-21.77℃，经变换气分离器（D401）分离出甲醇水溶液后进入变换气甲醇吸收塔（T401）底部。 （b） 变换气脱硫脱碳
在T401下塔，上升气体与自上而下的含饱和CO2的低温甲醇液逆流接触，并在这一过程中将气体中的H2S脱除到0.1×10%以下，然后气体继续上升至T401的上塔，经T401上塔的初洗段及主洗段，与向下流动的甲醇溶液逆流接触，在此将气体中绝大部分的CO2脱除掉，气体最后经T401上塔的精洗段与来自甲醇贫液冷却器Ⅳ（E409）的-49.55℃甲醇贫液逆流接触，使气体中的CO2、H2S及COS均脱除到控制指标之内：CO2含量约3.4mol%左右，视合成生产作适当调整，H2S＋COS≤0.1×10-4%。
从T401顶部出来的净化气中的CO2含量用进入顶部的低温甲醇贫液流量（FC4014）及控制进入上塔初洗段甲醇量的旁路（HIC4010）来进行控制，而净化气中的H2S＋COS含量则用入T401下塔的甲醇量（FC4006）来进行控制。T401顶部出来的净化气温度为-35.91℃分为两路分别进入甲醇CO2富液冷却器Ⅰ（E404）壳程及甲醇H2S富液冷却器Ⅱ（E405）壳程，温度升至-27.95℃，出E404、E405后净化气再汇合，一同进入E401与变换气换热后温度上升至30.05℃，压力为3.34MPa送甲醇合成工序和PSA、（或）城市煤气管网。 （c）甲醇溶液的冷却
在T401上塔，由于甲醇液吸收了较多的CO2，因此在T401上塔精洗段底部将 -19.95℃溶液抽出，入循环甲醇冷却器（E403），用来自E409的-42.97℃的冷甲醇冷至-33.8℃返T401上塔主洗段，从T401主洗段下部抽出温度为-21.78℃的甲醇经甲醇深冷器Ⅰ（E402）用冷冻站来的丙烯冷却至-26.89℃再进入E403，用来自E409的冷甲醇冷至-33.84℃返回T401初洗段上部。 （d） 甲醇溶液中H2、CO、N2的闪蒸
从T401上塔底部出来的温度为-21.15℃，主要吸收了CO2，含CO2、H2、CO、N2的甲醇富液，进入E404与从T401顶部来的净化气换热，温度降至-22.3℃入甲醇富液冷却器Ⅲ（E406）与从闪蒸槽Ⅲ（D405）来的甲醇换热，温度降至-28.18℃入甲醇富液深冷器Ⅰ（E407）与从冷冻站来的丙烯换热，温度降至-34.95℃入闪蒸槽Ⅰ（D402），压力减至1.1MPa，甲醇液中所吸收的H2、CO、N2等气体在减压的过程中被闪蒸出来，闪蒸气从D402槽顶出来后进入闪蒸槽Ⅱ（D403）。
从T401下塔底部出来的温度为-19.92℃，主要吸收了H2S，含CO2、H2S、COS、H2、CO、N2的甲醇富液，进入E405与从T401顶部来的净化气换热，温度降至-21.76℃入E406，与从D405来的甲醇换热，温度降至-28.18℃，入甲醇富液深冷器Ⅱ（E408）与从冷冻站来的丙烯换热，温度降至-34.95℃，入D403，压力降至1.1MPa，甲醇液中所吸收的H2、CO、N2等气体在减压的过程中被闪蒸出来，汇同D402、D502来
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的闪蒸气，送入闪蒸气压缩机压缩至3.5Mpa后进入T405甲醇洗涤塔入口，或送入老厂煤气代道管网。
（e） 甲醇溶液中CO2的解析和H2S浓缩
从D403底部出来的温度为-35.10℃压力为1.1MPa的甲醇液入H2S浓缩塔（T402）上塔中部，在此部分CO2和H2S从甲醇溶液中解析出来。从D402底部出来的温度为-34.88℃，压力为1.1MPa的甲醇液入CO2闪蒸槽（D451），压力降至170kPa，在此闪蒸出一部分溶解的CO2气体，作为粗CO2外送至林德公司。出D451的甲醇液经甲醇加压泵（P451）加压后，入T402顶部，作为吸收液，将上塔中部解析出来的H2S气体重新吸收，以控制T402塔顶出口气中H2S＋COS的含量在25×10-4%以下。当D451、P451不运行时，D402出来的甲醇液也可以直接入T402顶部，在此闪蒸出大部分溶解的CO2气体。在T402底部引入0.2MPa低压气提N2将CO2从甲醇富液中气提出来，气提氮来自1#甲醇装置低压氮压机或0.8MPaN2减压。在T402中部CO2被气提出来，以尽可能维持塔中部温度愈低愈好。
从T402顶部出来的尾气，压力为80kPa，温度为-58.02℃入甲醇贫液冷却器Ⅲ（E410）壳程，与甲醇贫液换热后温度升至-39.01℃，入E401与工艺气进行换热，温度升至30.05℃，H2S＋COS＜25×10-4%，送至现场塔顶放空或U-gas界区放空。
从T402中部引出的-56.29℃的甲醇液经甲醇富液泵（P401A/B）升压后入E409壳程与E410来的甲醇贫液换热后温度升至-42.99℃入E403壳程冷却T401的循环甲醇富液，自身温度升至-34.15℃入D405减压至0.22MPa，温度降至-34.05℃，甲醇液中所溶解的绝大部分CO2被闪蒸出来，此闪蒸汽返回T402下塔上部。从D405底部出来的甲醇液经甲醇富液泵（P402A/B）升压后在E406壳程与从E404、E405来的甲醇富液换热后，温度升至-28.5℃入T402下塔与上升气提N2逆流接触，使甲醇溶液中所溶解的绝大部分CO2及一部分H2S被气提出来。 （f） 甲醇溶液的加热再生
T402底部出来被N2气提处理后的甲醇液，经T403给料泵（P403A/B）升压后，入甲醇贫液冷却器Ⅱ（E411）壳程与从甲醇水冷器（E417）壳程来的贫甲醇换热，温度从-42.73℃升至33.64℃入甲醇贫液冷却器Ⅰ（E412）管程与T403底部出来的95.04℃的甲醇贫液换热后温度升至82.99℃，进入T403上部，向下流动与上升甲醇蒸汽逆流接触，溶解于甲醇溶液中的H2S、COS、CO2等气体几乎全部解析出来。T403内溶液再生所需热量由低压蒸汽通过T403的再沸器（E414）提供。 T403顶部出来的甲醇蒸汽和酸性气体，经T403回流冷却器（E413）壳程通过管程的循环水冷却后入T403回流槽（D406）经气、液分离，底部分离出的甲醇液经T403回流泵（P406A/B）送回T403顶部作回流，顶部分离出的甲醇蒸汽经T403酸性气体冷却器（E415）壳程用酸性气冷却，再经T403酸性气深冷器（E416）管
程，借助于冷冻站来的丙烯进行深冷后，进酸性气体分离器（D407）回收甲醇，分离出的甲醇液送入T402塔底，顶部分离出的酸性气返回E415管程换热，出E415后排出界区去硫回收装置。 （g） 甲醇水溶液的蒸馏
T403底部出来的甲醇液，部分经废水汽提塔（T404）回流泵（P405A/B）升压，再经甲醇过滤器（S401）将固体颗粒除去后返回D404，同时抽出少量甲醇，经T404进料加热器Ⅱ（E418）及T404进料加热器Ⅰ（E419）分别与从煤气分离器（D501）及D401来的含醇水换热后，温度从95.04℃降到59.72℃作为回流液进入T404顶部。而含甲醇水温度升至52.05℃后入T404上段下部向下流动与上升蒸汽逆流接触，在此水与甲醇的混合液用分馏方法，将其分开，塔顶出来的甲醇蒸汽入T403中部回收到系统中来。T404底部出来的含醇量小于0.0222%（W）的污水送污水处理装置。T404蒸馏所需热量由低压蒸汽通过T404的再沸器（E420）提供。 （h） 甲醇溶液的贮存和贫甲醇冷却
T403再沸器对面侧底部出来的压力为0.29MPa，温度为95.04℃的甲醇贫液入甲醇贫液冷却器Ⅰ（E412）壳程与E411壳程来的甲醇液换热后温度降至45.40℃，入甲醇收集槽（D404），从D404底部引出的温度为45.46℃的甲醇贫液经甲醇贫液泵（P404A/B）升压至4.8MPa入E417壳程，用循环水冷却至40℃后，分三路：第一路至T405出口作为400#系统喷淋甲醇，第二路至T502出口作为500#系统喷淋甲醇，第三路进E411与从T402底部出来的冷甲醇液换热温度降至-36.58℃，进入E410与从T402塔顶来的尾气，换热后温度降至-38.97℃，再进入E409与P401A/B来的冷甲醇进行换热，温度进一步降至-49.85℃之后再分为两路，一路去T401，另一路去T501分别作为变换气及未变换煤气的吸收液。 (i) 系统甲醇溶液回收补充及其它
为了减少甲醇损失，以及当低温甲醇洗停车时，为了将各设备排尽的甲醇收集起来，特设置了一个地下槽（D409），当净化停车时，凡需甲醇排尽的设备，均用连接管将其排放口连接起来，通过排放总管进入D409，再通过地下槽泵（P408）送入T404蒸馏回收甲醇，或送入中间贮槽区F7601A槽。 系统排放的事故甲醇也通过P408送至F7601A槽。 开车及补充甲醇由F7602A、B槽供给，由J7604泵输送。
（2） 500#未变换气净化工艺流程
（a）煤气预处理
进入界区压力为3.5MPa，温度为40℃的德士古煤气，氨含量大约为48×10-4%，进入煤气水洗塔（T502）底部，与从顶部喷淋下来的洗涤水逆流接触，将气体中的NH3洗涤至1×10-4%以下，以防止在净化系统中形成碳酸氢铵结晶。经洗涤后的德士古煤气含有饱和水蒸汽，所以向工艺气管道中连续喷入少量甲醇，以防止工
艺气体中的水蒸汽在低温下结冰，喷淋后的德士古煤气分二路：一路进入煤气冷却器（E501）壳程，与从冷箱来的低压CO，中压CO，高压CO及吸附器后送华林气换热后；另一路与冷箱出来的低压H2换热，二路气合并后温度降至-9.32℃入煤气深冷器（E502），通过丙烯进一步冷却至-24.95℃，经煤气分离器（D501），分离出甲醇水溶液后进入煤气甲醇洗涤塔（T501）。 (b) 煤气中H2S和CO2的脱除
在T501底部，向上流动的煤气与塔顶喷淋下来的低温甲醇液逆流接触，使气体中的H2S＋COS被脱除到0.1×10-4%以下，CO2被脱除到10×10-4%以下，然后气体从T501顶部排出去CO分离装置（A601A/B）。当CO分离装置停车时，从T501塔顶出来的煤气，可以通过吸附器后送华林管线，供华林使用或送煤气系统。 (c) 甲醇溶液的冷却
在T501上塔因低温甲醇液吸收了较多的CO2而产生温升，所以将甲醇液从上塔下部引出，经T501甲醇深冷器（E503），通过丙烯将其从-28.09℃冷却至-34.90℃，再返回到T501下塔上部。 (d) 甲醇溶液中H2、CO、N2的闪蒸
从T501底部出来的-24.47℃的甲醇富液入甲醇闪蒸槽（D502），压力减至1.1MPa，甲醇液中所吸收的H2、CO、N2等气体在减压的过程中被闪蒸出来，闪蒸气与从D403及20万吨甲醇来的闪蒸气混合后，一同送入老厂煤气管网。 (e) 甲醇溶液的再生
从D502底部出来的甲醇液进入D405与从T402上塔来的甲醇液混合后，一并送入T402下塔，借用400#系统的再生系统，实现甲醇液的再生。 (f) 甲醇压缩合成
将脱硫脱碳工序送来的净化气、富氢Ⅰ、Ⅱ压缩机送来的富氢气及合成工序返回的循环气压缩到5.15MPa左右，送往合成岗位用作合成甲醇。
由联合压缩机（C8301）来的压力为5.15MPa、温度60℃的合成气在入塔气预热器（E8401）中预热至反应温度225℃后，由甲醇合成塔（R8401）的顶部进入。在R8401中，CO、CO2和H2在合成催化剂的催化作用下反应生成粗甲醇。R8401出口反应气体经入塔气预热器（E8401）换热，使温度降至90℃左右，反应气再经脱盐水预热器（E8402）进一步回收热量，温度降至70℃左右，最后进入甲醇水冷器（E8403）冷却，冷至40℃的气液混合物经甲醇分离器（V8402、V8402a）分离，液相粗甲醇进入闪蒸槽（V8403）闪蒸，粗甲醇减压至0.4MPa，除去甲醇中溶解的大部分气体，闪蒸后的粗甲醇送至粗甲醇槽，闪蒸气经压力调节后用作燃料。甲醇分离器（V8401）出口的气体压力约为4.75MPa，温度约为40℃，返回联合压缩机C8301循环段，经加压后循环使用。为防止惰性气体在系统中积累，要连续从系统中排放驰放气，驰放气部分送膜分离进行回收氢，
部分用于加热炉（F8401）作燃料，多余气体送至城市煤气系统。
甲醇合成塔壳侧付产中压饱和蒸汽。在催化剂使用初期，汽包副产蒸汽并入0.8MPa蒸汽管网，当汽包压力大于2.5MPa时，可以将管网副产蒸汽经F8401过热后，送至压缩厂房驱动蒸汽透平，多余蒸汽送0.8MPa管网；当合成副产蒸汽压力≥3.0MPa时，除用于15万吨外，其余过热蒸汽送20万吨甲醇蒸汽透平。蒸汽冷凝液经冷却后入除氧器重新使用。R8401为一自然循环式锅炉。汽包（V8401）所用锅炉给水由中压锅炉给水加热器（E8104）及加热炉（F8401）对流段加热后来，温度约为190℃，压力约为4.5MPa。为控制汽包内炉水的总溶固量及防止结垢，除连续加入少量磷酸盐外，还连续排放部分炉水至排污膨胀器（V8404），回收低压蒸汽后，炉水经排污冷却器（E8404）冷却到40℃后，排至地沟。
合成塔管内的触媒床层温度，用调节汽包的压力来控制。合成塔触媒的升温加热靠开工喷射器（L8401）加入中压蒸汽进行，中压蒸汽的压力为3.4MPa，中压蒸汽经开工喷射器后，带动炉水循环，使触媒温度逐渐上升。 (g) 富氢压缩系统
富氢I压缩机气源来至空分PSA变压吸附后的解析气，通过压缩机四级压
缩后，压力升至3.3MPa，进入合成系统；
富氢II压缩机气源来至15万冷箱系统中的富氢气及膜分离系统二级渗
透气，通过压缩机二级压缩后，压力升至3.3MPa，进入合成系统。 (h) 膜分离系统
两套合成系统的驰放气通过进口压力调节后，进水洗塔进行除甲醇，甲醇水溶液送精馏系统或现场排放、进合成闪蒸槽；合成气进入蒸汽换热器，控制好进入膜分离的温度，进入一级渗透膜；底部渗透气送合成系统，顶部出来的气进入二级渗透膜，从二级渗透膜底部出来的气进入富氢II、I压缩机进口，顶部出来的气进入煤气系统。
主要物料的平衡及流向
解析气（4）压缩解析气压缩（8）500#CO富氢气（1）德士古来煤气变换（2）400#低温甲醇洗（3）（5）压缩、合成（6）至精馏（7）驰放气供开工加热炉和煤气管网膜分离装置