化工工艺技术说明(化工有限责任公司工艺技术说明和主要设备参数能力情况介绍)

10化工有限责任公司工艺技术说明和主要设备参数、力气状况介绍主要工艺技术说明工程整体规划为60万吨／年甲醇，分两期建成，一期工程甲醇生30/20/年。—、空分装置气预冷系统、分子筛纯化系统、分馏塔系统，仪控系统、电控系统等。〔一〕空气过滤和压缩机级间的热量被中间冷却器中的冷却水带走。〔二〕空气的冷却和纯化MS4201/MS4202可能降低空气温度削减空气中水含量从而降低吸附器的工作负荷，并对空AT4101WT4101N2进展冷却，再经过氨换热器冷却，然后再进入空冷〔三〕分子筛纯化系统由MS4201/MS4202两台分子筛吸附器和SH4201一台双管板蒸汽加热器组成，分子筛吸附器吸附空气中的水份、二氧化碳和一些碳氢化合物，两台分子筛吸附器一台工作，另一台再生。再生气的加热由蒸汽在蒸汽加热器中完成。〔四〕空气的精馏E4001E4004〕冷却变为液体后节流进入下塔。(B4401)的压(E4001)被冷却，经膨胀机(ET4401)膨胀后进入上塔。下塔中的上升气体通过与回流液体接触含氮量增加。所需的回流液氮〔199.99%)经主换热器复热后出冷箱，0.5MPa(A)的氮气送酸性1.1MPa(A)的氮气送煤气化工序；氮气8.4MPa(A)的氮气送煤气化工序。二、煤气扮装置2×100%的煤研磨与枯燥装置设备设计的煤量。添加助剂后，煤被研磨与枯燥。枯燥的热风来自惰性气体发生器，磨150～350。然后，粉煤在CO2压力下经煤加压和进料“锁斗系统”被输送到气化炉烧嘴。气化炉烧嘴共有三个粉煤通道，各粉煤通道可以实现煤的悬浮密度单独测量及流量调整。渣。气化炉是一个安装在压力容器内的一种膜壁反响器。气化炉内的燃烧温度设定为1400～1750℃，4.0MPa(G)，比灰渣流淌温度(FT)高100～150℃。在此温度、压力下，不仅能够保证炉内碳的转化率到达99%，同时，灰渣有比较好的流淌特性。炉内盘管水冷壁可以将粉煤局部燃烧热回保证水的循环倍率把握在一个合理的范围之内。气化炉气化室排出的高温合成气和熔渣经急冷环被水急冷后，沿下降管导入急冷室进水浴，熔渣快速固化，合成气被水饱和。急冷环通入急冷水，此水通过急冷环上均布的孔喷入水环形成分布板后，沿分布板均匀分布，使下降管管壁上形成一层水膜。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，除去剩余的飞灰。产生的灰渣留在1系统定期排出界外。收集在渣池中的渣由锁斗系统排出,并经链式捞渣机使其与水分别后，运至中间渣场。气化各单元工艺流程说明如下：〔一〕磨煤及枯燥单元该单元使用常规的煤研磨及枯燥技术。/石灰石参与到磨煤机内磨成粉状，并由高温惰100～110浓度低)进展的。因而排解了自燃和粉尘爆炸的潜在危急。在设计条件下，8%(体积百分比)。粉煤的颗粒尺寸分布规格和粉煤的水分含量满足以下要求即可：颗粒尺寸≤90μ占90%(重量)；颗粒尺寸≤5μ 占10%(重量)；<2%重量。助燃空气。在开车和停炉期间承受液化石油气进展操作。粉煤和惰性气体是在粉煤袋式过滤器内分别的，粉煤袋式过滤器的性能是通过滤袋上的压降来把握的，粉煤袋式过滤器进展伴热以防止冷凝。10mg/Nm3(湿基)粉煤，通过循环风机循环。收集的粉煤由粉煤旋转卸料阀卸料，由螺旋输送机输送。〔二〕粉煤加压及输送单元该单元承受锁斗来完成粉煤的加压和输送，在一个加料程序中，常压(V-1204)。V-1204内布满粉煤(V-1205)具有一样的压V-1204V-1205压煤斗(V-1205)具有一样的压力且加压煤斗(V-1205)内的煤位降低到足以接收下一批粉煤时，只需翻开煤粉锁斗下部的两个锁斗阀就能将煤从锁斗(V-1204)的料)和气化炉之间要保持恒定的压差。〔三〕气化及合成气洗涤单元粉煤及氧气供给系统渣锁斗系统/水系统来自U-1200单元的粉煤分三路进入气化炉烧嘴的三个煤粉管。氧气经预热器加热后先在混合器内与确定量的蒸汽混合，然后也按确定的配比量进入烧嘴。粉煤及氧气供给系统的作用是依据炉膛燃烧负荷的需要调整粉煤与氧气的比例。在该系统中，粉煤悬浮密度的测量及流量调整由彼此独立的三个调整系统组成，氧气的调整为一路。当炉内燃烧负荷变化时，系统先调整氧气流量，然后再依据计算值调整所需要粉煤流量，最终依据60～120%。气化炉由上段的辐射室和下段的急冷室组成。煤粉在辐射段内高温不COH2。在急冷室，合成气被急冷并被水饱和，熔渣快速固化。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成中，绝大局部快速沉淀并通过渣锁斗系统定期排出界外。速沉降。(C-1301)内浸没在液相中的齿槽管，然后返上升气管，由升气管出来经换向帽进入洗涤塔的中局部别空间。在上述过程中，气体中夹带的悬浮的微量颗粒及夹带的液滴在分别空间沉降于洗涤水中，气体则进入二块冲击式洗涤塔板，被进一步洗涤。被塔板洗涤后的合成气进入塔顶部的旋流板除雾器，分别CO煤中约65%的矿物含量是以熔渣形式离开气化区的。在辐射燃烧室内维持高的气化温度能够保证渣会以液态形式沿着膜壁向下流淌，进入急冷大块的渣由破渣机(H-1301)裂开。粗渣和其它沉降在气化炉急冷室底部的固体由一股循环水输送到锁斗(V-1303)中。相对干净的水从锁斗顶部出来再通过渣锁斗循环泵(P-1304)循环到气化炉急冷室水池。间隔一段时间，30(V-1411)的刮板输送机(Q-1401)。卸料完成后，锁斗在高压灰水作用下再次增压，总的卸料循环过程(降压、卸料、再次注水、增压)时间大约为三分钟。〔四〕渣及灰水处理单元从气化炉急冷室和合成气洗涤塔(C-1301)底部来的灰水在减压后送入高压闪蒸罐(V-1401)。一局部的水闪蒸变成蒸汽，和少量溶解的气体向上流淌。经过灰水加热器(E-1401)、脱盐水加热器(E-1403)和高压闪蒸罐冷凝器(E-1404)冷却后，流到高压闪蒸分别罐(V-1403)。分别下来的冷凝水送到除氧器(V-1408)，没有冷凝的气体和水蒸气送到火炬。(S-1401)。从刮板输送机溢流的水也被送到沉降槽。在沉降槽中参与絮凝剂来促进沉降。在沉降槽安装了一个缓慢移动的沉降槽耙料机(A-1402)来把沉降下来的固体送到底部的出口。在沉降槽底部的固体和水通过沉降槽底流泵(P-1404)送到过滤机。从沉降槽溢流出来的水仅含有格外细小的固体，通过重力作用流到灰水槽(T-1401)。大局部灰水循环送回到工艺过程中。一局部灰水排到废水处理装置，用来把握灰水系统中溶解的固体的累积。这局部排污在离开灰水处理局部前通过废水冷却器(E-1405)来冷却。三、一氧化碳变换甲醇合成反响需要把握合成颖气中(H

-CO)/(CO+CO)在2.05～2 2 22.1HT-LCO和H2含量不符合甲醇合成颖气的要求，需将粗煤气进展CO变换，变换系统承受低水汽比耐硫局部变换工艺。利用，降低系统能耗。3.72MPa(G)，210.5℃的粗煤气，首先进入低压蒸汽发生器，利用粗煤气的热量副产0.4MPa(G)的低压饱和蒸汽，副产的低压饱和低压蒸汽发生器的液位通过调整锅炉给水流量来把握。出，经冷凝液增压泵增压后返回气化单元的洗涤塔循环使用。2HO/气=0.36。2粗煤气随后进入变换炉进料换热器，在此被加热至240℃后，进入变COH2O反响，温度升至385℃后出变换炉去变换炉进料换热器，在此被粗煤气冷345H和CO，反响式2 2为：2 2 2 2 CO+HO→CO+H+QCOS+HO→CO+H2 2 2 2 CO含量约为CO从变换炉出来的变换气温度为419.5℃，压力为3.57Mpa，首先进入中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产4.0MPa的中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽送入界区外中压蒸汽管网。中压蒸汽发生器所需的锅炉水来自经锅炉给水预热器预热至180℃的脱氧水.通过调整锅炉给水流量来把握中压蒸汽发生器的液位.从中压蒸汽发生器出来的变换气进入中压给水预热器，通过加热脱氧水回收变换气中的余热，并使变换气的温度降至约210℃然后进入有机硫水解槽，变换气在有机硫水解槽内催化剂的作用下将气体中的有机硫转化为硫化氢以利于在脱碳单元更简洁将硫脱除。反响式为2 2 COS+HO→CO+H2 2 70℃后，再进变换气水40℃进入变换气分别器进展气液分别，分别液相后约化单元脱氧槽。在脱盐水预热器的脱盐水管线上设置了旁路，通过调整脱盐水的旁路流量来满足离开界区的变换气的温度要求。水预热器加热后返回管网。另外设置了开工电加热器，以满足开车时CO变换催化剂升温存硫化的需要。2低温甲醇脱除硫化物与CO的气体净化工艺技术，是利用甲醇在高压2

SCO

的这一特性，在高压低温条件下吸取，在低2 2压高温存惰性气体气提条件下解吸，为典型物理法脱除酸性气体的净化方法。具有如下主要特点：低温甲醇洗可以同时脱除原料气中的H2S，COS，CO2等多种有害组份，而且净化度很高。HS，COS等硫化物可脱除到0.1ppm以下，CO2 210ppm在不同的吸取段分别选择性吸取某些组份，而在溶液再生时又可以在不同的设备与条件下解吸与回收。甲醇的脱水力气很强，吸取后，净化气根本上不含水分；甲醇的化学稳定性和热稳定性比较好。在使用中不降解，不时的粘度比常温水约大两倍，因此有利于低温下的传递过程；甲醇的沸点较低，但它在低温下的平衡蒸汽压较小。因此，溶剂的损失不大；甲醇的腐蚀性小，不需特别防腐材料，而且甲醇价廉易得。工艺流程如下：来自变换的 a〔G、0℃的变换气在原料气/净化气换热器2 12℃。冷却后的变换气在变换气分别器〔V-2201〕〔V-2201〕分别出的变换气注入一小股来自吸取塔循环进料泵〔P-2201A/S〕的甲醇〔EA-2214〕来的闪蒸气〔CO、H〕集合。集合后的冷变换气在原料气/净化气CO产品换热器〔EA-2202〕CO22 H

S/CO

吸取塔〔C-2201〕下部的预洗段，痕2 23 NHHCN和大局部HS3 的过冷富甲醇溶液吸取。含尘大的预洗甲醇溶液在液位把握下从HS/CO2 2吸取塔〔C-2201〕底部流出在系统压力下经甲醇/水分馏塔换热器〔8进入甲醇〔4H/2〔1〕顶部出来的净化气经原料气2产品换热器2/〔122CO吸取塔〔C-2201〕CO吸取段流出一股富甲醇溶液经吸取塔循环进料222泵〔P-2201A/S〕HS〔EC-2202〕22冷至-34H2

S/CO

22 离器〔V-2201〕分别液体后的变换气中。HS/CO吸取塔22 2部一段下流的甲醇溶液经富 CO甲醇氨冷器〔EC-2203〕冷却后送入塔2〕上部二段，上部二段下流的甲醇溶液经甲醇循环冷却器〔EA-2204〕与来自再吸取塔甲醇/贫甲醇换热器〔EA-2205A/B〕的冷甲

S/CO

〔C-2201〕三段。2 2从HS/CO吸取〔C-2201〕CO吸取段流出含COCOH 并2 2 2 2 222H气。上段闪蒸气从中压闪蒸塔下段中间段进入。来自HS/CO

吸取塔2 2 2

S吸取段的含HS、CO、CO、H

的富甲醇溶液进中压闪2 2 2 2蒸塔〔C-2205〕下段闪蒸，闪蒸气被来自再吸取塔甲醇/贫甲醇换热器2〔EA-2205A/B〕的贫甲醇吸取，吸取后的CO、H气从中压闪蒸塔22〔〕〔G4℃的排出气经闪蒸气压缩机后冷器〔EA-2214〕25℃，一局部送放空总管，一局部经循环压缩，压缩后进闪蒸气压缩机水冷器〔EA-2213〕42℃，再经闪蒸气循环气压缩机出口缓冲罐〔7、闪蒸气压缩机后冷器〔4〕与从中压H的含量。22甲醇溶液经闪蒸甲2与来自中压闪蒸塔〔 〕下段底部的一小股经闪蒸甲醇冷却器〔EA-2215〕冷却至－41℃的含CO、HS富甲醇溶液共同闪蒸出纯度达22 22299％的CO2

气体从塔顶部排出经原料气/净化气CO

产品换热22送放空总管。22、2 222段。再吸取塔〔C-2202〕上段的含少量CO和HS富甲醇溶液流入塔22〔C-2202〕下段。这些富甲醇溶液在塔〔 C-2202〕中经被氮气冷却器〔EA-2207〕预冷后的－49℃氮气提，从塔〔C-2202〕下段顶部排出含部2分CO2

、微量H

S等杂质的气体。杂质气体分两股，一股在氮气冷却器2〔EA-2207〕预热至3℃后去尾气放空，另一股经酸性气/尾气换热器2预热后去尾气放空。再吸取塔〔C-2202〕下段中部由再吸取塔循环泵〔P-2202A/S〕抽出含H2S气分别器2，酸性气分别器〕HS再吸取塔〔C-2202〕下段中下部，以最大程度的富集硫组份；另一股经再吸取塔甲醇贫甲醇换热器〔B、甲醇循环冷却器〔4〕两次换热升温至－42℃回流入再吸取塔〔C-2202〕下段中下部。H2S由－8℃后进热再生塔。低压蒸汽通入热再生塔再沸器〔EC-2204〕加热，产生精馏所需的气体。热再生塔〔C-2203〕顶部出来的富含H2S的气体经热再生塔顶冷凝器〔EA-2209〕冷凝，在回流罐〔〕分别出冷凝液，气相经酸性气再加热器〔0、酸性气/尾气换热器〔B〕两次换热冷却后进酸性气分别器〔，H2S、COSH2S、COS劳斯气体经酸性气再加热器〔EA-2210〕加热升温后送硫回收。酸性气分离器〔〕分出的甲醇溶液流入回流罐〔3，与已有凝液经热塔〔C-2203〕中部充分再生的贫甲醇经H2S/CO2吸取塔进料泵22〔〕富甲醇换热器A～H、再吸取吸取塔再生塔〔C-2203〕中部。22从热再生塔〔C-2203〕底部出来的含水量大的再生后的甲醇溶液经甲/水分馏塔4

S/CO

底2 2加热后的含灰2质、H2

和确定量水份的甲醇溶液参与适量脱盐水后送入甲醇/水分2馏塔〔C-2204〕中部。甲醇/水分馏塔〔C-2204〕底部用低压蒸汽加热的甲醇底部送出的污水经废水冷却器〔EA-2212〕水冷后送污水处理装置。从甲醇/水分馏塔〔C-2204〕顶部出来的颖甲醇蒸汽进热再生塔〔C-2203〕中部。2系统排出的污甲醇回收入地下污甲醇罐〔6，由地下污甲醇泵〔P-2208〕送回系统进一步利用。停车时从系统中倒出的甲醇液和开车时所需的甲醇液存放在颖甲醇罐〔V-2208〕中，由颖甲醇泵〔P-2209〕加压送入系统。工艺条件。五、冰机冰机工艺流程简述如下：〔G℃的气氨经〔AF-2302〕分别出液氨后进入低压级螺杆压缩机组〔1、2，经低压级螺杆压缩机压缩后进入中间冷却器〔1，与来自贮氨器〔1〕的局部液氨混合后降温，在中间冷却器受到另一路液氨的冷却后与来自脱硫脱碳单元的压力为0.395MPa〔G8℃，经氨液分别器〔1〕分别出液氨的氨气在中间冷却器出口混合后进入高压级螺杆压缩机组〔3、4。经高器内与循环冷却水换热后，由气氨变为液氨，进入贮氨器〔1。由蒸发。由贮氨器引出的局部液氨进入中间冷却器与来自低压级螺杆压缩机的换热后经外管网送到脱硫脱碳单元〔工况为－40℃蒸发。网补充的液氨由加氨站补充到由贮氨器出来的液氨管中。低压级螺杆压缩机〔 1、2，以及高压级螺杆压缩机〔K-2303、K-2304〕通过循环冷却水对油冷却器进展冷却。2六、CO压缩22CO压缩工艺流程简述如下：2来自脱硫、脱碳单元压力为〔、温度为0℃的二氧化碳〔K-2421〕一级进气缓冲器，然后进入压缩机一段气缸压缩，经压缩后的气体进入一级排气缓冲器，再入一级冷却器，经冷却降温并分别出冷凝水后，进入二级进气缓冲器，共经过四段压〔G系统。从各级冷却分别器分别出来的水，集合后送至外管网。七、硫回收工艺流程简述：36%)进入酸性气预热器预热。开车正常后，关闭稀释气补充阀门，由低温甲醇洗来的酸性气体〔H2S25.49%〕与经升压后的尾气进入分别器〔V2101〕混合稀释至硫化氢3％〔加热至200℃~220℃，与由界外来的空气在空气预热器〔E2102〕中用中压蒸汽)加热到0℃0℃后混合进入催化氧化反响器〔，空气的流量是由酸性气的流量和分析测定的酸性气含硫量，通过DCS依据化学反响的水换热，把握气包的压力(V2102)来调整反响器气体出口温度保持低温且为气态。然后反响气进入硫冷凝器(E2103)冷却气体并冷凝气体中的硫，硫冷凝器(E2103)的管外产生低压蒸汽，调整蒸汽的压力来调整管程的出口温度，既要使压蒸汽可进展回收利用。气液混合流再进入硫分别器(V2103)，通过分别器顶部〔V2101〕用来稀释原料酸性气部格外送高空排放。催化反响段的主反响为：H2S+1/2SO23/2nSn+H2O+4805kJ/mol催化反响段是在绝热条件下，也可在较高的空速条件下运行，此外催化反S8也有S6，在燃烧反响段主要是S2。事实上，在发生如上主反响外，还有格外简洁的副反响，包括酸性气体中烃类的氧化反响、H2S八、合成气压缩合成气压缩流程简述：〔〔G℃〔K-2411〕一段压缩，经一段压缩后的净化气〔〔G0℃〔1〕冷却后与合成系统来的循环气混合，混合后气体进入合成压缩机循环段压缩，经循环段压缩的净化气〔压力为〔G、温度为℃〕一局部进入防喘震冷却器〔E-2412〕返回一段入口，以保证合成气压缩机的稳定运行，一局部通过外管送至合成系统。九、合成颖气与循环气混合后的合成气，经压缩至6.5MPa后，进中间换热器提温至250℃，然后进入甲醇合成塔进展合成反响，反响生成热经甲醇合成塔管间热水强制循环准时移至塔外，并在塔外汽包中副产～3.82MPa中压蒸汽。反响后的气体约230℃出塔并进中间换热器管程加热入塔气，40℃，冷却后的气体在甲醇分别器分别出液态粗甲醇，分别后的气体大局部作为循环气补回系统，少局部作为弛放气送作燃0.4MPa闪蒸气送至燃料气管网作燃料。一局部循环气作为弛放气排出系统以调整合成循环圈内的惰性气体含量。粗甲醇从甲醇分别器底部排出，经甲醇闪蒸槽减压释放出溶解气后送甲醇精馏装置。国产化甲醇合成流程具有以下特点：工艺技术成熟，流程简洁，生产操作便利； 反响器由于管外装填催化剂，触媒装填系数高，60万吨装置规模仅需一台水冷反响器，投资比目前Lurgi公司提出的气冷－水冷联合反响器更低承受管内热水强制循环移增加热水的循环倍率可增加传热效果，从而有利于降低循环气量、中压蒸汽，蒸汽品位高。十、氢回收工序的分压差为推动力，通过溶解—集中—解析等步骤，产生组分间传递率的差异而实现气体分别的目的。收率和有效组分回收率略高于变压吸附法，虽然产品纯度比变压吸附法略差，但产品氢气纯度已能满足本工程要求，因此本工程甲醇弛放气回收氢承受膜分别法。工艺流程说明涤，洗涤塔底部出来的稀甲醇液去合成工序闪蒸槽，顶部气体经分别器分别75℃后进入膜分别器。在膜两侧气体组分分压差的驱动下，弛放气中的H

等气体选择性通过膜壁，在膜分别器低2 23.25MPa40℃后去合成气压缩机，十一、精馏精馏工段工艺流程简述如下：过程。〔SS〕送入粗甲醇预热器〔1，与来自常压精馏塔〔C-2603〕塔釜废水换热升温至55℃送入预精馏塔〔C-2601〕的进料口。为了保护防止精甲醇中的酸性物腐蚀设备，将配制好的稀碱液由碱入粗甲醇预热器〔1H84840、36、32常从第40块塔板进料。预精馏塔塔釜温度把握在81℃左右，塔顶温度把握〔G1℃的低压饱和蒸汽。从预精馏塔顶部出来的轻组份、水蒸汽及甲醇气，经过预塔回流冷凝塔回流泵〔S〕加压后送入预精馏塔〔1。出预塔回流冷凝器〔E-2602〕的不凝气和大局部二甲醚等低沸点杂质及少量甲醇蒸汽经压力调整阀送预塔放空水封〔V-2611〕后，再送放空总管高点放空。从预精馏塔塔底出来的粗甲醇由加压塔给料泵〔P-2603A/S〕送至加127℃，塔顶温度把握在121℃左右。加压塔再沸器〔E-2604〕用来自管网的压力为〔G来的气相组分送冷凝器/再沸器〔E-2606〕与常压塔〔C-2603〕塔釜液相换热降温后送加压塔回流槽〔3，槽内不凝气经减压阀组送常压塔回流冷凝器〔8。加压塔回流槽〔3〕内液体一局部经加压塔回流泵〔P-2604A/S〕送回加压精馏塔塔顶，另一局部送加压塔精甲醇冷却器〔〕经循环水冷却后进入精甲醇计量槽〔S。加压精馏塔〔C-2602〕塔底的粗甲醇液相通过自身压力进入常压塔〔C-2603〕的进料口，常压精馏塔塔釜温度把握在94.8℃，塔顶温度把握在56.9℃左右，冷凝器/再沸器〔E-2606〕的热源由加压精馏塔塔顶气冷凝供给，并另设一台常压塔再沸器〔E-2607〕作为常压塔的关心热源，用0.4MPa〔G〕的低压蒸汽供给。把握，再经过常压塔放空水封〔V-2613〕放空。产品甲醇从常压精馏塔上部采出，在产品甲醇冷却器〔E-2610〕中被℃后，送往精甲醇计量槽〔S，然后用精甲醇泵〔P-2606A/S〕送往甲醇罐区。〔即杂醇油〕7、8、10、1214块塔板上设有杂醇油采出口。采出的杂醇油经杂醇油冷却器〔〕用循环冷却水冷却至0℃后进入杂醇油槽，然后经〔P-2610〕送至杂醇油回收系统另作处理。由常压精馏塔〔C-2603〕塔底出来的塔底水含有少量甲醇，温度T＝℃、压力＝〔G〔A，经过预塔粗甲醇预热器1〕50℃后，由化学污水管道送至全厂污水处理站。十二、罐区水工序。十三、二甲醚装置(40℃，0.10MPa)，进入甲醇缓冲罐然后经加压泵加压，输送至甲醇闪蒸槽进展汽化，汽化后的甲醇通过进出气换热DME水生成二甲醚，伴随着还有格外微量的副产品。从反响器中出来的粗二甲醚先后经进出气换热器、甲醇预热器、粗二DMEDME不凝气为未反响的气体和不反响的惰性气体以及在二甲醚合成反响中生成的副产气体等，可作为燃料气送出界区燃料气储罐储存。产品送往成品罐区贮存待售。50～110％范围内操作。/水分别塔，进展分别处理，塔底废水送污水处理装置，塔顶甲醇塔循环使用。公用工程：一、净水站水工艺流程图1200T/h,承受的