王治奇化工企业工艺原理打印修订删减.docx
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王治奇化工企业工艺原理打印修订删减
1.备煤
工艺流程：
两台叶轮给煤机从汽车卸煤槽通过带式输送机分别由带式输送机皮带上的固定卸料车和带式输送机机头将煤送到带式输送机A和AD皮带上。
然后再由带式输送机皮带上的移动卸料车将煤分别送到圆筒仓储存，再由带式输送机皮带上的移动卸料车将煤分别送到圆筒仓储存。
（三）主要工艺指标
1、4台锅炉每小时耗煤429吨，日耗煤10296吨。
锅炉煤仓总储煤6400吨，可供锅炉运行15个小时。
2、14台气化炉每小时耗煤420吨，日耗煤10080吨。
气化炉煤仓总储煤2240吨，可供气化炉运行5个小时。
3、1#～8#圆筒仓储原煤76000吨，1#、2#地槽储原煤3000吨，总储原煤79000吨，可供全厂运行4天。
4、原煤单线输煤能力1200吨/小时。
1#～8#圆筒仓正常料位保持在50%-95%之间。
5、气化单线输煤能力750吨/小时。
运行气化炉的煤仓料位保持在50%以上。
6、锅炉单线输煤能力600吨/小时。
运行锅炉的煤仓料位保持在50%以上。
2.造气
（1）氨精制操作规程
工艺概述
煤气化废水水质成份复杂，污染物质主要有氨、二氧化碳、硫化氢、单元酚、多元酚、脂肪酸和油等。
这些物质都是极性物质，氨、二氧化碳和硫化氢等在水溶液中是挥发性的弱电解质。
废水中的H2S、CO2等酸性气体会对处理过程造成干扰，并造成设备腐蚀、结垢；而氨和酚类对微生物有抑制作用，影响后续的生化处理。
因而需要利用预处理流程将废水中的大部分污染物脱除，以满足后续生化处理的要求。
酸性气体及氨在高温下的溶解度较低，采用汽提的方式脱除。
氨的回收是采用低温冷凝吸收的方法形成氨水，其中的油、酚、硫化物等是通过低温洗涤、结晶、碱洗等方式脱除的。
新增氨除油设施的产品为净化氨气，经过氨吸收器吸收为稀氨水后，稀氨水中挥发酚<50mg/L，硫化物<50mg/L，油<60mg/L。
（2）回收
1.煤气冷却装置岗位操作规程
一、工艺原理
利用高压喷射煤气水洗涤，低压锅炉给水、脱盐水，循环冷却水逐步间歇冷却至37℃。
（3）耐硫变换
工艺原理
一氧化碳和水蒸汽在一定的压力和温度条件下，在催化剂作用下反应，使工艺气体中的CO和H2O（g）发生反应生成H2和CO2，生成二氧化碳和氢气，其反应式为：
CO+H2OCO2+H2+Q△HΘ298=-41.4J/mol
称作粗煤气变换反应，简称为变换反应。
使用催化剂为钴钼系耐硫变换催化剂，催化剂的工作温度在180℃～420℃，热点温度360℃
型号为：
（QDB-04催化剂和QXB-01吸附剂）
变换反应为放热等分子可逆反应。
因此必须保证粗煤气中的含水量，降低反应温度和粗煤气中的含水量都可降低变换气中CO的平衡浓度，若温度高、粗煤气中的含水量少，将不利于变换反应，甚至还可能发生逆变换过程。
在要求变换气中CO含量一定的条件下，保证粗煤气中含水量是很有必要的。
钴钼催化剂中真正的活性组成是COS和MOS2，因煤气中H2S含量较低，在硫化的过程中需要加注CS2来完成硫化，硫化过程的方程式为：
CS2+4H22H2S+CH4△H°298=−240.6KJ/mol
MOO3+2H2S+H2MOS2+3H2O△H°298=−48.1KJ/mol
COO+H2SCOS+H2O△H°298=−13.4KJ/mol
（三）工艺流程简述（以A系列为例，B系列参照A系列）
1、粗煤气流程
来自加压气化装置的粗煤气（181℃、2.88MPa），首先由粗煤气洗涤器B609A01顶部进入后由中部出来，洗涤后的粗煤气（176℃）再进入粗煤气分离器F609A01的中部进行分离，分离器后的粗煤气从F609A01顶部出来，进入F608A01粗煤气分离器中部分离，分离后的粗煤气从F608A01顶部出来进入C608A01气气换热器管程，粗煤气出来后进入F608A02A脱毒槽顶部，从底部出来进入R608A01变换炉顶部，变换气从底部出来进入C608A01气气换热器壳程进行换热，换热后的变换气进入C608A02废锅进行换热（170℃）并入C609A01A预冷器A进口。
事故状态变换气送往全厂火炬管网。
2、变换系统升温硫化流程：
原始开车和大修后的开车，脱毒槽、变换炉中催化剂的升温硫化采用开工加热器加热低压N2来升温，由净化气提供H2，从CS2储槽加入一定量的CS2来进行硫化，催化剂的升温硫化采用气体一次通过法。
3、氮气流程：
来自空分的低压N2送至变换系统，作为变换系统开工热量载体和CS2储槽充压使用。
4、蒸汽流程：
来自动力站的压力0.6MPa、温度158℃的低压蒸汽作为催化剂升温硫化热源，来自煤气冷却预冷器A的低压锅炉给水进入废热锅炉壳程产生的低压蒸汽压力0.6MPa、温度158℃并入低压蒸汽管网。
（4）气化
（一）工艺原理
碎煤加压气化炉是一种自热式、逆流、移动床、加压、固态排渣的气化炉。
煤的气化过程是一个复杂多相物理化学反应过程。
主要是煤中的碳与气化剂，气化剂与生成物，生成物与生成物及碳与生成物之间的反应。
煤气的成分决定于原料种类，气化剂种类及制气过程的条件。
制气过程的条件主要决定于气化炉的构造和原料煤的物理化学性质。
其中煤的灰熔点和粘结性是气化用煤的重要指标。
提高压力的气化方法可以大幅度提高气化炉的生产能力，并能改善煤气的质量。
本装置采用的移动床加压气化是碎煤加压逆流接触、连续气化、固态排渣工艺过程。
气化炉外壁按3.6MPa（g）的压力设计，内壁仅能承受0.15MPa的压差。
操作压力为3.11（g）MPa。
煤在气化炉中的气化过程，可分为五个区：
灰层、燃烧层、气化层、干馏层、干燥和预热层。
（附：
加压气化炉过程简图及碎煤加压气化炉图）
3.净化
（1）氨压缩机
2.1压缩机的工作原理
离心式压缩机是依靠叶轮高速旋转，使气体受到离心力的作用而获得压力能的一种叶轮式旋转机械，工艺气体进入压缩机一级进口蜗壳，流经一级进口导叶，导叶使气体以适当的角度进入每一级叶轮，气体由于离心力从叶轮边高速排至下一级进口导叶与一组隔板形成的通道中，然后气体经回转管通过一个环状通道进入下一级叶轮。
通过隔板的环形通道扩张，气体流速减慢，从而将部分速度能转化成压能。
如此反复经以后各级的压缩达到一定的出口压力，满足工艺用户要求。
2.2透平的工作原理
蒸汽首先经固定管口（喷嘴）将初始的蒸汽压力降低而进行蒸汽膨胀，将热能转变成动力能。
其结果是每个管口都有速度极高的蒸汽喷射发生。
蒸汽直接喷射到叶轮上，由于力的传递，当达到一定足够量时，叶轮便带动主轴旋转。
其工作原理可看成是蒸汽的热能转化成蒸汽的动能，而通过叶轮的作用又将蒸汽的动能转化成主轴的旋转机械能。
（2）低温甲醇洗
2.1工艺原理
2.1.1甲醇选择吸收CO2、H2S的机理：
甲醇吸收CO2、H2S是物理吸收。
即：
利用甲醇溶液对CO2、H2S能进行选择性吸收的特性来脱除粗煤气中的CO2、H2S。
用硬软酸碱理论说明甲醇吸收CO2、H2S的机理：
具有大的电子对接受体的分子叫软酸，具有小的电子对接受体的分子叫硬酸。
具有大的电子对给予体的分子叫软碱，具有小的电子对给予体的分子叫硬碱。
这就是硬软酸碱理论。
按此理论，酸碱反应的基本原则应该为硬亲硬，软亲软，软硬交界不分亲近。
甲醇：
CH3—OH由甲基CH3+和羟基OHˉ二官能团组成的分子，而甲基是—软酸官能团，羟基是—硬碱官能团。
而H2S属于硬酸软碱类，CO2属于硬酸类。
所以甲醇吸收CO2、H2S应是：
CH3OH+CO2+H2S→CH3———OH
∣∣
H—HSCO2
这也反映了甲醇既可吸收CO2，又可吸收H2S之特性。
甲醇对CO2、H2S、COS有高的溶解度，而对H2、CH4、CO等溶解度小，说明甲醇有高的选择性，另一方面表现在对H2S的吸收比对CO2的吸收快好几倍，溶解度前者比后者大，所以可以先吸收CO2，再吸收H2S。
2.2工艺流程叙述
由于低温甲醇洗是四套一样的装置，现已A系列为例作流程叙述：
粗煤气净化包括四个步骤：
（1）在予洗段脱除气态轻油，不饱和的碳氢化合物，和其他较高沸点杂质。
（2）在H2S吸收塔的主洗段脱除H2S。
（3）在CO2吸收塔内脱除CO2
（4）甲醇的再生是通过减压和蒸馏来完成的。
（3）混合制冷
2.1工艺原理
用人工的方法将物料的温度降到低于环境（如大气或天然水）温度的过程称为冷冻或制冷。
目前制冷的方法很多，大体上可以分为两大类，即物理法和化学法。
本工艺流程采用的是物理制冷方法。
（一）物理制冷方法的原理
物理制冷方法的原理为相变制冷，所谓相变是指物质积聚状态的变化，在相变过程中，由于物质分子重新排列和分子运动速度改变就需要吸收或放出热量，这种热量称为相变热。
汽化、熔化、升华均属相变过程，都有热效应产生。
相变制冷就是利用某些物质相变化时的吸热效应使环境达到冷冻目的。
任何液体汽化时都产生吸热效应，因此液体汽化被广泛应用于制冷工业中。
例如：
每公斤液氨蒸发时大约可吸收1300KJ左右的热量，详见下表：
饱和氨蒸汽表
从上表看出，液氨的蒸发温度与压力有关，温度愈低，压力也愈低。
因此可以根据所要求的冷冻温度确定液氨蒸发压力，根据冷冻量即取走的热量确定液氨蒸发量。
液氨蒸发为气氨，从环境吸热，使环境达到冷冻的目的。
在这个过程中只有将氨循环使用，在经济上和工艺上才合理。
气氨变成液氨必须采用冷却的办法，可是蒸发温度低，要把低温下的气氨冷凝成液态，则要求冷却剂的温度要相应提高，当冷凝温度高于冷却水温度后，就可用冷却水来冷却。
如：
把气氨压力提高到16大气压（1.544MPag）后，冷凝温度达40℃，显然可以用冷却水来冷凝气氨，使气氨重新变成液氨，液氨再减压蒸发，如此循环操作进行制冷。
气氨压力的提高途径有两种：
1）由压缩机做功来把气氨压力提高。
2）经溶液吸收后用泵加压送至精馏装置，通过消耗热能，而精馏出高压的气氨。
这一过程称“热压缩机”。
（二）吸收制冷原理
吸收制冷是通过吸收和精馏装置来完成循环过程的。
吸收制冷是利用二元溶液中各组分蒸气压不相同来进行的。
即使用在一定压力下各组分挥发性（或蒸气压）不同的溶液为工质。
以挥发性大的组分为制冷剂，如氨；而以挥发性小的组分为吸收剂，如水。
利用氨水溶液在液氨蒸发压力下吸收氨气，液氨在蒸发器中气化变成气氨达到制冷目的。
氨水二元溶液中，氨易挥发，气化潜能大，用作制冷剂；水的挥发性小，用作吸收剂。
氨吸收制冷循环由冷凝、节流后蒸发、吸收及精馏过程组成。
蒸发后的气氨用稀氨水溶液吸收成浓氨水溶液；然后在发生器中精馏将氨分离，再用冷却水冷凝成液氨，液氨节流减压送至蒸发器供循环使用。
4.甲烷分离
二、工艺流程简述
本装置分为A、B两套生产装置。
LNG大罐、BOG压缩以及冷剂储存为单套。
1.原料气压缩
来自净化装置的原料气进入甲烷分离装置入口凝聚过滤器F616A/B01，压力为2.4MPa，温度为30℃，流量为227574Nm3/h。
设置此过滤器的目的是去除原料气中可能存在的固体杂质和工艺液体。
过滤后的原料气进入到原料气压缩机J616A/B01，压力升高到4.85MPa，温度为112.2℃。
从J616A/B01出来的原料气在压缩机冷却器C616A/B01冷却到35℃，然后被送入到下一工段。
在本装置故障时，原料气可通过旁路直接到下游装置。
2.分子筛干燥脱水、甲醇&脱汞
深冷分离要求分离介质时不含甲醇和水，以免对设备或通道造成冻堵，使工艺流程无法继续并对设备造成损坏，因此设计了干燥脱水系统，确保深冷分离工段不受水和甲醇的影响。
分子筛过滤器前分离器F616A/B02捕获可能从原料气压缩机冷却器携带过来的工艺液体。
原料气进入到处于吸附状态的分子筛干燥器F616A/B03A/B顶部，压力为4.76MPa，温度为35℃。
当原料气经过床层的时候，原料气中的水和甲醇被吸附到床层上。
在任何时候，都是其中一个床层在吸附水和甲醇，另外一个床层处于再生状态，包括加热、冷却和备用，整个脱水干燥循环为24小时，其中12小时为吸附，7.3小时是加热状态，3.7小时是冷却，1.0小时为切换。
利用低压氮气作再生介质，低压氮气通过再生气加热器C616A/B03被8.83MPa高压蒸气加热到约232℃，再生时被加热的再生氮气经过分子筛去除饱和床吸附的水和甲醇，再生气然后从安全位置排放到大气中；在冷却阶段，再生气不再经过加热器，而是从蒸汽加热器C616A03旁路通过,此阶段，冷的干燥氮气从床层流过恢复分子筛的工作温度。
干燥的原料气离开在线分子筛床层，经过粉尘过滤器F616A/B04A/B以脱除吸附剂粉尘或分子筛床层没有捕获的固体杂质，然后原料气进入到脱汞床F616A/B05A/B，把原料气中所含的汞脱除掉，再进入到炭粉过滤器F616A/B06A/B以过滤活性炭粉。
两个脱汞床通常串联运行，除非更换其中一个脱汞床内吸附剂。
处理后的原料气就进入液化单元，过滤器均为2台100％配置。
3.混合冷剂循环
系统主要的冷量由Prico冷剂系统提供，其提供的冷量把原料气冷却到-151℃，并把N2冷剂冷凝到-151℃。
系统所需要的氮冷剂是通过压缩机J616A/B15把分馏塔冷凝器C616A/B12出来的气相氮气压缩到大约2.7MPa后获得的。
Prico设计采用一个简单的闭式冷剂循环回路，在此回路中，冷剂被压缩、部分冷凝、冷却、膨胀，然后在提供冷量的过程中被加热气化并返回冷剂压缩机入口。
冷剂是氮气和碳氢化合物（C1-C5）的混合物，通常遇到的杂质如丁烷或正戊烷不会对操作产生显著的影响。
来自冷箱C616A/B10顶部的低压冷剂在冷剂压缩机J616A/B06的一段被压缩，一段入口温度为27℃，压力为0.163MPa，流量为94049m3/h，一段出口温度为147.8℃，压力为1.55MPa，然后进入冷剂压缩机的段间冷却器C616A/B05冷却到33.3℃。
段间分离罐F616A/B11把气相和液相物流分离开，气相冷剂被导入到冷剂压缩机的二段，二段入口温度为33.3℃，压力为1.49MPa，流量为14368m3/h，二段出口温度为93.5℃，压力为3.35MPa.压缩机J616A/B06二段出来的高压气相冷剂与从段间分离罐F616A/B11通过段间冷剂泵J616A/B08A/B打出的冷剂液体混合，然后在冷剂冷凝器C616A/B06中冷却。
部分冷凝下来的混合物在冷剂出口分离器F616A/B12中进行分离。
来自冷剂出口分离器F616A/B12的高压气相和液相冷剂分别经过各自管路进入冷箱。
气相冷剂在其自身的压力下送入C616A/B10，液相冷剂经过冷剂泵J616A/B09A/B加压送入冷箱。
气相和液相冷剂在主换热器内部再混合。
将高压气相和液相冷剂分开进入冷箱可以确保在其进入换热器芯体时衡稳分配。
高压冷剂向下流经C616A/B10，到达C616A/B10底部时全部冷凝，温度为-151℃，压力为3.26MPa，然后流经J-T阀，压力降到约0.23MPa并导致一些冷剂气化，气化进一步把物流的温度降到约为-159.2℃。
冷的低压冷剂重新进入主换热器冷端，向上流动，带走原料气、氮气和高压冷剂物流的热量。
离开C616A/B10顶部时，其温度为27.8℃，压力为0.19MPa。
来自C616A/B10的低压冷剂进入冷剂吸入罐F616A/B10，然后再到冷剂压缩机J616A
/B06。
低压冷剂离开主换热器的温度要高于其露点，所以其中没有液体。
配置吸入罐F616A/B10是保护压缩机在开机和工艺波动时不受夹带液体影响。
收集的液体不需要排放，在吸入罐底部导入一股来自压缩机出口的热气相冷剂，使其气化回到循环当中，这样避免装置在波动时损失冷剂。
4.甲烷液化和分离
关键的分离步骤在合成气分馏塔E616A/B01完成。
塔顶温度为-172.8℃，经分馏塔冷凝器C616A/B12冷凝至-177.2℃。
为了实现此步骤，需要给分馏塔冷凝器提供低温氮冷剂。
甲烷分馏单元将BV开发的Prico单混合冷剂单循环、氮冷剂循环以及分馏系统高度集成和一体化，既满足对产品纯度的严格要求，又具备高能效。
原料气和氮冷剂均在工艺核心Prico主换热器中进行冷却和冷凝。
经预处理的原料气进入到C616A/B10，温度为35℃，压力为4.69MPa。
主换热器由三个冷箱壳体组成，每个冷箱包括两个钎焊铝芯板翅式换热器。
冷箱内填充珍珠岩/砂保冷材料。
经过预处理的原料气进入C616A/B10，原料气在C616A/B10通道A向下流动，激冷至-82℃，并在主换热器的中间部位引出冷箱，在分馏塔再沸器C616A/B11中加热分馏塔下部集液槽中的液体。
来自分馏塔再沸器C616A/B11的冷原料气，其温度为-113℃，压力为4.65MPa，返回到C616A/B10被进一步冷却至-151℃，压力降至4.62MPa，然后在冷液分离器F616A/B16进行分离。
主换热器C616A/B10顶部旁路通过TV-616A/B308控制到分馏塔再沸器C616A/B11的原料气温度，绕过C616A/B10还有一个旁路通过TV-616A/B291阀控制到冷分离器F616A/B16的原料气温度。
从冷分离器F616A/B16出来的气相物流进入到膨胀/压缩机组J616A/B13的膨胀端，在此由4.62MPa膨胀到约1.2MPa，然后进入到合成气分馏塔E616A/B01上部。
从冷分离器F616A/B16底部出来的液相物流经过节流阀减压到1.21MPa，然后进入合成气分馏塔的下部。
分馏塔E616A/B01将低温原料在塔中分馏，在塔顶获得气态CO/H2馏分塔底获得液态CH4馏分。
塔顶冷凝器C616A/B12把分馏塔顶的CO/H2馏分冷却到-177.2℃，塔顶冷凝器C616A/B12的冷量由氮冷剂系统回路提供。
塔顶冷凝器出口CO/H2馏分在回流罐F616A/B17中分离，液体通过回流泵J616A/B14A/B加压返回合成气分馏塔E616A/B01作为分馏塔回流液。
从回流罐F616A/B17出来的气态CO/H2馏分为冷合成气产品。
冷合成气产品在LNG过冷器C616A/B13中与LNG产品换热升温，LNG产品冷却后进入LNG储罐。
合成气产品经过膨胀/压缩机组J616A/B13的压缩端增压，压力为2.33MPa，温度为-129.8℃，然后进入到C616A/B10进行换热，最后离开装置界区时的压力为2.3MPa，温度约为30℃。
塔底获得LNG产品，温度为-118.6℃。
塔底LNG产品在LNG过冷器C616A/B13中与冷合成气产品换热后被冷却到约-162℃，然后送入LNG储罐储存。
LNG产品量由分馏塔液位控制LV-616A/B301进行调节，其流量为26378Kg/h。
LNG产品流向储罐时，由于压力的降低，LNG产品会发生气化/闪蒸，气相LNG在大罐中会与液体分离开来。
另外，由于LNG热传递的原因（热量会通过LNG储罐传递给大罐中的LNG产品），在储罐中产生BOG，最后通过BOG压缩机J616A18回收。
5.氮循环
氮循环也采用闭式回路设计，以简化工艺。
低压氮在J616A/B15氮压缩机中被压缩，J616A/B15入口氮气流量为3389m3/h，温度为-177.5℃，压力为0.35MPa，出口温度为-90.5℃，压力为2.73MPa，然后在C616A/B10中冷凝至约2.7MPa，-151℃。
高压液氮流经F616A/B18液氮缓冲罐，经J-T阀LV616A/B309减压后进入F616A/B39液氮罐，压力降到0.39MPa，底部液氮温度为-179.9℃。
液氮从F616A/B39底部流向分馏塔冷凝器C616A/B12，然后以热虹吸方式返回至F616A/B39。
来自F616A/B39的气相由氮气吸入罐F616A/B29返回氮压缩机J616A/B15。
6.冷剂补充
本设计提供一套共用的冷剂补充系统来支持双列甲烷分离装置。
对于冷剂补充，氮是由客户（界区外）提供的。
甲烷可以在运行时从LNG产品中获取。
“甲烷补充罐”由用户提供，它可以储存LNG产品或由其它设备引入。
由于原料气中的氧气在闪蒸气中累积，因此，BOG不适合作甲烷补充。
装置原料气中H2/CO含量高，同样也不适合做甲烷补充的“补给源”。
开车时，甲烷补充将用LNG槽车（用户提供）代替。
需要的乙烯、丙烷、异戊烷来自于专用的补充罐F616A20、F616A21、F616A22。
所有冷剂组分均通过冷剂吸入罐F616A/B10的入口管线加载。
各冷剂组分与由压缩机J616A/B06一段出口引来的一小股高压热气体混合，此热气体（吹扫气体）直接旁路至冷剂吸入罐F616A/B10的入口，用来气化乙烯、丙烷和重组分。
另外一小股来自压缩机J616A/B06一段出口的旁路气体引至冷剂吸入罐F616A/B10的底部，用来蒸发重组分冷剂增加产生的残液。
每列都有单独的吹扫气和补充管线，但补充罐是共享的。
在装置维修或冷剂液体过多时，可以在F616A/B19中存放冷剂。
这些冷剂可以根据需要再次加入到系统中，从而可以最大程度地减少冷剂的损失。
每列都有专用的补充罐。
对于Prico®工艺来说，当制冷系统首次装填冷剂后，只需要很少量的冷剂补充，因此，只要求最低量的冷剂储备。
7.BOG回收
来自LNG储罐的气态甲烷，温度-160℃，压力0.006Mpa，流量5096Nm3/h，首先经入口过滤器F616A52，进入BOG进/出口换热器C616A16换热；加热后的气体进入一级进气缓冲器F616A45，经一级压缩到0.23Mpa，70℃，然后进入一级出口缓冲器F616A46A/B、一级水冷器C616A17冷却到40℃；气体进入二级入口缓冲器F616A47，经二级压缩到0.89Mpa，134℃，然后进入二级出口缓冲器F616A48、二级水冷器C616A18冷却到45℃；气体进入三级入口缓冲器F616A49，经三级压缩到2.7Mpa，134℃，然后进入三级出口缓冲器F616A50，并在进/出口换热器C616A16中与入口气体换热，最后在三级水冷器C616A23中冷却到40℃，经出口过滤器F616A52A/B过滤后，回到入口凝聚过滤器F616A/B01。
BOG来源包括二部分：
一是LNG在储罐中储存时由于闪蒸、吸热和物料位移产生的，二是在LNG装车时产生的。
5.醇醚
从精甲醇成品罐区送来的甲醇经加压、汽化、加热到270℃，1.69MPa后进入D410A02及D410A01反应器，在DK-500催化剂的作用下生成二甲醚和水，并放出大量的热量，其反应方程如下：
CH3OH+CH3OH=（CH3）2O+H2O+24.45kJ/mol
然后利用精馏原理将生成的二甲醚与水以及未反应的甲醇进行分离，从而得到二甲醚产品。
6.成品
（1）LNG装车工艺流程
将LNG罐（D17711）内的液化甲烷，经装车泵PM17711A/B，通过装车主管线NHLNG-177001-10″-TA1R76-C和NHLNG-177001-10″-TA1R76-C及各装车臂管线，由各装车臂（L17721A/B/C/D/E/F/G/H/I和L17731）加入LNG槽车。
LNG槽车内的气体通过金属软管，经主管线NHNGAD-177205-6″-TA1R76-C和NHNGAD-177206-6″-TA1R76-C，进入LNG罐（D17711）。
各装车臂残余LNG液体由各回流管，经冷液返回管线NHLNG-177003-3″-TA1R76-C至LNG罐。
液化天然气装置运行期间，以大约111m3/h的流量将LNG连续送至D17711。
灌装站每天连续运行16小时，将LNG装入汽车槽车及特殊容器中。
贮罐内安装有两台液下泵（每台设计能力为320m3/h，与输出容量的100%相适应，一开一备）
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