甲醇基本工艺作业流程简述.doc

气化
由原料储运系统来粒度＜10mm 原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量工艺水混合磨成一定粒度分布约 58~65%浓度煤浆。加入石灰石是为了 降 低 灰 熔 点 。 煤 浆 经 磨 煤 机 出 料 槽 （ 351V102~302 ） 由 磨 机 出 料 槽 泵（ 351P103~303A/B ） 输 送 至 煤 浆 槽 （ 352V001A/B ）， 再 分 别 经 煤 浆 给 料 泵（352P101~301A/B）升压至 9.6MPa 进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在 6.5MPa，~1400℃条件下发生某些氧化反映生成煤气，反映后粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约 243℃，压力 6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49 送后续工序。
熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机 （ 353H101~301 ）破碎后进入锁斗 （ 353V105~305 ）， 定 期 排 放 渣 池 （ 353V106~306 ）， 再 由 渣 池 中 捞 渣 机 （ 353L101~301 ） 将 粒 化 渣 从 渣 池 中 捞 出 装 车 外 运 。 含 细 渣 水 由 渣 池 泵 （353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。
由洗涤塔（354T101~301）排出洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）提成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底某些别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至 0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解气体，闪蒸后黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）通过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（ 354V105~305 ） 进 一 步 闪 蒸 ， 经 三 级 闪 蒸 后 ~79℃ 黑 水 自 流 进 入 澄 清 槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后沉降物含固量约 8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一某些去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）作为锁斗冲洗水，另一某些作为污水，持续排放至污水解决；再有一某些低压灰水泵（354P005A/B/C）灰水去蒸发热水塔与中压闪蒸气逆流接触，传质传热，送至洗涤塔（354T101~301）做为系统补充水循环使用。洗涤塔（354T101~301）局限性洗涤水由变换来工艺冷凝液和高压锅炉给水补充。
蒸发热水塔（354T102~302）顶闪蒸气经酸性气冷凝器（354E104~304）冷却 后，进入酸性气分离器（354V107~307），分离后气体去变换工段回收热量，分离 后 冷 凝 液 返 回 灰 水 槽 使 用 。 自 低 压 闪 蒸 罐 闪 蒸 气 进 入 低 压 闪 蒸 冷 凝 器 （354E101~301）用循环水冷却后，进入低压闪蒸分离器（354V101~301），分离后 气体高点放空，分离后冷凝液返回灰水槽使用。真空闪蒸罐顶闪蒸气经真空 闪蒸冷凝器（354E102~302）用循环水冷却后，送至真空闪蒸分离罐（354V106~306）， 分离后气体经真空泵（354P103~303）和真空泵分离罐后放空，真空闪蒸分离罐分 离冷凝液自流进入灰水槽（354V009）使用。
变换
变换工序重要目是将气化送来粗煤气中 CO 经变换反映某些变换成 H2， 使变换气 H2/CO 比满足甲醇合成规定，并依照不同温度范畴产生不同级别蒸 汽进行工艺余热回收。
来自气化工段水煤气（243℃，6.40MPa（A），水气比为 1.49），进变换系统后提成两股：一股作为配气，进入水煤气废热锅炉Ⅱ（371E005）降温到 200℃，同步生产 1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后水煤气进入第三水分离器（371V005）分离出冷凝液；另一股进入水煤气废热锅炉Ⅰ（371E001）温度降至 225℃，并生产 1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后水煤气经第一水分离器（371V002）分离冷凝液后，经中温换热器/蒸汽过热器（371E002）中温换热器预热至 260℃进入变换炉（371R001），变换炉内装有两段耐硫变换催化剂，气体在变换炉中发生变换反映。出变换炉变换气 CO 含量约为 8.82%（干），温度约为 442℃，依次经中温换热器/蒸汽过热器（371E002）和变换废热锅炉（371E003）温度降至 238℃，同步生产 2.5MPa（G）饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至 380℃送管网。作为配气水煤气与出变换废热锅炉（371E003）变换气混合后经中压锅炉给水加热器（371E006）温度降至 188℃，然后经低压废热锅炉（371E004）温度降至 169℃进入第二水分离器（371V003），低压废热锅炉同步生产 0.5MPaG 饱和蒸汽送管网。经第二水分离器（371V003）分离冷凝液后变换气依次经低压锅炉给水加热器（371E007）（降至153℃）、脱盐水加热器（371E008）、变换气水冷器（371E009）温度降至 40℃， 然后进入洗氨塔（371T001）。在洗氨塔底某些离出冷凝液变换气再用洗涤水洗掉 变换气中氨后送至低温甲醇洗工段。
第一、二、三水分离器（371V002/003/005）分离出高温冷凝液都进入变换冷 凝液槽（371V004），进行闪蒸，闪蒸后冷凝液经冷凝液泵Ⅰ（371P001A,B）升 压后送至气化工段，闪蒸出不凝气与来自气化高闪气一起进入冷凝液汽提塔 （371T002）中部。洗氨塔底部变换冷凝液经汽提气冷凝分离器预热后进入冷凝 液汽提塔上部，冷凝液汽提塔用 0.5MPaG 饱和蒸汽从塔底部进入进行汽提，塔 顶出来汽提气经汽提气冷凝分离器冷却后，含氨不凝气送至硫回收解决，塔底 冷凝液经冷凝液泵 II（P002A,B）升压后送气化。
脱盐水站来脱盐水进入脱盐水加热器（371E008），与变换气换热温度升至 95℃ 后进入除氧器（371V006），净化、甲醇合成来蒸汽冷凝液也送入除氧器。除氧器 用本工段产生 0.5MPaG 低压蒸汽吹入脱氧，除氧后锅炉给水分为三股，第一股 经低压锅炉给水泵 I（371P004A,B）升压后一某些经低压锅炉给水加热器预热至 150℃ 后送至水煤气废热锅炉Ⅰ（371E001）、水煤气废热锅炉Ⅱ（371E005）、低压废热 锅炉（371E004），另一某些送气化作为仪表冲洗水；第二股经中压锅炉给水泵 （371P005A,B）升压后，一分某些直接送至硫回收，另一某些经中压锅炉给水加热 器（371E006）预热至 190℃后分别送至变换废热锅炉（371E003）和甲醇合成工段 使用；第三股经密封水泵（371P006A,B）升压后，一某些直接送至气化作为水洗塔 补充用水和热密封水，另一某些经洗涤水冷却器（371E010）冷却至 40℃后分别送至 洗氨塔作洗涤水和气化工段作冷密封水用。变换另设有两台高压锅炉给水泵，用于 气化工段备用气化炉水洗塔开车用。
触媒升温，硫化在 0.4MP（A）采用低压氮气循环进行。
低压氮气经氮气循环风机（371C001）升压后经中温换热器换热升温进入氮气电 加热炉（371F001）加热至需要温度，然后进入变换炉进行升温还原，从变换炉出来 循环氮气经中温换热器降温，充分运用热量，从而减少了电能得消耗。硫化过程 需要硫用二硫化碳计量泵补入循环系统。

低温甲醇洗
低温甲醇洗工段重要任务是运用低温甲醇作为吸取剂，脱除变换气中 H2S、COS、CO2 等酸性气体，为下游甲醇合成装置输送合格净化气；同步，通过 在恰当压力下闪蒸，制备纯度较高 CO2 产品气，送往纯碱装置；并通过采用 H2S 组分提浓办法，为硫回收工段制备合格 H2S 浓度较高酸性气。
（1）原料气冷却
来自上游变换工段压力为 6.0MPaA、温度为 40℃原料气，一方面进入绕管式换热器原料气冷却器Ⅰ372E001 中，与净化气、CO2 产品气、及 CO2/N2 尾气换热，原料气被冷却到 16℃。随后，原料气进入原料气分离罐 372V001 分离出其中冷凝下来液相。该液体重要是 NH3 和 HCN 水溶液，可直接送回变换工段。经气液分离后，原料气中 NH3 和 HCN 浓度进一步大大减少，有助于低温甲醇洗稳定运营。
原料气被进一步冷却之前，先喷入一股半贫甲醇，减少原料气中水冰点，防止冷却时结冰而堵塞换热器。该股半贫甲醇来自主洗甲醇泵 372P001A/B。同步，来自循环气压缩机后冷器 372E007 循环气也在此与原料气混合，以回收闪蒸气有 效气成分。
混合后原料气在绕管式换热器原料气冷却器 Ⅱ 372E002 中与与净化气、CO2 产品气、以及 CO2/N2 尾气继续换热，被进一步冷却、降温。
（2）H2S/CO2 吸取
冷却后原料气一方面进入洗涤塔 372T001 ᳔下部预洗段，彻底除去其中痕量 NH3 和 HCN 组分。洗涤溶剂为来自脱碳段、经净化气/富碳甲醇换热器 372E005 过冷一小股富甲醇。离开塔底预洗甲醇一方面通过贫甲醇冷却器 Ⅱ 372E012 回收冷 量，再经预洗闪蒸罐 372V005 闪蒸后，进入热再生塔进行热再生。
经预洗后气体通过升气管向上进入洗涤塔脱硫段。用来自上端脱碳段无硫甲醇脱除气体中 H2S 和 COS 组分。无硫甲醇量采用流量控制，控制与原料之间保持适当比例。底部富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔 372T002 进行闪蒸。脱硫后气相进一步上升，通过升气管进入洗涤塔 372T001 脱碳段下部。
在脱碳段，重要用闪蒸得到低温半贫甲醇作为洗涤溶剂。同步在洗涤塔上端用一股热再生得到贫甲醇作为精洗甲醇，保证净化气酸性气含量满足工艺规定。两股甲醇用量通过流量控制，详细取决于原料气与洗涤甲醇之间比例。
由于 CO2 溶解为放热反映，因而随着甲醇自上而下不断吸取原料气中 CO2 气，甲醇温度逐渐升高。为了减少洗涤剂温度，保证较好洗涤效果，在两脱 碳段之间设立了洗涤塔段间冷却器 372E003 以及洗涤塔段间深冷器 372E004，减少 洗涤甲醇温度。洗涤塔段间深冷器 372E004 采用丙烯制冷剂制冷。
离开洗涤塔 372T001 塔顶净化气，经净化气/无硫甲醇换热器 372E005、原料气冷却器 Ⅱ 372E002 以及原料气冷却器 Ⅰ 372E001 回收冷量并达到常温后，送往下游工段。
（3）闪蒸再生以及 H2S 浓缩
脱碳段无硫甲醇某些经净化气/无硫甲醇换热器过冷后，作为脱硫段以及预洗 段洗涤溶剂；别的某些则经无硫甲醇冷却器 372E008 过冷后，进入中压闪蒸塔 372T002 中段进行闪蒸。闪蒸气重要具有 H2、CO 以及某些 CO2，被引入中压闪蒸 塔下段，通过再次洗涤，减少其中 CO2 浓度。
脱硫段富硫甲醇进入中压闪蒸塔 372T002 下段，闪蒸出溶解有效气 H2、CO 以及某些 CO2。为减少闪蒸气中 CO2 含量，减少循环压缩机负荷，特从热再 生塔给料泵分出一股物料进入中压闪蒸塔 372T002 下段上部，洗涤闪蒸气 CO2 气。 离开中压闪蒸塔下段闪蒸气一方面通过氮气/循环气换热器 372E020 与进入解吸塔 低压氮气换热升温，而后与来自预洗闪蒸罐闪蒸气混合后，进入循环压缩机分离 罐 372V002，随后经循环压缩机 372C001 压缩以及循环气压缩机后冷器 372E007 冷 却后，并入原料气，循环运用。
在中压闪蒸塔中段闪蒸后无硫甲醇 ，通过液位控制 ，经无硫甲醇深冷器372E009 过冷后，进入中压闪蒸塔上部闪蒸罐，闪蒸得到 CO2 产品气。所得 CO2产品气在原料气冷却器Ⅰ以及原料冷却器Ⅱ中与原料气换热后，出界区，送往纯碱装置。
随后闪蒸液进入解吸塔 372T003 顶部闪蒸罐继续闪蒸，得到 CO2 尾气。此段 闪蒸液大某些作为主洗甲醇，被主洗泵 372P001A/B 送往洗涤塔 372T001 脱碳段； 别的某些进入解吸塔 372T003 上段。
解吸塔上段闪蒸得到气体为 CO2/N2 尾气，该股气体被提成两某些：一股与塔顶闪蒸罐 CO2 尾气混合后一起经原料气冷却器Ⅱ以及原料冷却器Ⅰ与进装置原 料气换热，一股在酸性气/尾气换热器 372E019 中与酸性气换热。随后两股一起进入 尾气洗涤塔 372T005。
中压闪蒸塔 372T002 底部闪蒸后富硫甲醇通过液位控制，进入解吸塔 372T003 上部解吸段中部，闪蒸出富甲醇中大某些 CO2、H2S、COS，在气体沿塔上升 过程中，H2S 与 COS 被重新吸取。
离开解吸段底部富甲醇经解吸塔甲醇循环泵Ⅰ370P002A/B 升压后，经一系列换热器回收冷量后温度升高，这些换热器涉及贫甲醇冷却器Ⅰ372E010、洗涤塔段间 冷却器 372E003、富硫甲醇冷却器 372E006。复热后甲醇返回解吸塔气提段顶部， 来自闪蒸气冷凝器 372E014 闪蒸气同样进入此段。
气提段上部富甲醇经解吸塔甲醇循环泵Ⅱ372P004A/B 升压后，经无硫甲醇冷 却器 372E008 换热升温后返回解吸塔气提段下部，来自闪蒸气冷凝器 372E014 冷 凝液同样进入此段。
通过中间换热器换热，富硫甲醇温度逐渐升高，解吸塔 372T003 底部闪蒸出大量 CO2 气，同步通过解吸塔底部低压氮气气提作用，CO2 释放量进一步增大。
解吸塔 372T003 底部富硫甲醇，通过液位控制，经热再生塔给料泵 372P003A/B 加压后，大某些贫甲醇冷却器Ⅱ372E011A-J 与热再生甲醇换热后，进入热再生塔 372T004，同步，从热再生塔给料泵 372P003A/B 出口引出一股富甲醇进入中压闪蒸 塔 372T002 下段上部，用以脱除闪蒸气中 CO2 气。
（4）热再生
进入热再生塔 372T004 富硫甲醇一方面在顶部闪蒸罐中进行高温低压闪蒸。闪蒸出气体经预洗甲醇加热器 372E012 和闪蒸气冷凝器 372E014 冷凝后，循环回解 吸塔 372T003。这某些气体循环，将提高富硫甲醇中硫化氢浓度。同步通过初步 闪蒸，也减少了下段闪蒸出酸性气中 CO2 浓度。
闪蒸液经液位控制，进入热再生塔热再生段。在热再生段，通过热再生塔下 部产生甲醇蒸气以及来自甲醇水分离塔 372T005 顶部甲醇蒸气气提作用，富 硫甲醇中溶解气体所有闪蒸出来。
热再生段顶端甲醇/酸性气混合物 经热再生塔冷凝器 372E015 冷凝后，进入热再生塔回流罐 372V003。在热再生塔回流罐 372V003 中，酸性气与甲醇分开。酸性气经酸性气换热器 372E017 以及酸性气/尾气换热器 372E019 进一步过冷之后，进入酸性气分离罐 372V004。经进一步分离后，酸性气经酸性气换热器 372E017 回收冷量后，出界区，送往硫回收工段；分离液送往热再生塔回流罐 372V003。
每个酸性气冷凝环节收集到冷凝液，均被收集在热再生塔回流罐中。随后通 过液位控制，经热再生塔回流泵加压后，返回热再生塔 372T004，作为回流。为了将 HCN 以及 NH3 在循环回路中累积控制在 ᳔低水平 ，将在热再生塔回流泵 372P007A/B 出口设立一种间断排放管线。
经彻底热再生贫甲醇汇集在热再生塔 372T004 中段底部，通过贫甲醇泵 372P005A/B 加压，某些送往热再生塔 372T004 下段，经热再生塔再沸器加热， 为中段生产气提用甲醇气，同步提高下段塔釜中水浓度。塔釜经富集甲醇/水混 合物通过甲醇/水分离塔给料泵送往甲醇水分离塔 372T005。
另一某些贫甲醇被直接送往甲醇/水分离塔 372T005 顶部，作为回流。
剩余贫甲醇，则经贫甲醇冷却器Ⅱ372E011A-I 以及贫甲醇冷却器Ⅰ372E010 过冷后，送往洗涤塔 372T001 顶部作为精洗甲醇
（5）甲醇/水分离
通过在甲醇/水分离塔 372T005 中精馏操作，实现甲醇/水分离。目是控制 循环甲醇中水含量，保证较好吸取效果。
甲醇/水分离塔372T005 进料重要来自热再生塔372T004 以及尾气洗涤她 372T006。甲醇/水分离塔372T005底部物料通过甲醇/水分离塔再沸器372E016 进
行加热。顶部产生甲醇蒸气进入热再生塔372T004，作为热再气愤提气。
甲醇/水分离塔372T005排出物料为废水，经废水冷却器冷却后，送出界区。
（6）排污系统
由于整个低温甲醇洗装置存在持续甲醇微量损失，因而需要在热再生塔设立 一条补充甲醇管线。
此外，为了收集低温甲醇洗系统低点排污，特设立了一地下污甲醇罐 372V006。 并在该罐设立一液下泵，将收集污甲醇重新打入系统。
（7）尾气洗涤
来自甲醇/水分离塔 372T005 废水通过液位控制，经废水冷却器 372E018 冷却后，某些与来自界区脱盐水混合，进入尾气洗涤塔 372T006 顶部，作为尾气洗塔 372T006 洗涤溶剂。尾气来自解吸塔 372T003，经换热器 372E002、372E001以及 372E019 回收冷量后，进入尾气洗涤塔 372T006 底部。经洗涤后，尾气中甲醇浓度达到环保规定，通过尾气放空筒排入大气。底部洗涤水经尾气洗涤水泵372P008A/B 加压，经废水冷却器加热后，送入甲醇水分离塔，进行分离。

冷冻站
从低温甲醇洗装置来丙烯 （ -40 ℃ ， 0.135MPaA ）经压缩机进口分离器分 373V001 离后进入丙烯压缩机 373C001，被压缩至 1.70MPaA 后依次进入丙烯冷却器 373E001、丙烯冷凝器 373E002A,B 冷凝，使得气体丙烯所有冷凝为液体丙烯后进入 丙烯储罐 373V003，液体丙烯减压至 0.5MPaA 进入省功器 373V004 进行闪蒸，闪蒸 出气体丙烯与一段出口丙烯一起经闪蒸分离器后进入丙烯压缩机二段入口，从丙 烯省功器器底部液体提成两某些，一某些进入丙烯过冷器 373E003 管程；另一 某些经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器壳程，两股液体丙烯进行换热，过冷至 -20℃，压力为 0.45MPaA 丙烯送去低温甲醇洗装置，为其提供冷量。从丙烯过冷 器上某些离出丙烯气体与低温甲醇洗来丙烯气混合后经压缩机进口分离器 373V001 进入丙烯压缩机进行压缩。
来自管网过热蒸汽（380℃，2.5MPaG）进入汽轮机 373K001，产生动力供 压缩机驱动。蒸汽透平出口蒸汽进入空冷器 373E005 进行冷凝，冷凝后冷凝液经 冷凝液泵 373P003A,B 送至蒸汽冷凝液管网。

硫回收
硫回收装置解决上游甲醇装置低温甲醇洗酸性气及变换装置含氨酸性气， 生成固体颗粒硫磺出装置，尾气达标排放。本装置由制硫、尾气解决、胺液再生、液硫脱气等某些构成
低温甲醇洗来一某些酸性气和变换装置来所有含氨酸性气一起进入制硫燃烧炉(374F001)烧嘴，在炉内依照制硫反映需氧量，通过比值调节和 H2S/SO2 在线分析仪反馈数据严格控制进炉燃烧氧量。为维持反映温度，采用富氧空气进行燃烧， 氧气与制硫鼓风机 I(374C001AB)供应空气量成比例控制，保证空气中氧含量稳定。 另一某些甲醇洗来酸性气进入制硫燃烧炉(374F001)后部炉膛，其流量依照前部炉 膛温度进行调节，保证前部炉膛温度＞1250℃，使 NH3 完全分解。之后过程气进入 制硫余热锅炉(374E001)回收热量，锅炉副产 2.7MPag 饱和蒸汽。
余热锅炉(374E001)出口工艺气进入一级冷凝冷却器(374E002)，使反映生成元 素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐374V002A)；依照反映温度规定，一级 冷凝冷却器(374E002)出来过程气经一级高温掺合阀(374TV001)与制硫燃烧炉中 一某些高温气流混合升温，进入一级转化器(374R001)，在催化剂作用下，过程气 中 H2S 和 SO2 进行 Claus 反映，转化为元素硫，自一级转化器出来高温过程气 通过程气换热器(374E005)回收某些热量后，再进入二级冷凝冷却器(374E003)，使元 素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002B)；由二级冷凝冷却器出来 过程气通过程气换热器升温后进入二级转化器(374R002)，使过程气中剩余 H2S 和 SO2 进一步发生催化转化二级转化器出口过程气经三级冷凝冷却器(374E004)使元 素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入液硫池(374V011)；三级冷凝冷却器出来制硫 尾气进入尾气分液罐(374V001)进一步捕集液硫后进入尾气解决某些，一、二、三级 冷凝冷却器同步副产生低压饱和蒸汽，供本工段使用。
由尾气分液罐出来制硫尾气，经尾气加热器(374E007)换热、混氢后进入加氢 反映器(374R003)，在低温加氢催化剂作用下 SO2 及 COS 等被加氢水解，还原为 H2S。进入加氢反映器 H2 量依照加氢反映器后在线氢分析仪给出 H2 浓度信号 进行调节。从加氢反映器出来气流进入蒸汽发生器(374E008)回收余热，产生低压 蒸汽之后与急冷水直接接触降温冷却至常温。尾气急冷塔(374T001)使用急冷水用 急冷水泵(374P002A,B)自急冷塔底部抽出，经急冷水冷却器(374E010A,B)冷却至 40℃后，循环使用，因尾气温度减少而凝析下来急冷水送至变换装置解决。为了 防止非正常工况下设备腐蚀，在急冷水管线上设立了 PH 值在线检测，一旦 PH 值下 降则需在急冷水中注入 NH3，以调节其 PH 值保持在 6~8。
急冷降温后尾气自塔顶出来进入尾气吸取塔(374T002)，用再生某些送来胺 液（~25% MDEA 胺液）吸取其中 H2S，尾气吸取塔顶出来净化气进入尾气 焚烧炉(374F002)焚烧。在尾气焚烧炉 570~600℃炉膛温度下，净化气中残存 H2S被燃烧为 SO2，剩余 H2 和烃类燃烧成 CO2 和 H2O，自尾气焚烧炉出来高温烟气经 蒸汽过热器(374E006)、尾气加热器(374E007)回收余热后由烟囱(374X003)排放。
尾气吸取塔使用后富液用富液泵(374P003A,B)送至胺液再生某些进行溶剂再生。富胺液经贫富液换热器 I,II(374E012A,B/374E015A,B)与来自溶剂再生塔(374T003) 底高温贫液换热至 95℃左右进入再生塔上部，通过塔板自上而下热互换和质交 换过程，塔底获得贫胺液进入贫富液换热器 I,II 壳程回收余热，再经贫液冷却器 (374E011A,B)冷却后进入贫液贮罐(374V007)，贫液经贫液泵(374E004A,B)抽出，输 送至本装置尾气吸取塔(374T002)。
再生塔底部胺液进入塔底重沸器(374E014)，用低压蒸汽加热，为富胺液再生 提供热源；塔底重沸器(374E014)产生凝结水进入凝结水罐(374V009)，通过调节阀 后送至凝结水回收器(374X002)。再生塔顶部含 H2S 蒸汽通过再生塔顶水冷器 (374E013A,B)冷却至 40℃进入再生塔顶回流罐 (374V010) ，凝液经塔顶回流泵 (374P006A,B)返回再生塔顶作回流；塔顶回流罐(374V010)气相——酸性气，由塔 顶送至硫磺回收某些作为原料。
制硫某些生产液体硫磺进入液硫池(374V011)，通过往液硫中注入氨并用液硫 脱气泵(374P007A,B)将液硫循环喷洒，将溶于液硫中硫化氢逸出，用吹扫氮气及抽 空器(374J001)将废气抽送至尾气焚烧炉(374F002)焚烧。脱气后液体硫磺用液硫提 升泵(374P008A,B)送至液硫成型机冷却固化为半圆形固体硫磺颗粒，进入包装机，自 动称重、包装后运入硫磺库棚存储，产品外运出厂。

合成
简述
本项目规模为 100/年甲醇（折纯甲醇）。本装置重要涉及合成气压缩、甲醇合成和氢回收。合成气压缩采用蒸汽透平驱动联合式离心压缩机，新鲜气压缩机和循环气压缩机由共同蒸汽透平拖动；氢气压缩机采用往复式压缩机。甲醇合成采用鲁奇（Lurgi）甲醇合成水冷器反映器（列管换热式反映器）合成压力（入口→出口）8.74MPa（G）→8.54MPa（G）。自焦化装置 PSA 提氢氢气经氢气压缩机压缩后，小某些送 MTO 装置，别的大某些与来自氢回收装置富氢气一起，和新鲜气混合，然后经新鲜气压缩机压缩（压缩至 8.95 MPa（G））后，进入保护床脱除对合成催化剂有害硫化物（8.89 MPa（G））后与从合成回路来循环气（8.30MPa（G）、40℃）并经循环气压缩机压缩（压缩至 8.89 MPa（G））后气体混合预热后一起进入甲醇合成塔进行甲醇合成反映。合成回路中弛放气（8.30MPa（G）、40℃）送至氢回收装置进行富氢气回收。氢回收初步设计按照膜分离技术考虑。
（1）合成气压缩
合成气压缩工段设立一台新鲜气压缩机 382C001、一台循环气压缩机 382C002 和两台氢气压缩机 382C003A/B。来自焦化装置 PSA 提氢氢气经氢气压缩机 381-C003A/B 压缩后，与来自氢回收装置富氢气一起，和新鲜气混合，然后经新 鲜气压缩机 381C001 压缩并返回甲醇合成回路。来自甲醇合成回路循环气通过循 环气压缩机 382C002 压缩后返回合成回路。382C001 和 382C002 采用共同蒸汽透 平 382K001 驱动，动力蒸汽为中压过热蒸汽。出 382K001 蒸汽冷凝液通过空冷器 冷凝后经冷凝液泵加压送蒸汽冷凝液管网。
（2）甲醇合成
在鲁奇低压甲醇合成工艺内，甲醇由氢、一氧化碳和二氧化碳通过高选取性 铜基催化剂合成。 重要合成反映如下
CO + 2 H2 ⇔ CH3 OH + Q
CO2 + 3 H2 ⇔ CH3OH + H2O + Q
反映激烈放热，反映热在水冷甲醇反映器内被迅速移除。合成气在进入反映器 前通过保护床移除硫、氯及羰基化合物等催化剂致毒剂。
来自合成气压缩新鲜气经保护床 382R011 精脱硫后，与经循环气压缩机 381C002 压缩循环气混合后作为合成气，进入中间换热器 382E021 内与甲醇水冷 反映器 382R021A/B 出口气体换热并被加热至大概 220°C，然后进入甲醇水冷反映 器 382R021A/B 进行甲醇合成反映。
鲁奇甲醇水冷反映器 382R021A/B 为管式反映器，类似一种管壳式换热器：管内布满催化剂，换热管被壳程循环沸水包围，汽包 382V021 安装在反映器之上。H2 与 CO 和 CO2 反映在换热管内进行，反映热被管外沸水带走。因而，系统保持近似等温状态，保证高转换率并且消除了由于反映温度过高引起催化剂损坏。
由于热虹吸作用，来自汽包 382V021 锅炉水通过一种分派器从底部进入反映器壳侧并由顶部流出；从反映器壳侧出来蒸汽/水混合物在汽包 382V021 内分离。饱和中压蒸汽从 382V021 通过压力控制阀排出汽包，锅炉水循环回甲醇水冷反映器。
补充水由界区外锅炉给水泵控制，反映器壳侧压力由蒸汽压力控制，通过控 制副产蒸汽压力来控制反映温度。汽包排污水通过排污膨胀槽 382V023 闪蒸副产 低压蒸汽后，再经排污冷却器 382AE022 冷却后去污水回用系统。
离开甲醇水冷反映器 382R021A/B 气体在中间换热器 382E021 管程通过加 热 382R021A/B 进气被冷却。
除了甲醇和水蒸汽外，反映气中还具有未反映 H2、CO、CO2、惰性气体 CH4 和 N2 以及某些微量副产物，通过合成回路空冷器 382AE021 及合成回路终冷器 382E022 冷却至 40℃后冷凝出粗甲醇，粗甲醇中除甲醇和水外，还包括少量溶解 气体和微量杂质。
在甲醇分离器 382V023 内粗甲醇和未反映原料气分离。粗甲醇通过液位控制 送到稳定塔进行预精馏，分离出气体大某些经循环气压缩机 381C002 压缩并返回 合成回路以增长合成转换率，此外一小某些以驰放气形式排出系统以防止惰性气体 积聚。驰放气送入界区外氢气回收装置。
粗甲醇中仍具有水、溶解气和其他微量副产物杂质，其中某些沸点要比甲醇低。预精馏目在于脱除微量杂质达到 MTO 级甲醇纯度规定。
粗甲醇在甲醇膨胀槽 382V031 中被闪蒸至大概 0.55Mpa（G），闪蒸气经脱盐水洗涤后送至燃料气管网或甲醇合成蒸汽过热炉 382F001。闪蒸后甲醇进入稳定塔382T031。
经膨胀槽 382V031 闪蒸后甲醇仍具有某些溶解气体，如 CO2、CH4 等。这些溶解气和低沸物（醚类和甲酸等）将在塔顶移除。塔顶气相通过稳定塔冷凝器382AE031 冷却后进入稳定塔回流槽382V032 进行气液分离，分离得到液相经稳定塔回流泵382P032A/B 送至塔顶。不凝汽再经尾气冷却器 382AE032 回收某些甲醇，剩余气相经尾气过热器382E032 加热后送至燃料气管网或甲醇合成蒸汽过热炉382F001。
为了防止高温下精馏塔腐蚀，采用用计量泵 382P034A/B 将 NaOH 储槽382V034 中稀碱液送入系统。塔釜再沸器 382E031 采用 0.5 Mpa（G）饱和蒸汽加热。釜液中带有微量低沸杂质甲醇由 382P031A/B 送甲醇空冷器 382AE041 和甲醇冷却器 382E041 并᳔终冷却至大概 40℃，然后送甲醇过滤器 382S041A/B 排除上游潜在固体颗粒（如催化剂粉末等）影响，᳔后送离子互换器 382R041A/B。经离子互换解决得到合格 MTO 甲醇送 MTO 装置作为原料或者送甲醇罐区存储。
离子互换器 382R041A/B 用于移除类似胺类和碱金属阳离子。为了达到 MTO 级酸度规定，粗醇中需加入碱。但由于钠离子是后续 MTO 反映催化剂致毒剂， 故在上游工段必要移除。离子互换器是后续 MTO 级甲醇质量核心设备，特别是对 钠离子和三甲基胺（总氮量）解决。三甲基胺只会在开车和使用氮气扫线后产生。 离子互换树脂大量富集阳离子后需再生，而再生过程和生产过程可同步进行。再生 采用 4%稀硫酸，再生后树脂需用脱盐水洗涤脱酸.此过程两反映器交替进行再 生用稀硫酸通过硫酸装置 382PU041 提供，该装置重要涉及硫酸储槽382V041、硫 酸计量槽382V042 和硫酸计量泵 382P041A/B。
开停车及事故时工艺排放液集中排放至污甲醇槽382V033，然后通过382P033 输送至甲醇罐区。
（3）氢回收
来自甲醇合成弛放气一方面进入水洗塔 383T001 底部，洗涤水通过高压水泵383P001A/B 送到水洗塔顶部，弛放气在洗涤塔中和洗涤水逆流流动，洗涤水吸取弛放气中甲醇后，从塔底排出，送往甲醇合成工段，洗涤后弛放气进入气液分离器383V001 进行气液分离，分离后气体进入加热器 383E001 中加热，然后送膜分离器383M001A~M。膜分离得到富氢气返回甲醇合成工段，非渗入气则送燃料气管网做燃料。