀减压至4barg后进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇精馏，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；
219.s35，乙二醇质量提升：从乙二醇合成来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流，甲醇回收塔塔顶的压力为60kpa，温度为51.8℃，塔釜压力为65kpa，温度为149℃；
220.在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回
流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流，所述脱水塔塔顶的压力为36kpa，温度为58.2℃，塔釜压力为38kpa，温度为158℃；
221.在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔，所述脱醇塔塔顶的压力为12kpa，温度为133.9℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃；
222.在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区；
223.所述乙二醇产品塔塔顶的压力为16kpa，温度为144℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃。

技术特征：

1.一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的装置，其特征在于，包括：焦炉煤气焦油脱除及压缩装置：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入焦炉煤气粗脱硫装置；焦炉煤气粗脱硫装置：来自气液分离器分液后的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气；焦炉煤气除杂装置：来自粗脱硫塔底部的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至焦炉煤气离心压缩装置；焦炉煤气离心压缩装置：来自tsa吸附塔顶部排出的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至焦炉煤气除氧精脱硫装置；焦炉煤气除氧精脱硫装置：来自最终出口分离器的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低，然后从顶部进入一级加氢反应器，从一级加氢反应器底部出来的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽，然后从顶部进入二级加氢反应器，然后从顶部进入精脱硫塔，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温，送至出口分离器，从出口分离器顶部排出送往焦炉煤气mdea脱碳；焦炉煤气mdea脱碳：来自出口分离器顶部排出的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入h2/co分离装置；h2/co分离装置包括原料气净化装置、低温液化装置和混合制冷剂压缩装置；所述原料气净化装置：从塔顶过滤器顶部来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入低温液化装置；所述低温液化装置：净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压后进
入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷后进入低温分离器进行气液分离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压后，再进入冷箱第二主换热器过冷后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；所述混合制冷剂压缩装置：从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下分离器进入冷箱；mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；变压吸附提纯h2装置：来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸
气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；转炉煤气压缩装置：来自界外的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机压缩后，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入转炉煤气tsa除杂装置，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；转炉煤气tsa除杂装置：来自原料气分离器分离后的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到转炉煤气粗脱磷装置，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；转炉煤气粗脱磷装置：来自产品气过滤器的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入转炉煤气脱氧装置，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；转炉煤气脱氧：来自粗脱磷塔顶部的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温后进入水解脱硫塔，脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后从底部进入脱氧反应器，脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却后从下部进入精脱硫塔，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去变压吸附提纯co2装置，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；变压吸附提纯co2装置：精脱硫塔顶部排出的转炉煤气进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，气体自下而上通过吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，吸附后的气体从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入转炉煤气脱碳装置；转炉煤气脱碳装置：来自精脱磷塔底部的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后进入变压吸附提纯co装置；变压吸附提纯co装置包括净化后转炉煤气脱水装置和变压吸附提纯co装置；所述净化后转炉煤气脱水装置：经过上转炉煤气塔顶过滤器净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入变压吸附提纯co装置；
变压吸附提纯co装置：混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；dmo合成装置：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，经dmo反应预热器预热后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入dmo精馏装置，闪蒸气回收利用；dmo精馏装置：粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；dmc分离装置：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温后送重组分罐区；
dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却后，送dmc产品罐区；常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；乙二醇合成装置：从h2/co分离装置来的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却，随后进入到第二高压分离器再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇质量提升装置，第二高压分离器的液相经过减压阀减压进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇质量提升装置，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；乙二醇质量提升装置：从乙二醇合成装置来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流；在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流；在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔；在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去
除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区。2.一种权利要求1所述装置生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，以焦炉煤气与转炉煤气为原料，包括以下步骤：s1，焦炉煤气路线：s11，焦炉煤气焦油脱除及压缩：来自界区外的焦炉煤气经过进口水封槽后，进入电捕焦油器除去焦炉煤气中的焦油和尘，然后经过出口水封槽，送入焦炉煤气压缩机进气过滤器后，进入焦炉煤气压缩机压缩，压缩后的气体经冷却器冷却、气液分离器分液后送入下一步；s12，焦炉煤气粗脱硫：来自上一步的焦炉煤气进入原料气分液罐，分离出夹带的饱和水分，从原料气分液罐顶部的焦炉煤气送至粗脱硫塔，粗脱硫塔内装填有脱硫剂，经过脱硫剂处理后，粗脱硫塔底部排出的焦炉煤气中硫化氢含量达到1mg/nm3以下指标要求；s13，焦炉煤气除杂：来自上一步的焦炉煤气首先进入气液分离罐，分离出夹带的饱和水分后，气液分离罐顶部的焦炉煤气自塔底进入tsa吸附塔，除杂后的焦炉煤气从tsa吸附塔顶部排出至下一步；s14，焦炉煤气离心压缩：来自上一步的焦炉煤气首先经一段入口分离器缓冲后进入低压缸，压缩后出低压缸，依次经一段出口气体冷却器、二段入口分离器后进入高压缸，压缩后出高压缸，经二段出口气体冷却器、三段入口分离器后进入高压缸三段，经压缩后出高压缸，经三段出口气体冷却器、最终出口分离器后送至下一步；s15，焦炉煤气除氧精脱硫：来自上一步的焦炉煤气首先经进料分离器分离掉液态饱和水后，进入进出物料换热器与精脱硫塔底部出来的焦炉煤气换热升温，然后从顶部进入预加氢反应器，从预加氢反应器底部出来的气体，进入一号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，从预加氢反应器底部出来的气体温度降低，然后从顶部进入一级加氢反应器，从一级加氢反应器底部出来的工艺气从顶部进入中温脱硫反应器，从中温脱硫反应器底部出来的气体进入二号3.82mpa废锅进行反应热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后温度降低，然后从顶部进入二级加氢反应器，然后从顶部进入精脱硫塔，在脱硫剂的作用下将焦炉煤气中的总硫脱至≤0.1ppm，精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器，与进料分离器来的原料焦炉煤气换热后，温度降低，进入0.5mpa废锅进行余热回收，加热来自界外的锅炉水副产蒸汽后，焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器换热降温，送至出口分离器，从出口分离器顶部排出送往下一步；s16，焦炉煤气mdea脱碳：来自上一步的焦炉煤气首先进入焦炉气过滤器脱除机械杂质后，进入焦炉气吸收塔，与自上而下的活化mdea溶液在焦炉气吸收塔内填料表面逆向流动，焦炉煤气中的酸性气体被活化mdea溶液吸收进入液相，焦炉煤气得到净化分离得到净化气，净化气从焦炉气吸收塔塔顶送出，经焦炉气冷却器冷却降温后进入焦炉煤气分离器，在焦炉煤气分离器中完成气液分离，气体从焦炉煤气分离器顶部流出并进入塔顶过滤器，净化气从塔顶过滤器顶部排出进入下一步；s17，h2/co分离：
s171，原料气净化：从上一步来的焦炉煤气先经过聚结器分离出夹带的水分和颗粒物杂质，脱除水分后的焦炉煤气从上部进吸附净化塔，通过吸附净化塔内的吸附剂床层吸附脱除水分、co2和重烃后，净化气中含水量和co2含量均≤1ppm，之后净化气从吸附净化塔底部依次进入脱汞塔和粉尘过滤器，净化气从粉尘过滤器的底部排出进入下一步；s172，低温液化：净化气首先进入冷箱第一主换热器，被返流的混合冷剂冷却至-125℃～-135℃后出冷箱第一主换热器，进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器底部得到重烃，经减压至1.0mpa～1.2mpa后进入低温闪蒸罐，闪蒸出的气相进入冷箱第一主换热器复温至常温出冷箱作为原料气回收利用，低温闪蒸罐底部的液相进入冷箱第二主换热器过冷后送至lng储罐；重烃分离器顶部气相依次进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器过冷至-179.5℃～-182.5℃后进入低温分离器进行气液分离，分离出的液相经过进入冷箱第二主换热器复温至-158℃～-160℃后，经过原料气低温分离器分为气液两相进入氢汽提塔中下部参加精馏，低温分离器中的气相进入甲烷洗涤塔底部参与低温洗涤；甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液是来自co/ch4分离塔釜的过冷lng，lng经过液态甲烷泵加压至3.6～3.8mpa，再进入冷箱第二主换热器过冷至179℃后分为两路，一路经过进入氢汽提塔顶部作为洗涤液，一路进入甲烷洗涤塔顶部侧凝器，被冷却至-180℃～-183℃后进入甲烷洗涤塔顶部作为洗涤液，在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，氢气含量逐渐升高，甲烷洗涤塔塔顶得到高压富氢气依次进入和复温至常温出冷箱经过复热后去变压吸附提纯h2；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液，经过减压至1.35mpa后进入氢汽提塔中部参加精馏，氢汽提塔底部设有再沸器，与经过降温后的气相冷剂做热源进行换热，在氢汽提塔内，上升的气相与下流的液相在规整填料表面传质传热，气相在上升过程中氢气的含量逐渐升高，上升过程中甲烷、氮气和一氧化碳被过冷的lng洗涤，在氢汽提塔顶部得到中压富氢气依次进入主换热器复温至常温出冷箱去焦炉煤气压缩机入口，氢汽提塔底部的液体分为两部分，一部分进入冷箱第二主换热器复温至-140℃～-143℃后进入co/ch4分离塔中部，另一部分通过减压阀减压至0.38mpa～0.42mpag后进入co/ch4分离塔中上部参加精馏，co/ch4分离塔顶部设有冷凝器，以节流后的液氮作为冷源；在co/ch4分离塔底部设有塔底再沸器，lng与经过降温后的液相冷剂做热源进行换热，在co/ch4分离塔中上升的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，气相在上升过程中氮气和一氧化碳的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，在co/ch4分离塔塔顶得到富co气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分富co气液化后作为回流液，未冷凝的富co气依次进入冷箱第二主换热器复温至常温出冷箱送至富co压缩机，在co/ch4分离塔塔底得到lng，分为两路，一路作为甲烷洗涤塔和氢汽提塔的洗涤液，一路送入冷箱第二主换热器过冷至-161℃后，经节流降压送至lng储罐，从氮气压缩机压缩送来的中压氮气，进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，通过返流的冷介质降温、冷凝过冷后的液氮节流降压后给甲烷洗涤塔的侧凝器和co/ch4分离塔的塔顶冷凝器提供冷源，侧凝器蒸发的氮气和甲烷提纯塔的塔顶冷凝器蒸发的氮气汇合后返回冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器复热至常温出冷箱，返回到氮气压缩机压缩循环使用；s173，混合制冷剂压缩：
从冷箱顶部出来的低压气相冷剂进入混合冷剂压缩机；高压冷剂气相进入冷箱第一主换热器后，经mrc上分离器分离的气相进入冷箱第一主换热器、冷箱第二主换热器，然后进入co/ch4分离塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc下分离器进入冷箱；mrc上分离器分离的液相经冷箱第一主热器后进入氢汽提塔塔釜再沸器换热，换热后经mrc中分离器或mrc下分离器进入冷箱；s18，变压吸附提纯h2：来自冷箱的高压富氢气进入原料气缓冲罐，然后从底部进入正处于吸附工况的提氢吸附塔内，在多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，将原料气中的ch4、n2与co组份在提氢吸附塔内被吸附剂吸附，将原料气中的氢气进行提纯，然后将纯净的氢气从提氢吸附塔顶部，经顺放气缓冲罐连续排出去后续步骤，逆放气和冲洗解吸气从提氢吸附塔底部，分别经逆放气缓冲罐、解析气缓冲罐后混合，再经解析气压缩机压缩后做再生气；s2，转炉煤气路线：s21，转炉煤气压缩：来自界外的转炉煤气和来自外界的脱盐水混合后，经压缩机压缩后出压缩机，依次经冷却器冷却、气液分离器、原料气分离器分离后送入下一步，气液分离器的液相回流与转炉煤气、脱盐水混合；s22，转炉煤气tsa除杂：来自上一步的转炉煤气自塔底进入除油塔，在除油塔内吸附剂作用下，转炉煤气中的灰尘、水杂质被吸附，转炉煤气得到初步净化，净化气从除油塔塔顶排出，后经产品气过滤器到下一步，来自外界的再生气经再生气加热器进入除油塔的顶部，再生气尾气送往火炬；s23，转炉煤气粗脱磷：来自上一步的转炉煤气从底部进入粗脱磷塔，粗脱磷塔内的净化气经顶部排出进入下一步，来自外界的再生气一部分从粗脱磷塔顶部进入，另一部分经再生气加热器后从粗脱磷塔顶部进入，粗脱磷塔底部排出再生气尾气送往火炬；s24，转炉煤气脱氧：来自上一步的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温后进入水解脱硫塔，脱硫后的气体经过开工加热器后与循环气混合，然后从底部进入脱氧反应器，脱氧后的气体分为两部分，一部分经循环气水冷器冷却降温，再经循环气分液罐分液后去循环压缩机增压后去循环；另一部分经换热器与转炉煤气换热降温，再经净化气水冷器冷却后从下部进入精脱硫塔，满足硫含量小于0.1ppm，氧含量小于30ppm的技术要求，精脱硫后的气体从精脱硫塔顶部排出后去下一步，来自外界的再生气经再生气加热器后从精脱硫塔顶部进入，精脱硫塔底部的再生尾气送往火炬；s25，变压吸附提纯co2：转炉煤气在0.8mpa～0.85mpa下进入气液分离器，分离出夹带的饱和水分后，从底部进入co2吸附塔，co2吸附塔内装填有吸附剂，气体自下而上通过吸附床，杂质组份被吸附剂选择性吸附，在吸附期，原料气中弱吸附质组分首先自下而上通过吸附床，在0.75mpa～0.8mpa条件下从co2吸附塔上部送至净化气缓冲罐，然后经分离器分离，气相从精脱磷塔顶部进入，底部排出进入下一步，co2吸附塔采用抽真空的解吸方式，将该co2吸附塔完全再生；s26，转炉煤气脱碳：来自上一步的转炉煤气经转炉气过滤器脱除机械杂质后，从转炉气吸附塔下部进入，自下而上通过转炉气吸附塔，与自上而下的活化mdea溶液在转炉气吸附塔内填料表面逆向接触，气体中的酸性气体被mdea溶液大量吸收进入液相，未被吸收的
组分从转炉气吸附塔塔顶流出，未被吸收的组分经转炉煤气冷却器冷却降温至35～40℃后进入转炉煤气分离器，在转炉煤气分离器中完成气液分离，气体从转炉煤气分离器顶部流出并进入转炉煤气塔顶过滤器，在转炉煤气塔顶过滤器中分离掉机械杂质及游离液体后下一步；s27，变压吸附提纯co：s271，净化后转炉煤气脱水：经过上一步净化后的转炉煤气，先经过转炉煤气气液分离器分离出夹带水分后分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附塔，另一部分经冷却器、再生气分离器后再分为两部分，一部分从顶部进入tsa吸附，另一部分经再生气加热器后与tsa吸附塔吸附后的气体混合，在tsa吸附塔中饱和水被吸附剂吸附脱除，随后气体从tsa吸附塔底部流出，与冷箱返回富co气和co循环气后混合后进入下一步；s272，变压吸附提纯co：上一步的混合气经co原料气加热器加热后从底部进入co吸附塔，吸附尾气从co吸附塔顶部的预吸附出口和吸附出口排出，预吸附出口的吸附尾气经循环气冷却器、循环气缓冲罐、循环气压缩机后与上一步的混合气混合，co吸附塔内的co通过逆向放压和抽真空方式排出co吸附塔，经逆向放压排出的co进入逆放气缓冲罐，再进入产品气缓冲罐，经抽真空排出的co依次进入真空泵前冷却器、真空泵、真空泵后冷却器进入产品气缓冲罐，产品气缓冲罐内的一部分co经co产品压缩机压缩后与co吸附塔顶部的吸附出口排出的吸附尾气混合后送入后续步骤，另一部分co经置换气压缩机后用于co吸附塔的吸附剂置换；s3，合成路线：s31，dmo合成：新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合，经dmo反应预热器预热后进入到装有pd/al2o3催化剂的dmo反应器中，经过反应后的反应产物从dmo反应器经冷却送入dmo气体脱除塔下部，含有dmo的甲醇溶液从dmo气体脱除塔塔釜输送至dmo闪蒸槽内，新鲜甲醇送入dmo闪蒸槽进行冷却、洗涤，经dmo气体脱除塔冷凝器冷却后分为两部分，一部分回流至dmo气体脱除塔，另一部分进入dmo气体脱除塔顶分离罐，分离后的液相回流至dmo气体脱除塔，气相与氧气在氧气混合器中混合后从mn再生塔底部进入，一部分含mn的气体进入到co循环气压缩机进行压缩，另一部分气体送至尾气处理系统处理，mn再生塔底部含硝酸的溶液经mn再生塔釜泵后分为两部分，一部分回流至mn再生塔，另一部分进入到硝酸还原反应塔处理；来自dmo气体脱除塔的含有dmo甲醇溶液中的气体经过dmo闪蒸槽闪蒸后，粗dmo进入下一步dmo精馏，闪蒸气回收利用；s32，dmo精馏：来自上一步的粗dmo经dmo换热器后进入dmo脱轻塔，dmo脱轻塔的气体经dmo脱轻塔冷凝器后进入dmo脱轻塔回流罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体分为两部分，一部分经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，另一部分进入尾气分离罐，dmo脱轻塔回流罐的一部分气体经dmo脱轻塔回流泵加压后回流至dmo脱轻塔，dmo脱轻塔塔底粗dmo的一部分从dmc分离塔中上部进入，分离轻组分后，侧线采出的dmo进入dmo侧采罐，然后经mdo输送泵送入dmo贮罐供乙二醇合成使用，dmc分离塔塔顶副产粗dmc经dmc分离塔冷凝器进入dmc分离塔回流罐，dmc分离塔回流罐的粗dmc经dmc分离塔回流泵后分为两部分，一部分回流至dmc分离塔，另一部分经dmc冷却器送dmc储罐；来自dmo合成的甲醇水溶液送入常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔顶轻组分经常压
塔冷凝器进入常压塔回流罐，常压塔回流罐的轻组分经常压塔回流泵回流至常压甲醇脱水塔，常压甲醇脱水塔塔釜液相经甲醇预热器进入高压甲醇脱水塔，在高压甲醇脱水塔内，甲醇和水物料进一步分离，塔釜废水20％～30％经高压塔再沸器循环回高压甲醇脱水塔，剩余废水经经甲醇预热器、废水冷却器后去污水处理，高压甲醇脱水塔塔顶采出甲醇作为常压塔再沸器热源，换热后经高压塔冷凝器进入高压塔回流罐，然后经高压塔回流泵一部分回流至高压甲醇脱水塔，另一部分经冷却回收到甲醇罐区循环利用，高压塔回流罐内的气体经常压塔冷凝器进入常压塔回流罐，然后经常压塔放空冷却器后放空；s33，dmc分离：粗dmc原料进入dmc脱轻塔下部，通过塔釜dmc脱轻塔再沸器加热后，dmc脱轻塔塔顶气相在脱轻塔冷凝器中部分冷凝，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝进入轻馏分收集罐，脱轻塔冷凝器的液相进入dmc脱轻塔回流罐，冷凝液经脱轻塔回流泵加压后回流至dmc脱轻塔顶部，塔釜液经重组分冷却降温至60℃后送重组分罐区；dmc脱轻塔侧线采出的dmc/me馏分增压后进入加压塔下部，加压塔釜液经加压塔再沸器加热回流，塔顶汽作为常压塔塔釜再沸器的热源，经冷凝后入加压塔回流罐，冷凝液经加压塔回流泵后一部分送到塔顶回流，另一部分作为常压塔的进料，加压塔釜液经冷却至35℃～40℃后，送dmc产品罐区；常压塔塔顶气相在常压塔冷凝器中部分冷凝，冷凝温度控制在55℃，未冷凝的气体进入轻馏分深冷器中冷凝，温度控制在15℃～20℃，常压塔冷凝器的冷凝液进入常压塔回流罐，经常压塔回流泵加压回流至常压塔塔顶，常压塔塔上部侧线采出共沸物进入循环料缓冲罐，循环料缓冲罐内的共沸物加压后进入加压塔上部，常压塔塔釜液废水经冷却后去废水处理；s34，乙二醇合成：从h2/co分离步骤来的≥99.9mol％的新鲜氢气与h2循环气压缩机出口的循环气混合后进入进出物料换热器的壳程，与出乙二醇合成塔的气体换热后进入到第二蒸汽加热器用中压饱和蒸汽加热到220℃后进入到dmo蒸发塔下部；dmo罐区来的dmo先进入dmo缓冲罐，通过dmo泵加压，进入dmo蒸发塔上部，在dmo蒸发塔中，循环氢气与dmo混合换热后，进入第一蒸汽加热器进一步升温后进入乙二醇合成塔，在乙二醇合成塔内高活性催化剂的作用下，dmo加氢反应生成乙二醇，乙二醇合成塔壳程的饱和热水把加氢产生的热量移走，壳程汽水混合物进入汽包后，蒸汽从汽水混合物中闪蒸分离，稳压后送至蒸汽管网，使得加氢反应中放出的热量得到回收；反应后的气体产物，经过进出物料换热器与原料氢气换热后进入到第一高压分离器中进行气液分离，气相进入到合成水冷器冷却到35～40℃，随后进入到第二高压分离器再次进行气液分离，99.5％～99.8％的循环气体进入氢气循环气压缩机升压后循环利用，0.2％～0.5％的气体作为驰放气送到燃料气管网，第一高压分离器的液相经过减压至4barg后进入到第一低压闪蒸槽中，随后送往乙二醇精馏，第二高压分离器的液相经过减压阀减压至4barg后进入到第二低压闪蒸槽中，最后送往乙二醇精馏，低压闪蒸槽的闪蒸气送入燃料气管网利用；s35，乙二醇质量提升：从乙二醇合成来的粗甲醇与粗乙二醇进入甲醇回收塔，经分离后，塔顶气相经甲醇回收塔冷凝器多次冷凝，冷凝液进入甲醇回收塔回流罐，出甲醇回收塔回流罐的物料经甲醇回收塔回流泵后回流，甲醇回收塔塔釜液一部分通过脱水塔进料泵送入脱水塔，另一部分经甲醇回收塔塔釜再沸器回流；
在脱水塔中，塔顶轻组分的蒸汽经过脱水塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱水塔回流罐，出脱水塔回流罐的物料经脱水塔回流泵升压后，一部分返回脱水塔作为回流，一部分送至杂醇油罐区，脱水塔塔釜出料一部分由脱醇塔进料泵提升压力后送至脱醇塔，另一部分经脱水塔塔釜再沸器回流；在脱醇塔中，塔顶气相轻组分蒸汽经过脱醇塔冷凝器多次冷凝，液相进入脱醇塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出脱醇塔回流罐的物料经回流泵提升压力后，一部分回流至脱醇塔，另一部分冷却后送至轻馏分罐区，脱醇塔塔釜出料一部分经脱醇塔塔釜再沸器回流，另一部分经乙二醇产品塔进料泵进入乙二醇产品塔；在乙二醇产品塔中，粗乙二醇经进一步提纯分离，塔顶蒸汽经乙二醇产品塔冷凝器多次冷凝后，液相进入乙二醇产品塔回流罐，未冷凝的尾气经真空泵后排出处理，出乙二醇产品塔回流罐的物料经乙二醇产品塔回流泵提升压力后，总质量流量的98％～99％返回塔内回流，总质量流量的1％～2％合格乙二醇产品与氢气混合，经液相加氢预热器加热进入液相加氢反应器进行加氢反应，将产品中影响乙二醇纯度和紫外透光率的微量物质转化、去除，加氢反应后的粗乙二醇经过送到闪蒸罐，闪蒸除去不凝气体后，送至乙二醇产品塔内，乙二醇产品塔侧线采出精乙二醇产品冷却后经输送泵，自下而上进入树脂塔，吸附除去乙二醇产品中的醛类、酯类影响产品质量的组分后采出，乙二醇产品塔釜出料一部分经乙二醇产品塔釜再沸器回流，一部分送至乙二醇重组分罐区。3.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s11中焦炉煤气压缩机为螺杆式压缩机，采用喷水冷却方式降温，具体方法为：脱盐水与焦炉煤气在焦炉煤气压缩机入口管道内混合后一起进入焦炉煤气压缩机，经压缩后一起排出焦炉煤气压缩机，经冷却器冷却后，最终在气液分离器中分出气液两相，液相返回压缩机入口管道内；所述焦炉煤气压缩机将焦炉煤气压缩至0.6mpag。4.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s12中脱硫剂为氧化铁。5.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s13中tsa吸附塔共10台，分为两个系列，正常运行时，其中6台处于吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物阶段，另外4台处于再生状态，当tsa吸附塔吸附焦油、脱萘、苯、氨及hcn和硫化物饱和后即转入再生状态。6.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s14中低压缸将焦炉煤气压缩至0.95～1.14mpag；所述高压缸将焦炉煤气压缩至1.85～2.22mpag；所述高压缸三段将焦炉煤气压缩至4.0mpag。7.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s15中焦炉煤气进入进出物料换热器换热升温至180～220℃；所述一号3.82mpa废锅副产蒸汽的压力为3.35～3.82mpa，所述从预加氢反应器底部出来的气体温度降低至290～320℃；所述从一级加氢反应器底部出来的工艺气温度为295～350℃；所述从中温脱硫反应器底部出来的气体温度降低至275～330℃；所述精脱硫塔内的脱硫剂为氧化锌；所述精脱硫塔底部出来的焦炉煤气进入进出料换热器温度降至195～236℃，所述0.5mpa废锅副产蒸汽的压力为0.5mpa～0.55mpag；所述焦炉煤气依次进入脱盐水加热器、焦炉煤气水冷器
换热降温至40℃；所述步骤s16中焦炉气冷却器将净化气冷却降温至35～40℃。8.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s21中转炉煤气的温度20℃～35℃，压力0.003mpag～0.010mpag；所述压缩机压缩至0.85mpag～1.0mpag；所述步骤s24中来自上一步的转炉煤气经过换热器与脱氧后的转炉煤气换热升温至55～60℃；所述循环气水冷器冷却降温至35℃～40℃；所述净化气水冷器冷却至35～40℃。9.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述mdea溶液的再生方法：从贫液缓冲罐来的活化mdea溶液经贫液泵升压后进入焦炉气吸收塔/转炉气吸收塔顶部作为脱碳吸收剂，贫液吸收酸性气体后称为富液从焦炉气吸收塔/转炉气吸收塔塔底流出后进入闪蒸罐，在闪蒸罐中降压闪蒸出气体后顶部流出，控制闪蒸压力在0.35～0.55mpa去燃料气管网；从闪蒸罐底部流出的液体经富液过滤器脱除机械杂质后，再通过贫富液换热器与贫液换热升温到85℃～100℃后进入再生塔上部，再生塔采用微正压汽提的方式完成对富液的再生，富液自上而下通过再生塔，在再生塔内填料表面与自下而上的气提蒸汽逆向流动、进行充分的传质传热；富液中的酸性气体被解析至气相并伴随气提蒸汽从再生塔顶流出，剩余的胺液从再生塔塔底流进再沸器，被来自外界的蒸汽继续加热产生部分蒸汽使胺液中的酸性气体进一步解析，产生的蒸汽从再沸器顶部流向再生塔底部作气提蒸汽；从再沸器底部流出的胺液，其中的酸性气体已被解析至满足要求称为贫液，先通过贫富液换热器与富液换热降温，再经过贫液冷却器降温后去贫液缓冲罐，之后经贫液泵升压后循环使用，从再生塔顶部流出的气体经再生塔顶冷却器降温后进入再生塔顶分离器，在再生塔顶分离器完成气液分离，气体从再生塔顶分离器顶部送去燃料；所述闪蒸罐、再生塔引入氮气形成氮封。10.根据权利要求2所述的一种生产乙二醇联产lng及碳酸二甲酯的方法，其特征在于，所述步骤s31中新鲜co和经co循环气压缩机加压的含mn的气体混合的压力为0.423mpa～0.45mpa，所述dmo反应预热器预热到106℃～110℃；所述dmo闪蒸槽内的温度为77.4℃，0.05mpa；所述dmo气体脱除塔塔顶循环气压力为0.29mpa～0.311mpa，温度为55℃，塔釜压力为0.32mpa，温度为80℃；所述dmo气体脱除塔冷凝器冷却到40℃；所述氧气的压力为0.5mpa～0.6mpa；所述mn再生塔塔顶气相压力为0.26mpa～0.28mpa，温度为30℃～40℃，塔釜压力为0.31mpa，温度为47.6℃；所述步骤s32中dmo脱轻塔塔顶压力为0.055mpa，温度为75℃，塔釜压力为0.063mpa，温度为145.7℃；所述dmc分离塔塔顶压力为0.005mpa，温度为68℃，塔釜压力为0.01mpa，温度为166.9℃；所述常压甲醇脱水塔塔顶压力为5kpa，温度为65℃，塔釜温度为84℃,；所述高压甲醇脱水塔顶压力为0.4mpa，温度为111.5℃，塔釜压力为0.43mpa，温度为154℃；所述步骤s33中dmc脱轻塔塔顶的压力为0.05mpa，温度为51.6℃，塔釜压力为0.113mpa，温度为95.2℃；所述加压塔塔顶的压力为0.68mpa，温度为121.1℃，塔釜压力为0.686mpa，温度为164.5℃；所述常压塔塔顶的压力为0.105mpa，温度为62.4℃，塔釜压力为0.113mpa，温度为101.7℃；所述步骤s35中甲醇回收塔塔顶的压力为60kpa，温度为51.8℃，塔釜压力为65kpa，温度为149℃；所述脱水塔塔顶的压力为36kpa，温度为58.2℃，塔釜压力为38kpa，温度为158
℃；所述脱醇塔塔顶的压力为12kpa，温度为133.9℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃；所述乙二醇产品塔塔顶的压力为16kpa，温度为144℃，塔釜压力为24kpa，温度为155℃。

技术总结

本发明涉及能源与化工领域，具体涉及一种生产乙二醇联产LNG及碳酸二甲酯的装置及方法。为解决温室气体排放、能量利用不充分、能耗高的问题，本发明包括：原料焦炉煤气经焦油脱除及压缩、粗脱硫、TSA除杂、离心压缩、除氧精脱硫、MDEA脱碳之后进入深冷装置，深冷富氢气去PSA-H2提氢，富CO气去PSA-CO制取CO，液态LNG作为产品。原料转炉煤气经压缩、TSA除杂、脱磷、除氧精脱硫、PSA-CO2、MDEA脱碳后进入PSA-CO制取CO。PSA-CO产CO与PSA-H2产H2分别送至DMO装置和乙二醇装置生产乙二醇。采用氧化偶联法乙二醇生产工艺。通过羰化、加氢两个步骤，使合成气经草酸二甲酯得到乙二醇产品。经草酸二甲酯得到乙二醇产品。经草酸二甲酯得到乙二醇产品。