甲醇工艺流程简述.docx

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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〔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〕的石灰石粉也经石灰石粉进料机〔351M102~302〕计量进入磨煤机。

与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。

参加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〕。

从外管引来的高压氧气，分两股经平安连锁阀后，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〕在6.5MPa，~1400℃条件下发生局部氧化反响生成煤气，反响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〔354A101~301〕，旋风别离器〔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〕，再由渣池中的捞渣机〔353L101~301〕将粒化渣从渣池中捞出装车外运。

含细渣的水由渣池泵〔353P102~302A/B/C〕送至真空闪蒸罐〔354V105~305〕。

由洗涤塔〔354T101~301〕排出的洗涤水经黑水循环泵〔354P104~304A/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，旋风别离器〔354S101~301〕，洗涤塔〔354T101~301〕底局部别经减压阀进入蒸发热水塔〔354T102~302〕减压至0.8MPa〔G〕闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐〔354V103~303〕经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐〔354V105~305〕进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽〔354V008A/B〕，经澄清槽沉降别离细渣，沉降后的沉降物含固量约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〕，灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵〔354P008A/B/C〕一局部去锁斗冲洗水冷却器〔353E102~302〕冷却后，送至锁斗冲洗水罐〔353V107~307〕作为锁斗的冲洗水，另一局部作为污水，连续排放至污水处理；再有一局部低压灰水泵〔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〕缺乏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〔354T102~302〕顶的闪蒸气经酸性气冷凝器〔354E104~304〕冷却后，进入酸性气别离器〔354V107~307〕，别离后的气体去变换工段回收热量，别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〔354E101~301〕用循环水冷却后，进入低压闪蒸别离器〔354V101~301〕，别离后的气体高点放空，别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〔354E102~302〕用循环水冷却后，送至真空闪蒸别离罐〔354V106~306〕，别离后的气体经真空泵〔354P103~303〕和真空泵别离罐后放空，真空闪蒸别离罐分离的冷凝液自流进入灰水槽〔354V009〕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经变换反响局部变换成H2，使变换气H2/CO比满足甲醇合成的要求，并根据不同的温度围产生不同等级的蒸汽进展工艺余热回收。

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Ⅱ〔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别离器〔371V005〕别离出冷凝液；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，降温后的水煤气经第一水别离器〔371V002〕别离冷凝液后，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〕，变换炉装有两段耐硫变换催化剂，气体在变换炉中发生变换反响。

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℃进入第二水别离器〔371V003〕，低压废热锅炉同时生产0.5MPaG饱和蒸汽送管网。

经第二水别离器〔371V003〕别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〕。

在洗氨塔底局部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、三水别离器〔371V002/003/005〕别离出的高温冷凝液都进入变换冷凝液槽〔371V004〕，进展闪蒸，闪蒸后的冷凝液经冷凝液泵Ⅰ〔371P001A,B〕升压后送至气化工段，闪蒸出的不凝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别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展汽提，塔顶出来的汽提气经汽提气冷凝别离器冷却后，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泵I〔371P004A,B〕升压后一局部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〕，另一局部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，一分局部直接送至硫回收，另一局部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，一局部直接送至气化作为水洗塔补充用水和热密封水，另一局部经洗涤水冷却器〔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展。

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，然后进入变换炉进展升温复原，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，原料气进入原料气别离罐372V001别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。

经气液别离后，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，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Ⅱ372E002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372T001᳔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。

离开塔底的预洗甲醇首先经过贫甲醇冷却器Ⅱ372E012回收冷量，再经预洗闪蒸罐372V005闪蒸后，进入热再生塔进展热再生。

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适宜的比例。

底部的富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔372T002进展闪蒸。

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的溶解为放热反响，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Ⅱ372E002以及原料气冷却器Ⅰ372E001回收冷量并到达常温后，送往下游工段。

〔3〕闪蒸再生以及H2S浓缩

脱碳段的无硫甲醇局部经净化气/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；其余局部那么经无硫甲醇冷却器372E008过冷后，进入中压闪蒸塔372T002的中段进展闪蒸。

闪蒸气主要含有H2、CO以及局部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以及局部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，进入循环压缩机别离罐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。

此段的闪蒸液大局部作为主洗甲醇，被主洗泵372P001A/B送往洗涤塔372T001的脱碳段；其余局部进入解吸塔372T003的上段。

解吸塔上段闪蒸得到的气体为CO2/N2尾气，该股气体被分成两局部：

一股与塔顶闪蒸罐的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，闪蒸出富甲醇局部的CO2、H2S、COS，在气体沿塔上升的过程中，H2S与COS被重新吸收。

离开解吸段底部的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，这些换热器包括贫甲醇冷却器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，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，大局部贫甲醇冷却器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展高温低压闪蒸。

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372T003。

这局部气体的循环，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别离塔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，进入酸性气别离罐372V004。

经进一步别离后，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；别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的出口设置一个连续排放管线。

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，局部送往热再生塔372T004的下段，经热再生塔再沸器的加热，为中段生产气提用甲醇气，同时提高低段塔釜中水的浓度。

塔釜经富集的甲醇/水混合物通过甲醇/水别离塔给料泵送往甲醇水别离塔372T005。

另一局部贫甲醇被直接送往甲醇/水别离塔372T005的顶部，作为回流。

剩余的贫甲醇，那么经贫甲醇冷却器Ⅱ372E011A-I以及贫甲醇冷却器Ⅰ372E010过冷后，送往洗涤塔372T001的顶部作为精洗甲醇

〔5〕甲醇/水别离

通过在甲醇/水别离塔372T005中的精馏操作，实现甲醇/水的别离。

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/水别离塔372T005的进料主要来自热再生塔372T004以及尾气洗涤他372T006。

甲醇/水别离塔372T005底部的物料通过甲醇/水别离塔再沸器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/水别离塔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/水别离塔372T005的废水，通过液位控制，经废水冷却器372E018冷却后，局部与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，尾气中的甲醇浓度到达环保要求，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，送入甲醇水别离塔，进展别离。

冷冻站

从低温甲醇洗装置来的丙烯〔-40℃，0.135MPaA〕经压缩机进口别离器分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进展闪蒸，闪蒸出的气体丙烯与一段出口丙烯一起经闪蒸别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局部，一局部进入丙烯过冷器373E003的管程；另一局部经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器的壳程，两股液体丙烯进展换热，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。

从丙烯过冷器上局部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别离器373V001进入丙烯压缩机进展压缩。

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进展冷凝，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、液硫脱气等局部组成

低温甲醇洗来的一局部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，在炉根据制硫反响需氧量，通过比值调节和H2S/SO2在线分析仪反响数据严格控制进炉燃烧氧量。

为维持反响温度，采用富氧空气进展燃烧，氧气与制硫鼓风机I（374C001AB）供给空气量成比例控制，确保空气中氧含量的稳定。

另一局部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展调节，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），使反响生成的元素硫凝为液态，液硫捕集别离后进入硫封罐（374V002A）；根据反响温度要求，一级冷凝冷却器（374E002）出来的过程气经一级高温掺合阀（374TV001）与制硫燃烧炉中的一局部高温气流混合升温，进入一级转化器（374R001），在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进展Claus反响，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）回收局部热量后，再进入二级冷凝冷却器（374E003），使元素硫凝为液态，液硫捕集别离后进入硫封罐（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）使元素硫凝为液态，液硫被捕集别离进入液硫池（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局部，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、混氢后进入加氢反响器（374R003），在低温加氢催化剂的作用下SO2及COS等被加氢水解，复原为H2S。

进入加氢反响器的H2量根据加氢反响器后的在线氢分析仪给出的H2浓度信号进展调节。

从加氢反响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值下降那么需在急冷水中注入NH3，以调节其PH值保持在6~8。

急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔（374T002），用再生局部送来的胺液〔~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燃烧炉（374F002）燃烧。

在尾气燃烧炉570~600℃炉膛温度下，净化气中剩余的H2S被燃烧为SO2，剩余H2和烃类燃烧成CO2和H2O，自尾气燃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）送至胺液再生局部进展溶剂再生。

富胺液经贫富液换热器I,II（374E012A,B/37