部分送至废水预处理。
除氧水槽27704D111中各种凝液（包括来自变换汽提塔的凝液）在加入脱盐水后用低压闪蒸气和低压蒸汽作为热源在0.175MPa（G）、130℃下进行除氧，除氧后的灰水经除氧水泵27704P107加压至~7.55Mpa（G），经灰水加热器27704E101与高压闪蒸罐27704D101排出的热气体换热至171℃后送气化碳洗塔27703C101循环使用。 2.2.2.5变换
由气化碳洗塔来的粗合成气（6.3MPa(G)、242℃、水气比~1.40）经1#气液分离器27705D101分离掉气体夹带的水分后，然后分成两股，一部分气体（约86%）经耐硫部分变换，进入低温甲醇洗净化；另一部分气体（约为14%）不经过变换，直接通过热量回收，冷却到40℃进入低温甲醇洗净化。
需变换的合成气（86%），进入原料气预热器27705E101与变换气换热至266℃左右进入第一变换炉27705R101，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，变换气出口CO含量约为5.52%。出变换炉的高温气体（452℃）首先经过中压蒸汽过热器27705E102过热中压饱和蒸汽，然后分两股，一股进入原料气预热器27705E101与进变换的粗合成气换热，将粗合成气加热至变换反应所需温度，另一股进入低低压蒸汽过热器27705E115过热饱和低低压蒸汽。经过上述两个换热器热交换后的两股变换气温度基本相同，并管后进入中压蒸汽发生器27705E103副产饱和中压蒸汽（3.82Mpa（G）），使得变换气体温度降低至265℃然后进入第二变换炉27705R102，继续进行CO气体变换反应，离开第二变换炉的变换气体温度约为281℃，出口气体中CO含量约为1.05%。变换气然后进入高温凝液加热器27705E104，将高温凝液泵27705P101送来的变换凝液（~160℃）加热至263℃，同时变换气冷却至~208℃，经1#低压蒸汽发生器27705E105的旁路进入2#气液分离器27705D102。（在第二种工况下，离开第二变换炉的变换气进入高温凝液加热器27705E104后，将变换凝液加热至210℃，同时变换气冷却至~230℃，然后进入1#低压蒸汽发生器，副产1.27Mpa（G）的饱和蒸汽，离开蒸汽发生器的变换气温度降至~208℃，进入2#气液分离器27705D102。）变换气在2#气液分离器进行气液分离，分离的气体进入1#低低压蒸汽发生器27705E106，副产0.5Mpa（G）饱和蒸汽，温度降至180℃之后进入1#脱盐水预热器27705E107，通过加热脱盐水回收热量后，进入3#气液分离器进行气液分离。分离的气体进入空冷器27705A101、1#水冷器27705E108，最终
冷却到40℃进入1#洗氨塔27705C101。在1#洗氨塔内用锅炉水洗掉大部分的氨后，变换气送至低温甲醇洗变换气净化系统。
另一股粗合成气（约为14%）（6.3Mpa（G）、242℃），进入2#低压蒸汽发生器27705E109，副产1.27MPa的饱和蒸汽，同时温度降至215℃，之后进入4#气液分离器27705D104，进行气液分离；分离的气体进入2#低低压蒸汽发生器27705E110，副产0.5MPa的饱和蒸汽，同时温度降至180℃，然后进入5#气液分离器27705D105进行气液分离，分离的气体进入2#脱盐水预热器27705E111，通过加热脱盐水回收热量，最后在2#水冷器27705E112冷却至40℃，进入2#洗氨塔27705C102。在2#洗氨塔内用锅炉水洗掉大部分的氨后，未变换气送至低温甲醇洗未变换气净化系统。
1#气液分离器27705D101、2#气液分离器27705D102、3#气液分离器27705D103、4#气液分离器27705D104和5#气液分离器27705D105排出的冷凝液送至高温凝液罐27705D107，从高温凝液罐排出的工艺热冷凝液通过高温凝液泵27705P101送到高温凝液加热器27705E104，与第二变换炉出口的变换气换热至所需温度后，再送至气化工段。
1#洗氨塔27705C101与2#洗氨塔27705C102排出的冷凝液（40℃）减压后，汇合一起经过低温凝液预热器27705E113预热后送至汽提塔27705C103，用灰水处理工段送来的高压闪蒸汽汽提溶解在水中的CO2、H2S、NH3等气体。汽提塔塔顶气体经过低温凝液预热器回收热量后，经汽提废气冷却器27705E114冷却至60℃，进入酸性气分离器27705D106。气液分离后，气体送至硫回收焚烧炉，分离产生的冷凝液经过低温凝液泵27705P103送至灰水处理工序除氧水槽27704D111。
汽提塔塔底釜液经过汽提塔底泵27705P102送至灰水处理单元除氧水槽27704D111。
变换系统开车升温采用低压氮气，低压氮气通过开工蒸汽加热器27705E116加热至350℃左右进入催化剂升温。开工蒸汽采用3.5MPa、410℃过热中压蒸汽。 2.2.2.6低温甲醇洗
低温甲醇洗是一个用甲醇做洗涤剂除去气化装置的部分变换气和未变换气中的CO2、H2S和COS的物理过程。下边以第一套低温甲醇洗为例简述工艺流程。
甲醇洗装置主要包括甲醇洗工段，循环气压缩工段和甲醇再生工段。
进低温甲醇洗系统变换气混合部分循环气后，喷射少量甲醇防结冰，然后经27706E101和27706E102和净化气及尾气换热冷却，并在水分离器27706D101分离出甲醇/水凝液,该凝液包含变换气中的大部分HCN组分，被送往甲醇水分离塔进行分离,分离凝液后的气体送往27706C101.
27706C101塔共分为二段，下段为脱硫段，上段为脱碳段。在脱硫段原料气经来自甲醇再生单元的贫甲醇液洗涤，脱除H2S、COS 和部分CO2等组分后进入脱碳段，进入脱碳段的气体已不含硫，在脱碳段洗去大部分CO2。净化后的变换气再经27706E121和27706E101换热后送出合格的变换净化气。由于吸收CO2后甲醇富液温度会升高，所以设有两个中间冷却器27706E105和27706E106回收CO2富液的热量。由于H2S和COS溶解性较CO2更好，所以上段富含CO2的甲醇液仅需部分至下段，剩余的取出。富含CO2和硫化物的富甲醇液由塔底取出。
由27706C101塔釜取出的富含H2S甲醇富液经27706E107和27706E118换热后，进27706D103闪蒸，27706C101中段取出的富含CO2的甲醇液经27706E107，27706E121和27706E104换热后，在27706D102中闪蒸。回收甲醇液中溶解的H2和CO。
进低温甲醇洗系统的未变换气，同样先喷射少量甲醇防结冰，然后经27706E103和27706E122换热冷却，冷却后的气体送往27706C102.
未变换气在27706C102中用甲醇贫液洗涤，在27706C102下段，HCN被富含硫和CO2的甲醇液洗去，塔底富液送至甲醇水分离塔，被洗去HCN的未变换气送至27706C102上段用冷贫甲醇液洗涤，洗涤后未变换气中H2S和COS含量降至0.1ppmv，CO2含量低于0.5vol%，塔顶出去的净化后的未变换气经27706E103换热后送出界区。
与27706C101类似，27706C102中段取出的甲醇富液送至27706D108闪蒸出H2和CO， 27706D108闪蒸后的甲醇富液送至27706D104继续闪蒸，最后送入硫化氢浓缩塔27706C103.
27706D102，27706D103和27706D108的循环闪蒸气经27706PK101压缩增压后返回变换气中，再经27706E101和27706E102换热后回收利用。
CO2产品是27706D102中闪蒸后的富CO2甲醇液进入27706D113闪蒸所得，然后经27706E101换热后送出界区，其余的CO2送入尾气系统洗涤后放空。
为了回收CO2富甲醇液的冷量以及浓缩溶解在甲醇液中的H2S，需要在硫化氢浓缩塔27706C103中进行氮气气提。27706D103中的含硫甲醇富液送至
27706C103上段，经氮气气提，气提出甲醇富液中含的CO2和H2S,上升过程中的H2S又被从27706D113送至27706C103顶部的不含硫的甲醇富液重新吸收。塔顶尾气主要成分为N2和CO2，又经27706E118，27706E123和27706E102换热回收冷量后送至27706C106水洗。为了进一步闪蒸27706C103中的CO2以及回收其中的冷量，由27706P101提供压头经27706E108和27706E106换热后送至27706D104进一步闪蒸，闪蒸后的甲醇液经27706P102送到27706E107进一步换热后送至27706C103下段，27706D104的闪蒸气进入硫化氢浓缩塔中段，由塔顶流下的不含H2S的甲醇液再次吸收，H2S继续浓缩。出27706C103塔底的富H2S甲醇液经27706P103泵、换热器27706E109，过滤器27706S101、冷却器27706E119、和贫甲醇冷却器27706E110以后，进入甲醇再生塔27706C104中。
从27706C103底部进入27706C104塔的甲醇液由气体甲醇气提后在此塔再生，甲醇气由再沸器27706E119用低低压蒸汽加热产生，再生后的甲醇作为贫甲醇循环吸收。富载H2S、COS和CO2的甲醇液被来自塔底再沸器27706E112及甲醇水分离器顶部的甲醇蒸汽气提，使H2S、COS和CO2全部解析，再沸器27706E112用低低压蒸汽加热向27706C1044塔提供热量。27706C104塔顶的酸性气体经27706E113和27706E114换热后，再经27706E117激冷，27706E113冷却下来的凝液流至27706D106，再经27706P107送回27706C104塔顶回流，27706E117的凝液汇至27706D107后，送至27706C103底部，合格的酸性气经27706E114换热后送出界区。 有热再生塔27706C104塔底出来的贫甲醇液经27706E110降温后进入缓冲罐27706D105，再由27706P105加压，经27706E111，27706E119，27706E109，27706E124，27706E123和27706E108降温至合适温度后送回27706C101循环吸收，一小部分贫甲醇经27706E111换热后，部分喷射入变换气中再进换热器27706E101和27706E102，部分喷射入未变换气中再进27706E103。
来自27706D101的甲醇水混合物经回流冷却器27706E116换热后，进入27706D109闪蒸，闪蒸后的CO2送入27706C103，目的是增加27706C103中H2S组分的浓度，闪蒸后的凝液与来自27706C102的经27706E125换热后的甲醇/水/HCN混合液一起送入27706C105，27706C105由再沸器27706E115提供热量，塔顶的热甲醇气送至27706C104进行热再生，塔底一部分水经27706E120换热后由27706P109送出界区，一部分送至尾气洗涤塔27706C106，以减少脱盐水的
用量。27706C104塔底热再生后的甲醇由27706P106加压，经27706S102，27706E116和27706E125换热后送至27706C105塔顶回流，27706S102的作用是过滤掉甲醇系统中的固体颗粒。为了中和27706D101中溶解的HCN，在送至27706C105的管线中注入25%的NaOH碱液，碱液系统包括27706P112计量泵和27706D112两台设备。
经27706E102换热后的尾气，一部分送至尾气洗涤塔27706C106，使用来自界区和脱盐水和来自27706C105塔底的废水洗涤，27706C106塔顶洗涤后的尾气在安全处排放，塔底含甲醇的水溶液经27706E120换热后由27706P108送至27706C105。
所有设备和管线低点的排放汇入甲醇地下槽27706D110，根据排放甲醇的情况，可用27706P110打回甲醇洗系统循环使用，或者送出界区。 2.2.2.7冷冻站
低温甲醇洗共2个系列，单系列冷量正常需求为5185kW（100%石油焦工况），需求丙烯温度为-40℃。配套低温甲醇洗，共设置2套冷冻站，出2套冷冻站的丙烯总管合并后再分别送出2跟丙烯管线至低温甲醇洗，甲醇洗返回冷冻站的2跟丙稀管线经缓冲罐合并后再分别进入2套冷冻站。
具体工艺流程叙述如下：
丙烯至压缩机入口是（－38 ℃、0.126 MPaA）。经过第1段（1级）压缩，压力达到（0.212 MPaA），与第1段加气混合后继续在第2段（3级）压缩，压力达到（0.67 7MPaA），与第2段加气混合后继续在第3段（3级）压缩，压力达到（1.8 MPaA）送出压缩机去冷凝器。
丙烯在冷凝器中丙烯气体被循环水冷却、冷凝至（+43 ℃、1.78 MPaA）的饱和丙烯液体后送到液态丙烯收集器。
在制冷循环中设置了1台过冷器,1台闪蒸罐。
闪蒸器：将（+43 ℃、1.78 MPaA）的饱和丙烯液体闪蒸到（+5 ℃）。汽化后的丙烯气体为（+5 ℃、约0.677 MPaA）饱和丙烯汽作为第2级加气，送到压缩机的第2级加气口。
过冷器：将（+5 ℃、约0.67 MPaA）的丙烯液体再次过冷到（－20℃、0.677 MPaA）的过冷丙烯液体，送出界区，送到远端蒸发器。在过冷器中汽化的丙烯气体（－30℃、约0.212 MPaA）作为第1级加气，送到压缩机的第1级加气口。
送出制冷系统界区的丙烯液体温度=－20℃、流量=56577.3 kg/h。