1、甲醇工艺流程简述气化由原料储运系统来的粒度10mm 的原料煤从煤仓（351V101301）送出，经煤称重进料机（351M101301）计量进入磨煤机（351H101301），来自石灰石粉仓（351V107307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约 5865%浓度的煤浆。加入石灰石是为了 降 低 灰 熔 点 。 煤 浆 经 磨 煤 机 出 料 槽 （ 351V102302 ） 由 磨 机 出 料 槽 泵（ 351P103303A/B ） 输 送 至 煤 浆 槽 （ 352V001A/B ）， 再 分 别 经 煤 浆 给 料
2、 泵（352P101301A/B）升压至 9.6MPa 进入两对对置工艺烧嘴（353Z101301AD）。从外管引来的高压氧气，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（353F101301）内在 6.5MPa，1400条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101301），旋风分离器（354S101301）和洗涤塔（354T101301）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
3、底部破渣机 （ 353H101301 ）破碎后进入锁斗 （ 353V105305 ）， 定 期 排 放 渣 池 （ 353V106306 ）， 再 由 渣 池 中 的 捞 渣 机 （ 353L101301 ） 将 粒 化 渣 从 渣 池 中 捞 出 装 车 外 运 。 含 细 渣 的 水 由 渣 池 泵 （353P102302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105305）。 由洗涤塔（354T101301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101301），洗涤塔
4、（354T101301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102302）减压至 0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（ 354V105305 ） 进 一 步 闪 蒸 ， 经 三 级 闪 蒸 后 的 79 黑 水 自 流 进 入 澄 清 槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约 810%，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（351H101301）做补水；
5、滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107307）作为锁斗的冲洗水，另一部分作为污水，连续排放至污水处理；再有一部分低压灰水泵（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（354T101301）做为系统补充水循环使用。洗涤塔（354T101301）不足的洗涤水由变换来的工艺冷凝液和高压锅炉给水补充。 蒸发热水塔（354T102302）顶的闪蒸气经酸性气冷凝器（354E104304）冷
6、却 后，进入酸性气分离器（354V107307），分离后的气体去变换工段回收热量，分离 后 的 冷 凝 液 返 回 灰 水 槽 使 用 。 自 低 压 闪 蒸 罐 的 闪 蒸 气 进 入 低 压 闪 蒸 冷 凝 器 （354E101301）用循环水冷却后，进入低压闪蒸分离器（354V101301），分离后 的气体高点放空，分离后的冷凝液返回灰水槽使用。真空闪蒸罐顶的闪蒸气经真空 闪蒸冷凝器（354E102302）用循环水冷却后，送至真空闪蒸分离罐（354V106306）， 分离后的气体经真空泵（354P103303）和真空泵分离罐后放空，真空闪蒸分离罐分 离的冷凝液自流进入灰水槽（354V00
7、9）使用。 变换变换工序的主要目的是将气化送来的粗煤气中的 CO 经变换反应部分变换成 H2， 使变换气 H2/CO 比满足甲醇合成的要求，并根据不同的温度范围产生不同等级的蒸 汽进行工艺余热回收。来自气化工段的水煤气（243，6.40MPa（A），水气比为 1.49），进变换系统后分成两股：一股作为配气，进入水煤气废热锅炉（371E005）降温到 200，同时生产 1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后的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（371E001）温度降至 225，并生产 1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气经第一水分离器
8、（371V002）分离冷凝液后，经中温换热器/蒸汽过热器（371E002）的中温换热器预热至 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应。出变换炉的变换气 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，同时生产 2.5MPa（G）饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至 380送管网。作为配气的水煤气与出变换废热锅炉（371E003）的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
9、入第二水分离器（371V003），低压废热锅炉同时生产 0.5MPaG 饱和蒸汽送管网。经第二水分离器（371V003）分离冷凝液后的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）。在洗氨塔底部分离出冷凝液的变换气再用洗涤水洗掉 变换气中的氨后送至低温甲醇洗工段。 第一、二、三水分离器（371V002/003/005）分离出的高温冷凝液都进入变换冷 凝液槽（371V004），进行闪蒸，闪蒸后的冷凝液经冷凝液泵（371P001A,B）升 压后送至气化工段，闪蒸出的不凝
10、气与来自气化的高闪气一起进入冷凝液汽提塔 （371T002）的中部。洗氨塔底部的变换冷凝液经汽提气冷凝分离器预热后进入冷凝 液汽提塔的上部，冷凝液汽提塔用 0.5MPaG 饱和蒸汽从塔的底部进入进行汽提，塔 顶出来的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处理，塔底的 冷凝液经冷凝液泵 II（P002A,B）升压后送气化。 脱盐水站来的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、甲醇合成来的蒸汽冷凝液也送入除氧器。除氧器 用本工段产生的 0.5MPaG 低压蒸汽吹入脱氧，除氧后的锅炉给水分为三股，第一股 经低压锅炉给水
11、泵 I（371P004A,B）升压后一部分经低压锅炉给水加热器预热至 150 后送至水煤气废热锅炉（371E001）、水煤气废热锅炉（371E005）、低压废热 锅炉（371E004），另一部分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，一分部分直接送至硫回收，另一部分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，一部分直接送至气化作为水洗塔 补充用水和热密封水，另一部分经洗涤水冷却器（371E010）冷却至 40后分别送至 洗氨塔作洗涤水和气
12、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的水洗塔开车用。 触媒的升温，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 的循环氮气经中温换热器降温，充分利用热量，从而降低了电能得消耗。硫化过程 需要的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的主要任务是利用低温的甲醇作为吸收剂，脱除变换气中的 H2S、COS、CO2 等酸性气体，为下游甲醇合成装置输送合格的净化气；同时，通过 在适当压力下的
13、闪蒸，制备纯度较高的 CO2 产品气，送往纯碱装置；并通过采取 H2S 组分提浓措施，为硫回收工段制备合格的 H2S 浓度较高的酸性气。（1）原料气冷却 来自上游变换工段压力为 6.0MPaA、温度为 40的原料气，首先进入绕管式换热器原料气冷却器372E001 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的液相。该液体主要是 NH3 和 HCN 的水溶液，可直接送回变换工段。经气液分离后，原料气中的 NH3 和 HCN 的浓度进一步大大降低，有利于低温甲醇洗的稳定运行。 原料气被进一步冷却之前
14、，先喷入一股半贫甲醇，降低原料气中水的冰点，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。同时，来自循环气压缩机后冷器 372E007 的循环气也在此与原料气混合，以回收闪蒸气的有 效气成分。 混合后的原料气在绕管式换热器原料气冷却器 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 吸收 冷却后的原料气首先进入洗涤塔 372T001 下部的预洗段，彻底除去其中痕量 的 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 过冷的一小股富甲醇。离开塔底的
15、预洗甲醇首先经过贫甲醇冷却器 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。 经预洗后的气体通过升气管向上进入洗涤塔的脱硫段。用来自上端脱碳段的无硫甲醇脱除气体中的 H2S 和 COS 组分。无硫甲醇的量采取流量控制，控制与原料之间保持合适的比例。底部的富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔 372T002 进行闪蒸。脱硫后的气相进一步上升，通过升气管进入洗涤塔 372T001 的脱碳段下部。 在脱碳段，主要用闪蒸得到的低温半贫甲醇作为洗涤溶剂。同时在洗涤塔的上端用一股热再生得到的贫甲醇作为精洗甲醇，保证净化气的酸性气含量满足工艺要求。两股甲醇的用量
16、通过流量控制，具体取决于原料气与洗涤甲醇之间的比例。 由于 CO2 的溶解为放热反应，因此随着甲醇自上而下不断吸收原料气中的 CO2 气，甲醇的温度逐渐升高。为了降低洗涤剂的温度，保证较好的洗涤效果，在两脱 碳段之间设置了洗涤塔段间冷却器 372E003 以及洗涤塔段间深冷器 372E004，降低 洗涤甲醇的温度。洗涤塔段间深冷器 372E004 采用丙烯制冷剂制冷。 离开洗涤塔 372T001 塔顶的净化气，经净化气/无硫甲醇换热器 372E005、原料气冷却器 372E002 以及原料气冷却器 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 脱碳段的
17、无硫甲醇部分经净化气/无硫甲醇换热器过冷后，作为脱硫段以及预洗 段的洗涤溶剂；其余部分则经无硫甲醇冷却器 372E008 过冷后，进入中压闪蒸塔 372T002 的中段进行闪蒸。闪蒸气主要含有 H2、CO 以及部分 CO2，被引入中压闪蒸 塔的下段，通过再次洗涤，降低其中 CO2 的浓度。 脱硫段的富硫甲醇进入中压闪蒸塔 372T002 的下段，闪蒸出溶解的有效气 H2、CO 以及部分 CO2。为降低闪蒸气中的 CO2 含量，降低循环压缩机的负荷，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，洗涤闪蒸气的 CO2 气。 离开中压闪蒸塔下段的闪蒸气首先通过氮气/循环气
18、换热器 372E020 与进入解吸塔的 低压氮气换热升温，而后与来自预洗闪蒸罐的闪蒸气混合后，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，循环利用。 在中压闪蒸塔中段闪蒸后的无硫甲醇 ，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的闪蒸罐，闪蒸得到 CO2 产品气。所得的 CO2产品气在原料气冷却器以及原料冷却器中与原料气换热后，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。此段的 闪蒸液大部分作为主洗甲醇，被主洗
19、泵 372P001A/B 送往洗涤塔 372T001 的脱碳段； 其余部分进入解吸塔 372T003 的上段。 解吸塔上段闪蒸得到的气体为 CO2/N2 尾气，该股气体被分成两部分：一股与塔顶闪蒸罐的 CO2 尾气混合后一起经原料气冷却器以及原料冷却器与进装置的原 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 底部闪蒸后的富硫甲醇通过液位控制，进入解吸塔 372T003 上部解吸段的中部，闪蒸出富甲醇中大部分的 CO2、H2S、COS，在气体沿塔上升的 过程中，H2S 与 COS 被重新吸收。 离
20、开解吸段底部的富甲醇经解吸塔甲醇循环泵370P002A/B 升压后，经一系列换热器回收冷量后温度升高，这些换热器包括贫甲醇冷却器372E010、洗涤塔段间 冷却器 372E003、富硫甲醇冷却器 372E006。复热后的甲醇返回解吸塔气提段顶部， 来自闪蒸气冷凝器 372E014 的闪蒸气同样进入此段。 气提段上部的富甲醇经解吸塔甲醇循环泵372P004A/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 的冷 凝液同样进入此段。 通过中间换热器的换热，富硫甲醇的温度逐渐升高，解吸塔 372T003 的底部闪蒸出大量的 CO2 气
21、，同时通过解吸塔底部低压氮气的气提作用，CO2 的释放量进一步增大。解吸塔 372T003 底部的富硫甲醇，通过液位控制，经热再生塔给料泵 372P003A/B 加压后，大部分贫甲醇冷却器372E011A-J 与热再生甲醇换热后，进入热再生塔 372T004，同时，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 的下段上部，用以脱除闪蒸气中的 CO2 气。 （4）热再生 进入热再生塔 372T004 的富硫甲醇首先在顶部闪蒸罐中进行高温低压闪蒸。闪蒸出的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 37
22、2T003。这部分气体的循环，将提高富硫甲醇中硫化氢的浓度。同时经过初步 的闪蒸，也降低了下段闪蒸出的酸性气中 CO2 的浓度。 闪蒸液经液位控制，进入热再生塔的热再生段。在热再生段，通过热再生塔下 部产生的甲醇蒸气以及来自甲醇水分离塔 372T005 顶部的甲醇蒸气的气提作用，富 硫甲醇中溶解的气体全部闪蒸出来。 热再生段顶端的甲醇/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 3
23、72V004。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。 每个酸性气冷凝步骤收集到的冷凝液，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 在循环回路中的累积控制在 低水平 ，将在热再生塔回流泵 372P007A/B 的出口设置一个间断排放管线。 经彻底热再生的贫甲醇聚集在热再生塔 372T004 中段的底部，通过贫甲醇泵 372P005A/B 加压，部分送往热再生塔 372T004 的下段，经热再生塔再沸器的加
24、热， 为中段生产气提用甲醇气，同时提高下段塔釜中水的浓度。塔釜经富集的甲醇/水混 合物通过甲醇/水分离塔给料泵送往甲醇水分离塔 372T005。 另一部分贫甲醇被直接送往甲醇/水分离塔 372T005 的顶部，作为回流。 剩余的贫甲醇，则经贫甲醇冷却器372E011A-I 以及贫甲醇冷却器372E010 过冷后，送往洗涤塔 372T001 的顶部作为精洗甲醇（5）甲醇/水分离 通过在甲醇/水分离塔 372T005 中的精馏操作，实现甲醇/水的分离。目的是控制 循环甲醇中的水含量，保证较好的吸收效果。 甲醇/水分离塔372T005 的进料主要来自热再生塔372T004 以及尾气洗涤他 372T0
25、06。甲醇/水分离塔372T005底部的物料通过甲醇/水分离塔再沸器372E016 进 行加热。顶部产生的甲醇蒸气进入热再生塔372T004，作为热再生的气提气。 甲醇/水分离塔372T005排出的物料为废水，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连续的甲醇微量损失，因此需要在热再生塔设置 一条补充甲醇管线。 此外，为了收集低温甲醇洗系统的低点排污，特设置了一地下污甲醇罐 372V006。 并在该罐设置一液下泵，将收集的污甲醇重新打入系统。 （7）尾气洗涤 来自甲醇/水分离塔 372T005 的废水，通过液位控制，经废水冷却器 372E018 冷却后，部分与
26、来自界区的脱盐水混合，进入尾气洗涤塔 372T006 的顶部，作为尾气洗塔 372T006 的洗涤溶剂。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 的底部。经洗涤后，尾气中的甲醇浓度达到环保要求，通过尾气放空筒排入大气。底部的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的丙烯 （ -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
27、烯冷却器 373E001、丙烯冷凝器 373E002A,B 冷凝，使得气体丙烯全部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 出的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 烯省功器器底部的液体分成两部分，一部分进入丙烯过冷器 373E003 的管程；另一 部分经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器的壳程，两股液体丙烯进行换热，过冷至 -20，压力为 0.45MPaA 的丙烯送去低温甲醇洗装置，为其提供冷量。从丙烯过冷 器上部分离出的丙烯气体与低温甲醇洗来的丙烯气混合后经压缩机进口分离器 373V
28、001 进入丙烯压缩机进行压缩。 来自管网的过热蒸汽（380，2.5MPaG）进入汽轮机 373K001，产生的动力供 压缩机驱动。蒸汽透平出口蒸汽进入空冷器 373E005 进行冷凝，冷凝后的冷凝液经 冷凝液泵 373P003A,B 送至蒸汽冷凝液管网。硫回收硫回收装置处理上游甲醇装置的低温甲醇洗酸性气及变换装置的含氨酸性气， 生成固体颗粒硫磺出装置，尾气达标排放。本装置由制硫、尾气处理、胺液再生、 液硫脱气等部分组成低温甲醇洗来的一部分酸性气和变换装置来的全部含氨酸性气一起进入制硫燃烧炉(374F001)的烧嘴，在炉内根据制硫反应需氧量，通过比值调节和 H2S/SO2 在线分析仪反馈数据严
29、格控制进炉燃烧氧量。为维持反应温度，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，确保空气中氧含量的稳定。 另一部分甲醇洗来的酸性气进入制硫燃烧炉(374F001)后部炉膛，其流量根据前部炉 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)，使反应生成的元 素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002A)；根据反应温度要求，一级 冷凝冷却器(374E002)出来的
30、过程气经一级高温掺合阀(374TV001)与制硫燃烧炉中的 一部分高温气流混合升温，进入一级转化器(374R001)，在催化剂的作用下，过程气 中的 H2S 和 SO2 进行 Claus 反应，转化为元素硫，自一级转化器出来的高温过程气 经过程气换热器(374E005)回收部分热量后，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的 过程气经过程气换热器升温后进入二级转化器(374R002)，使过程气中剩余的 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
31、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的制硫 尾气进入尾气分液罐(374V001)进一步捕集液硫后进入尾气处理部分，一、二、三级 冷凝冷却器同时副产生低压饱和蒸汽，供本工段使用。 由尾气分液罐出来的制硫尾气，经尾气加热器(374E007)换热、混氢后进入加氢 反应器(374R003)，在低温加氢催化剂的作用下 SO2 及 COS 等被加氢水解，还原为 H2S。进入加氢反应器的 H2 量根据加氢反应器后的在线氢分析仪给出的 H2 浓度信号 进行调节。从加氢反应器出来的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
32、气急冷塔(374T001)使用的急冷水用 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，因尾气温度降低而凝析下来的急冷水送至变换装置处理。为了 防止非正常工况下设备腐蚀，在急冷水管线上设置了 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 68。 急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔(374T002)，用再生部分送来的胺 液（25%的 MDEA 胺液）吸收其中的 H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气 焚烧炉(374F002)焚烧。在尾气焚烧炉 570600炉膛温度下，净化气中残余的 H2S被燃烧为 SO2，剩余 H2 和烃类燃烧成 CO2 和 H2O，自尾气焚烧炉出来的高温烟气经 蒸汽过热器(374E006)、尾气加热器(374E007)回收余热后由烟囱(374X003)排放。 尾气吸收塔使用后的富液用富液泵(374P003A,B)送至胺液再生部分进行溶剂再生。富胺液经贫富液换热器 I,II
