甲醇联产8万kW发电项目技术方案.docx

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甲醇联产8万kW发电项目技术方案

******公司12万吨/年甲醇联产8万kW发电项目可行性研究报告

4工艺技术方案

4.1工艺技术方案的选择

本项目是以高硫烟煤为原料，生产12万吨/年甲醇联产8万kW发电的工程。

煤气化采用国内新开发的，目前已通过国家验证的新型水煤浆气化技术，并新建空分装置提供气化用氧气和净化氮气。

变换采用耐硫变换，NHD脱硫脱碳，脱碳后气体送入甲醇压缩、合成、精馏产生12万吨/年甲醇，甲醇合成采用先进的绝热等温型合成塔技术，精馏采用了三塔精馏流程。

硫回收采用claus+还原—吸收工艺，回收率高，既减少了设备，降低了投资，又保证了环保排放要求。

新建冷冻站为NHD脱硫脱碳装置提供冷量，冷冻站采用氨吸收制冷，既节省电耗，有效利用变换废热降低投资，又运行安全可靠。

4.1.1原料路线确定的原则和依据

*******矿区煤炭地质储量为40亿吨。

可采储量为21.8亿吨，其中含硫3~4%的高硫煤约7.87亿吨，约占1/3以上。

*******矿区周边的地方煤矿可采储量3.589亿吨，其中高硫煤为2.553亿吨，约占2/3以上。

*******与地方煤矿共有可采储量25.389亿吨，其中高硫煤10.423亿吨，约占40%以上。

随着低硫煤多年的开采，估计目前该区域高硫煤可采储量已占全区的50%。

因此，高硫煤的利用，直接影响着*******今后的发展和经济效益的进一步提高。

最近国务院国函[1998]5号文“关于酸雨控制区和二氧化硫污染控制区有关问题的批复”中，对2000年及2010年全国二氧化硫排放量、酸雨区的控制、高硫煤的洁净利用、发电厂的洁净工艺等都提出了明确的要求。

4.1.2空分装置方案的确定

本装置生产氧气作为水煤浆气化用气，生产的低压氮气用于NHD溶液气提用氮气，并提供各工序所需公用氮气。

为了适应气化工段的操作特点，本着节约投资的原则，本装置采用由空气压缩机和空气增压机组成的单系列空气压缩增压机组，装置的操作负荷可在75%~105%内变化。

空气压缩机和增压机采用汽轮机驱动，根据全厂蒸汽平衡，采用全凝式汽轮机。

空分工艺按供氧方式主要分为内压缩工艺和外压缩工艺。

空气中的碳氢化合物在液氧和富氧液体中积聚至一定浓度将可能引起爆炸，为了防止这一危险，本装置采用高效的分子筛吸附前端处理技术和目前国际上先进可靠的液氧泵内压缩流程。

该工艺流程对阻止碳氢化合物在主冷积聚采取了双重措施：

首先空气中大部分碳氢化合物在吸附器中被吸附，而少量进入冷箱的碳氢化合物也随着液氧的气化而被带出冷箱，防止了碳氢化合物在主冷内的积聚。

同时内压缩流程工艺取消了有一定操作危险的氧气压缩机，提高了装置的安全性和可靠性。

本装置采用先进的DCS系统控制，根据不同的操作条件和产量要求，该工艺能优化装置的运行状况，在设置产量的情况下，本装置能自动调节使各单元始终在最佳和最经济点运行，以达到节能的目的。

本装置的空分精馏塔采用规整填料，降低了塔的阻力，从而减少了装置的能量消耗。

本次设计采用杭氧液空有限公司的法液空技术。

本装置所需冷量是通过透平膨胀机膨胀低温增压空气来获得。

透平膨胀机的制动通过透平增压机来实现。

为了防止杂质聚积带来危害，本装置在工艺上采取了双重保险措施：

（1）用分子筛吸附除去空气中大部分的危险杂质

（2）采用内压缩流程通过从冷凝蒸发器连续排放液氧来减少主冷凝蒸发器中杂质的聚积

装置正常运行时所需的仪表空气和解冻除霜用的干燥空气从分子筛吸附器的出口抽出后送至：

—仪表空气管网（空分装置内）

—透平膨胀机，用于局部解冻

—排液蒸发器，用于低温残液的蒸发

4.1.3气化装置方案的确定

（1）气化方法

目前世界上以煤为原料的工业化的技术较先进的气化方法有新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法、德士古水煤浆加压气化法、鲁奇固定层加压气化法。

现分别介绍如下：

a、鲁奇固定层加压气化法

鲁奇固定层加压气化法对煤质要求高，只能用小块煤。

产品气中含甲烷较高，不宜做为合成氨及甲醇的原料气，适宜于生产城市煤气，且三废处理困难。

b、德士古水煤浆加压气化法

德士古水煤浆加压气化法是当前世界上发展较快的第二代煤气化方法，其特点是该工艺对煤的适应范围较宽，可利用粉煤，单台气化炉生产能力较大，气化操作温度高，碳转化率可达96~98%，煤气质量好，有效气成份（CO+H2）高达80%左右，甲烷含量低，不产生焦油、萘、酚等污染物，炉灰渣可以用作水泥的原料和建筑材料，三废处理简单，易于达到环境保护的要求，生产控制水平高，易于实现过程自动化及计算机控制。

c、新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法

新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法是在德士古水煤浆加压气化法的基础上，由*******鲁化厂、华东理工大学及天辰化学工程公司联合开发的，经过中试开车考核，各项工艺指标均优于德士古气化装置。

中试装置主要指标为：

有效气成分：

CO+H2：

~83%

碳转化率：

>98%

比氧耗：

~380Nm3O2/1000Nm3（CO+H2）

比煤耗：

~550kg煤/1000Nm3（CO+H2）

新型水煤浆气化炉装置具有开车方便、操作灵活、投煤负荷增减自如的特点，尤其是新型水煤浆气化炉装置可灵活的停下一对烧嘴另一对烧嘴可继续工作，气化炉以半负荷运转这一特点应用前途非常广阔。

德士古水煤浆加压气化技术是成熟可靠的，已成功地用于大型气化装置。

鲁南化肥厂和上海焦化总厂三联供等工程的顺利投产，为我们国内掌握德士古气化技术打下了良好的基础，并提供了丰富的经验。

实践证明，掌握了德士古气化技术，对新型水煤浆气化技术的掌握也具备了一定的条件；另外，该项技术也是*******所拥有的专有技术，采用此项技术，不需要再付专利费用。

因此，无论从设计、设备制造、施工和生产经验等各方面，我国都已具备建设新型水煤浆加压气化装置的条件，因此，我们推荐*******采用新型水煤浆气化技术。

（2）气化流程

新型水煤浆气化法采用激冷流程。

激冷流程的生产流程简单、投资省，粗煤气中可达到较高的水气比，能满足一氧化碳变换的要求，故适用于生产甲醇。

本项目最终产品主要是生产甲醇并联产发电，在生产过程中必须维持一定的水气比以满足一氧化碳变换的需要，因此，采用激冷流程。

（3）气化压力

目前世界上已投产的工业化的水煤浆加压气化装置的操作压力有两档。

UBE、SAR、CW、上海三联供各装置的气化压力为3.7~4.0MPa，煤气分别用于制氨、甲醇、含氧化学品的联合循环发电；TEC和渭河化肥厂的气化压力为6.37MPa，煤气用于制氨和甲醇。

针对本厂具体情况，考虑节省投资，推荐气化操作压力为4.0MPa（表）。

（4）气化炉的尺寸和台数

关于气化炉的炉型尺寸，采用华东理工大学提供的日处理1000吨干煤的φ3400新型气化炉一台，完全可以满足12万吨/年甲醇和8万kW联合循环发电机组的用气量，装置布置上考虑预留一台炉子。

4.1.4净化工艺方案确定

（1）变换

由新型水煤浆气化来的水煤气具有压力高、温度高、水气比高、含硫高、含碳高等特点，结合新型气化工艺节能特点，选择变换工艺时，煤气不应该先冷却脱硫，而是直接进行有机硫水解并用耐硫变换触媒，在高含硫量的条件下进行CO变换反应，这样避免了气体先冷却进湿法脱硫然后气体升温进变换的旧工艺中的冷热病，减少了换热设备，简化了流程，节省了变换用的工艺蒸汽，降低了能耗。

采用耐硫变换流程，一次可将部分原料煤气中的CO变换至出口含量4%（干），同时COS在有机硫水解槽发生水解反应，转化为无机硫（H2S），使脱硫工序能够达到工艺要求。

（2）酸性气体（H2S、CO2）脱除工艺

煤气经耐硫变换后得到含CO2、H2S都高的变换气，用传统的ADA脱硫，热钾碱脱碳的方法，虽然有技术成熟，实际经验多的优点，但高酸性气势必造成消耗大、能耗高，产生硫堵及腐蚀的后果。

低温甲醇洗法可以消除以上不利后果，但流程复杂，投资高，低温设备材料较难解决。

NHD脱硫脱碳是八十年代后期开发的新净化工艺，该工艺在常温下操作（-5~24℃），尤其是在3.5MPa压力下，对H2S、CO2选择吸收能力较强，适用于对H2S、CO2含量高的变换气净化，溶液挥发性小，无毒、无腐蚀，该工艺具有能耗低、消耗低、成本低的优点，近年来在许多中小型化肥厂中得到成功的应用。

因NHD脱硫脱碳是物理吸收，不同的压力对工艺技术的经济性影响较大。

通过最优化计算结果如下表：

压力

相对费用

投资

操作费用

管理费用

合计

1.72MPa

1.27

1.07

1.16

3.51

3.43MPa

1.00

1.00

1.00

3.00

6.86MPa

1.09

1.20

1.16

3.45

10.3MPa

1.35

1.39

1.37

4.11

从上表中可以看出，在3.43MPa压力下，NHD脱硫脱碳各项费用最少，所以新型气化炉水煤浆气化压力为4.0MPa左右时，净化采用NHD脱硫脱碳工艺最为经济。

（3）硫回收工艺

本工程脱硫工段送来的酸性气中H2S转化为硫采用两级Claus+还原—吸收尾气处理的硫回收工艺。

目前，用于酸性气硫磺回收有Claus和Clinsulf两种工艺。

Clinsulf工艺要求酸性气中H2S浓度1~7%，反应机理与Claus工艺相同，但反应在200~350℃下进行，优点是设备少，流程简单，同时可简化净化脱硫工段的流程，可在不浓缩的双塔流程中把酸性气送到硫回收工段，缺点是因有专利费和基础设计费，投资较高。

Claus硫回收要求酸性气浓度大于25%，H2S燃烧反应在1150~1300℃下进行，高温设备较多，流程比Clinsulf工艺复杂，但因国内技术比较成熟，且*******甲醇工程酸性气浓度为30%左右，并有多年的Claus硫回收的操作经验，所以本工程选用Claus硫回收工艺。

设计和操作适当的Claus硫回收装置，即使使用最佳化再热方法和四级转化器，由于受到这个方法所依据的化学反应平衡关系的阻碍，硫回收率仅93~97%，尾气中硫含量高达1~2%（二氧化硫和硫化氢），比允许排放标准高约100倍。

如果直接燃烧排放，既浪费了大量硫资源，也污染了环境，因此，必须对尾气进一步净化利用。

Claus尾气净化有30多种工艺流程，大致分为四类：

（1）低温Claus工艺（Sulfreen、CBA法等）；

（2）还原-吸收工艺（例如Scot尾气处理工艺）；（3）选择性直接催化氧化工艺（Superclaus、Selectox）；（4）氧化-吸收工艺。

其中，应用较广的是Scot和Superclaus工艺。

还原—吸收尾气处理工艺脱硫效率高，Claus+还原—吸收尾气处理工艺总硫回收率高达99.9%，净化后的尾气中H2S0.3~0.75mg/L，SO2含量0.57mg/L，可达排放标准。

还原—吸收尾气处理工艺操作弹性大，工艺可靠，设备简单。

自从1972年第一套还原—吸收装置在工业上应用以来，现在已有许多套这样的装置在运行。

我国****齐鲁石化总公司炼油厂于1982年建成我国第一套还原—吸收脱硫装置。

国内已有多套还原—吸收尾气处理装置，技术比较成熟，因此，本工程采用还原—吸收尾气处理工艺。

4.1.5甲醇装置方案的确定

4.1.5.1甲醇合成

本装置采用国际上先进的低压甲醇合成技术，合成塔采用华东理工大学专利技术——绝热等温甲醇合成反应器。

4.1.5.2甲醇精馏

甲醇精馏采用节能型三塔精馏。

浮阀塔体积大、塔高度高，操作弹性小；规整填料塔塔径可以比浮阀塔缩小1/3到一半，塔高降低1/3，而且完全能够满足45%~115%的操作弹性变化，同时消耗也降低,所以本项目采用规整填料塔。

规整填料塔不足之处是一次性投资较高。

4.1.6氨吸收制冷

以氨为制冷介质的制冷方法有氨吸收制冷和氨压缩制冷两种方法。

压缩制冷主要是消耗电能或中压蒸汽，而吸收制冷主要消耗是低位能余热。

氨吸收制冷总能耗虽比压缩制冷能耗稍高。

但其有效利用了变换工段低位热能，同时节省了变换工段大量的冷却水，因此该方法比压缩制冷要经济得多。

另外：

氨吸收制冷具有：

（1）设备简单，除氨水泵均为静止设备，可露天安装，维修工作量小。

（2）操作弹性大，可在设计负荷30~115%范围操作。

二、原材料及产品的主要技术规格

1、进工段的气氨为-15℃，压力为0.22MPa

2、出工段的液氨

（1）17℃1.7MPa（A）纯度99.8%

4.1.7发电方案的确定

本项目采用的是以煤气为源头的化工—发电联产系统，发电部分是以中热值煤气为燃料的燃气—蒸汽联合循环系统。

煤气联合循环发电是高效洁净煤利用技术，它在充分利用高硫煤后仍保持非常低的污染，而且可以获得高的热利用效率，低的发电成本和少的用水量。

总之，在煤炭利用技术上，化工—发电联产系统具有明显的优势，是近几年来，国际上快速发展的一项新技术。

发电组成单元如下：

1、1台燃气轮机是选用南京汽轮机厂生产的6B机组，原烧天然气功率为36000kW，改烧中热值合成气可达到41000kW，压比12，燃气轮机进口温度1120℃，流量46831Nm3/h，排气温度565℃，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。

2、1台余热锅炉选用杭州锅炉厂生产的Q370/579-74-3.82/435，蒸汽压力3.82MPa，蒸汽过热温度435℃，蒸汽量78t/h。

3、1台蒸汽轮机选用上海汽轮机厂生产的N25-3.43-8凝汽式汽轮机，蒸汽压力3.43MPa，蒸汽过热温度435℃，排气压力5.84kPa，额定功率25000kW，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。

4、1台膨胀轮机选用3.55MPa（净化后合成气压力），膨胀到1.216MPa（燃气轮机燃烧室进口压力），功率1370kW，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。

5、1台蒸汽轮机选用上海汽轮机厂生产的C12-3.43/0.981型汽轮机，蒸汽压力3.43MPa，蒸汽过热温度435℃，排气压力3.95kPa，额定功率12000kW，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。

根据发电部分和化工可利用热量综合计算后，本系统可达到以下指标：

1、燃气—蒸汽联合循环发电系统发电量62.29MW，发电效率38%；其中燃气轮机发电41MW，蒸汽轮机发电25MW，膨胀轮机发电1.37MW。

2、管网补充蒸汽发电系统发电量12MW，发电效率26%。

3、系统总发电量79.37MW。

4.1.8进口设备说明

本工程需引进的设备如下：

（1）空分装置中的高低压组合换热器、带增压机的低温透平膨胀机、低温泵、低温阀门和气体调节阀及主要仪表，DCS系统和分析仪表等部分设备及材料，约需外汇598万美元。

（2）气化装置中的2台煤浆给料泵等部分设备材料、关键仪表阀门及总控制室DCS系统。

约需外汇215万美元。

4.2工艺流程和消耗定额

4.2.1全厂总工艺流程图及装置工艺流程说明

4.2.1.1全厂总工艺流程图和物料平衡表

4.2.1.2空分装置工艺流程简述

空分装置组成：

生产装置由空气的过滤和压缩、预冷和前端净化、冷量制取和空气精馏等工序组成。

生产辅助设施包括生产办公室、主控制室、机器控制室、电气室、变压器室、钳工室、分析间和气瓶室等。

（1）压缩、预冷和前端净化

从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.6MPa（G）进入空气压缩机后冷器，经循环水冷却后进入空冷塔。

压缩后的空气在空冷塔中与低温水直接接触冷却后进入空气纯化器。

该低温水先在水冷塔中被出冷箱的污氮降温，再经冷冻水泵送入氨换热器冷却至约10℃后进入空冷塔进行使用。

空冷塔为填料塔，顶部设有除雾器。

从空冷塔出口出来的约14℃的空气通过由两台充填氧化铝和分子筛的空气纯化器所组成的一个吸附水、二氧化碳和碳氢化合物的吸附系统。

这两台空气纯化器交替运行：

当一台在运行的时候，另一台被来自冷箱的污氮再生。

在吸附剂加热再生阶段，常规再生时，污氮气在一再生加热器中用蒸汽加热至约150℃后送到吸附器；必要时可用蒸汽加热器和特殊再生加热器加热至290℃进行特殊再生。

（2）空气精馏

净化后的空气主气流直接进入冷箱，这部分气体先在主换热器的低压部分与从上塔即脱氮塔出来的气态产品进行对流热交换而冷却至接近于露点。

这股气流然后进入下塔即中压塔底部作首次分离。

上升气体和下降液体接触后氮的含量升高。

所需回流液来自中压精馏塔顶部的主冷凝蒸发器，在此低压塔底部的液氧蒸发，中压塔顶部的氮气冷凝得到液氮。

另一部分净化空气送入透平增压机经压缩增压至0.8MPa（G）后进入冷箱，在主换热器中冷却，然后经透平膨胀机膨胀后进入低压精馏塔。

其余的净化空气进入空气增压机中压缩至约7MPa（G），并经空气增压机后冷器冷却后进入冷箱的主换热器的高压部分冷却，从空气增压机出来的空气经一膨胀阀的膨胀作为液体回流液进入中压塔。

这股高压空气在主换热器中与精馏塔出来的高压液氧换热，使液氧气化成气体产品。

从上到下，中压精馏塔产出如下产品：

·纯液氮回流液

·低纯氮回流液

·含38%~40%氧的“富氧液空”

低纯氮回流液在过冷器中过冷后，用作低压精馏塔的回流液。

富氧液空在过冷器中被过冷后送入上塔参与精馏，纯液氮在过冷器中过冷后送入纯氮塔作回流液。

过冷器的冷源为来自纯氮塔的纯氮气和来自低压塔的污氮气。

低压塔（T6704）产生如下产品：

·底部产生液氧

·顶部产生污氮

从低压塔的底部抽出液氧。

液氧通过高压液氧泵增压至6.42MPa（G）后进入主换热器，在其中被气化并复热至大气温度作为产品高压氧气送出。

顶部的污氮送入过冷器以过冷来自中压精馏塔的液体，然后进入主换热器复热至大气温度，然后分成两路，其中一路用于对空气纯化器中的分子筛进行再生，另一股进入水冷塔用于冷冻水的降温。

纯氮塔顶部得到高纯度低压氮气。

该气氮送入过冷器以过冷来自中压塔的液体，然后进入主换热器复热至大气温度，一部分再送入鼓风机中压缩至0.03MPa（G）后作为产品低压氮气送往净化车间。

另一部分送往老厂氮气压缩机加压到2.5MPa后，送回氮气球罐缓冲后作全厂公用氮气。

4.2.1.3气化装置工艺流程简述

粉煤从贮料槽送出，经称量给料机计量进入煤磨机，与一定的水混合磨成一定粒度分布的约65（wt）%浓度的煤浆。

煤浆经煤磨机出口滚筒筛去除大颗粒，合格的煤浆进入煤磨机出料槽由煤磨机出料槽泵打至煤浆槽，再分别经2台高压煤浆泵升压至7.0MPa进入两两对置工艺烧嘴。

从外管引来的高压氧气，分为两股进行气化炉安全控制后分四股等量进入两两对置工艺烧嘴。

煤浆和氧气在气化炉内在4.0MPa，1350℃的反应条件下生产煤气，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，激冷后的粗煤气在混合器中与黑水混合后再经旋风分离器和洗涤塔二级洗涤除尘，温度约216℃，压力3.6MPa（G）、水蒸汽/干气约1.4送至变换工序。

熔渣被激冷固化后，由激冷室底部进入破渣机，将大块渣破碎，破碎以后的渣进入锁斗，定期排放渣池，再由渣池中的捞渣机，将粒化渣从渣池中捞出装车外运。

含细渣的水由渣池泵送至真空闪蒸罐。

由洗涤塔排出的洗涤水经洗涤塔循环泵后分成三路，一路去混合器做为洗涤水；一路去气化炉的激冷室做为激冷水，另一路作为洗涤塔循环水。

出气化炉，洗涤塔，旋风分离器的黑水减压后进入蒸发热水塔下部，闪蒸水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入真空闪蒸罐进一步闪蒸，经两级闪蒸后的黑水，经沉降槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约20%，由沉降槽底部排出，经沉降槽底流泵送界区外沉降处理。

沉降槽上部溢流清液自流至灰水槽，灰水槽中的灰水经低压灰水泵后分成几部分，一部分锁斗冲洗水冷却器冷却后，送至锁斗冲洗水罐做为锁斗的冲洗水，另一部分送至蒸发热水塔上部，其它送去渣池及废水处理。

蒸发热水塔下部的闪蒸气进入热水部上部直接与灰水换热冷凝后，再经中压闪蒸罐顶最终冷凝器用水冷却后，进入酸性气分离罐，分离后的气体去火炬放空，分离后的冷凝液返回灰水槽使用。

在蒸发热水塔加热的灰水经高温热水泵进入洗涤塔做为系统补充水循环使用。

洗涤塔不足的洗涤水由变换来的工艺冷凝液和脱盐水补充。

真空闪蒸罐顶的闪蒸气经真空闪蒸冷凝器用水冷却后，送至真空闪蒸分离罐，分离后的气体经真空泵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入灰水槽使用。

4.2.1.4净化装置工艺流程简述

（1）变换

由气化送来的压力3.8MPa（A），温度216℃，汽气比约为1.40半水煤气经煤气水分离器（V1）先分离掉由气化工段带来的固体颗粒及冷凝液，而后进入变换换热器（E1）温度升高至240℃，再经预变换炉（R1）除去微小颗粒后进入有机硫水解槽将气体中的有机硫转化成易脱除的无机硫（H2S）。

然后气体分为三股：

第一股气体（约占总量的49％）（下称为发电气），进入低压废热锅炉（E2B）产生0.4MPa（G）的低压饱和蒸汽，再进入第一水分离器（V2B）分离出冷凝液后去NHD脱硫煮沸器及氨吸收制冷蒸馏塔再沸器，分离出冷凝液后依次进入锅炉给水加热器（E4B）脱盐水加热器（E5B）水冷却器（E6B）分离出冷凝水后温度降至40oC后去脱硫脱碳系统，最后去发电系统。

第二股气体（约占总量的24%）进入变换炉（R3），变换炉分上下两段，炉内装有两段耐硫变换触媒，出变换炉气体CO含量为4%（干），温度为413℃左右，进入中压废热锅炉（E2），生产2.5MPa（A）中压蒸汽送出本工段，使变换气温度降至240℃，与第三股气体（约占总量的27%）混合，混合气体进入低压废热锅炉（E4A），生产0.4MPa（A）低压蒸汽，经第一分离器（V1A）分离出冷凝液后去NHD脱硫煮沸器及氨吸收制冷蒸馏塔再沸器，分离出冷凝液后依次进入锅炉给水加热器（E4A）脱盐水加热器（E5A）水冷却器（E6A）分离出冷凝后温度降至40oC后去脱硫脱碳系统，最后去甲醇合成。

第二水分离器（V3A）后设置在线分析用以调节第三股气体的流量，使出第二水分离器出口气体中CO含量约为19％（干基）。

各分离器分离出的冷凝液（含NHD及氨吸收制冷工段来自的冷凝液）分二股进入冷凝液闪蒸塔（T1），冷凝液闪蒸塔分三部分：

底部为闪蒸槽，中部为填料段，顶部为冷凝器，冷凝液闪蒸塔的压力为0.3MPa（A）。

第二水分离器（V3A/B）来的冷凝液混合后温度为40℃进入冷凝液闪蒸塔的填料上部，其余为混合为第二股冷凝液温度约为175℃进入冷凝液闪蒸塔下部闪蒸段。

冷凝液闪蒸塔底排出的冷凝液经泵（P1A/B）送至气化工段，经冷凝器冷凝至50℃塔顶排出的解析气送至净化火炬系统焚烧。

脱盐水站来的脱盐水进入脱盐水加热器（E5A/B）与变换气换热温度升至95℃，一部分送锅炉房，另一部分进入除氧器（V5）脱氧，除氧槽用本工段产生的低压蒸汽吹入脱氧槽，脱氧后的脱氧水经泵（P3A/B）送出至锅炉给水加热器（E4A/B），一部分经中压锅炉给水泵（P2A/B）送至中压废热锅炉（E2），生产2.5MPa（A）中压蒸汽；另一部分直接送至低压废热锅炉（E3A/B）产生0.5MPa（A）的蒸汽。

触媒的升温、硫化在0.15MPa（A）下进行，氮气由氮气循环风机送入电加热炉（Y1），升温至预定温度后去开工管线，加热催化剂床层。

从各设备返回的氮气经氮气冷却器（E7）降温至40℃，氮气水分离器（V6）分离出水后进入氮气循环风机循环使用。

耐硫变换触媒所用的CS2是利用带压氮气通入二硫化碳储槽（V4）加压，二硫化碳液体经计量进入循环氮气管道，在热氮气中加入CS2，控制其含量来进行的。

（2）NHD脱硫脱碳

从变换工段来的水煤气被从水煤气脱硫塔顶部出来的气体冷却到13℃，进入水煤气脱硫塔，与NHD溶液逆向接触，除去气体中的H2S，然后从水煤气脱硫塔顶出来，和水煤气换热后去发电