6万吨PO装置操作规程.docx

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6万吨PO装置操作规程

6.0万吨/年环氧丙烷装置

工艺安全规程与操作法

1.范围

本标准规定了环氧丙烷车间6.0万吨/年环氧丙烷装置的工艺安全规程与操作法。

本标准适用于环氧丙烷车间6.0万吨/年环氧丙烷装置。

2.生产任务

6.0万吨/年环氧丙烷装置是以丙烯、氯气和电石渣浆为原料，经过氯醇化、皂化及精馏工序得到成品环氧丙烷。

3.生产原理

3.1反应方程式

氯醇化反应方程式

Cl2+H2O=HCl+HClO

（1）CH3-CH-CH2（α-氯丙醇，90%）

CH3-CH=CH2+HClOOHCl+210KJ/mol

（2）CH3-CH-CH2（β-氯丙醇，10%）

ClOH

氯醇化副反应方程式

Cl2+CH3-CH=CH2CH3-CH-CH2

ClCl

CH3CH3

CH3-CH-CH2+Cl2+CH3-CH=CH2CH-O-CH（二氯异丙醚）+HCl

OHClCH2ClCH2Cl

CH3-CH-CH2CH3-C-CH2Cl（氯丙酮）+H2

‖

OHClO

皂化反应方程式

2HCl+Ca（OH）2=CaCl2+2H2O

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH2-CH-CH2+CaCl2+2H2O

╲╱

OHClO

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH2-CH-CH2+CaCl2+2H2O

╲╱

ClOHO

皂化副反应方程式：

OHCl

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH3CH2CHO+CaCl2+2H2O

CH3-CH-CH2+H2OCH3-CH-CH2

╲╱

OOHOH

2CH3-CH-CH2+O22CH3-C-CH2Cl（氯丙酮）+2H2O

‖

OHClO

3.2影响反应的主要因素：

3.2.1影响氯醇化反应的因素

3.2.1.1反应温度的影响：

反应温度过低会降低氯气溶解速度，降低主反应的速率，同时还会导致氯醇液中二氯丙烷液体的积聚，造成二氯丙烷的大量生成；适当提高反应温度可提高反应速率，并可提高主反应的选择性。

通常提高反应温度的主要方法是预热氯醇化反应用工艺水。

3.2.1.2反应压力的影响：

在较高的操作压力下，可以提高丙烯和氯气的溶解度，减少能量的消耗，但是会加剧设备的腐蚀，这是大多数氯醇化反应设备较难承受的。

因此，氯醇化反应压力一般是常压或略微有些压力。

3.2.1.3氯醇浓度的影响：

反应液中氯丙醇浓度及氯离子浓度降低有利于氯醇化主反应的选择性，因此，氯醇化反应必须保持较低的氯丙醇浓度和氯离子浓度。

通常控制氯丙醇浓度在4％左右。

3.2.1.4氯化氢的影响：

每1mol次氯酸的产生将生成等量的氯化氢。

从化学反应平衡角度来看，氯化氢浓度的提高，一方面使氯化氢与氯丙醇可逆副反应向二氯丙烷的方向移动，另一方面对次氯酸生成反应不利，因此应尽量除去氯化氢。

3.2.1.5气态氯存在对反应的影响：

氯气和丙烯气相反应生成二氯丙烷，尽量避免氯气和丙烯直接接触是提高氯丙醇选择性的一个重要环节，因此，往往采用在进入反应器以前首先溶解氯气，这对减少氯气与丙烯的直接接触是有利的。

3.2.1.6气体线速度对产率的影响：

影响反应快慢的主要因素是传质速率，影响传质速率的是比表面积及液相传质系数。

通常对一定的反应介质来说液相传质系数是不变的。

当液体量及性质固定，且反应器设备固定时，则比表面积仅与气含率成正比，而气含率又与气体线速度有关。

气速增加时气含率增加，但气速增加到一定值时气泡汇和，反而使气含率下降，影响传质速率。

因此，在不超过极限的情况下，提高反应器内气体线速度对反应是有利的。

增加气体线速度能增加反应器与循环支管内液体重度差，增加气体的升力，以增强液体自然循环。

3.2.1.7循环气中含氧量的影响：

循环气中氧的积累将造成危险，带入的氧一般是由氯气中所含的氧造成的，各公司对原料氯气中的含氧量均有要求，一般控制氧含量<1.0％（vol）。

3.2.2影响皂化反应的因素

3.2.2.1停留时间与转化率的关系：

皂化反应生成的环氧丙烷易水解成丙二醇，因此，皂化反应应选择一个较适宜的停留时间，以免停留时间过长环氧丙烷水解为丙二醇，或者停留时间过短反应不完全造成氯丙醇的损失。

3.2.2.2皂化废水碱度对反应的影响：

理论上，过量的碱可以保证反应的完全和防止逆反应。

但实验证明，废水碱度过高，有利于丙二醇的生成。

因此，适当控制废水碱度，可减少副反应。

3.2.2.3温度对产率的影响：

温度是影响产率的主要因素。

温度过低造成反应速率的降低，也会造成氯丙醇转化率降低；温度过高则会造成丙二醇的生成。

3.2.2.4压力对产率的影响：

液相皂化反应对压力的变化不敏感，但为了汽提出皂化反应生成的环氧丙烷，吹出皂化废液中的二氯丙烷，采用低压操作较为有利，减压操作还可以节省汽提蒸汽。

3.3精馏原理

混合物中不同组分有不同的挥发度，通过精馏塔（填料或多层塔盘）的气液两相逆流接触，同时多次进行部分汽化和部分冷凝的过程中，发生了热量和质量的传递，使混合液得到分离的操作称为精馏。

由于轻组分沸点低，蒸气压高，易挥发，重组分沸点高，蒸气压低，不易挥发，所以，精馏塔越往上轻组分越多，越往下重组分越多。

一般精馏塔可分为三段，上段为精馏段，中段为进料段，下段为提馏段。

塔釜均为间接加热，进料位置通常在塔中部。

塔顶设冷凝器，将冷凝的液体部分或全部回流。

3.4影响精馏的主要因素

3.4.1回流比的影响：

回流量与出料量之比叫回流比，回流比过大或过小都会影响精馏操作的经济性和产品的质量。

加大回流比，则塔顶产品中的轻组分浓度增加，但是塔的生产能力减小，也使塔顶冷量和塔釜热量消耗增大。

在正常操作中，应保持适宜的回流比，在保证产品质量的前提下，争取最好的经济效益。

若塔顶产品中重组分含量增加，产品质量下降，要适当增大回流比；若塔的负荷（进料量）过低，为了保证塔内一定的蒸汽上升速度，也要适当增大回流比。

3.4.2进料组成的影响：

进料组成的变化直接影响精馏操作。

当进料中重组分的浓度增加时，精馏段负荷增加，对于固定了精馏段塔板数的塔来说，将会把重组分带到塔顶，使塔顶产品的质量不合格。

若进料中轻组分的浓度增加，对于固定了提馏段塔板数的塔来说，将造成塔釜的轻组分蒸出不完全，釜液中轻组分的损失加大。

同时，进料组成的变化，还会引起全塔的物料平衡和工艺条件的变化。

若组分变轻，则塔顶馏分增加，釜液排放量减少，同时全塔温度下降，塔压升高；组分变重，则情况相反。

进料组成变化时，可采用如下措施：

a）改进料口：

组成变重时，进料口往下改；组成变轻时，进料口往上改。

b）改回流比：

组成变重时加大回流比；组成变轻时减小回流比。

c）调节冷剂量和热剂量：

根据组成的变化情况，相应调节塔顶冷剂和塔釜热剂量，维持顶、釜的物料质量不变。

3.4.3温度的影响：

温度包括进料温度、塔釜温度和塔顶温度。

进料温度对精馏操作的影响是很大的。

总的来说，进料温度降低，将增加塔釜的热负荷，减少塔顶的冷负荷；进料温度升高，情况相反。

当进料温度变化过大时，通常影响整个塔身的温度，从而改变气液平衡组成。

塔釜温度和塔顶温度的变化对精馏操作也有明显影响，釜温低于规定值时，釜液中轻组分的浓度增加，顶部产物减少；当釜温高于规定值时，就会使塔板上的气相量增加，液相量减少，釜液量减少，顶部产物增加、重组分增多。

3.4.4进料量的影响：

进料量变化的范围，不超出塔顶冷凝器和精馏塔再沸器的负荷范围时，只要调节及时得当，对釜温和顶温不会有显著的影响，而只影响塔内蒸气上升速度。

进料量增加，蒸气上升速度增加，一般对传质是有利的，在蒸气上升速度接近于液泛速度时，传质效果最好。

若进料量再增加，蒸气上升速度超过液泛速度时，则严重的雾沫夹带会破坏塔的正常操作。

进料量减少，蒸气上升速度降低，对传质是不利的，特别是对筛板塔和斜孔塔，蒸气上升速度降低容易形成液漏，降低精馏效果。

因此，低负荷操作时可适当地增加回流比，提高塔内的蒸气上升速度，以提高传质效果，但塔内的蒸气上升速度超过最大允许速度时会造成液泛，破坏塔的正常操作。

3.4.5压力的影响：

塔的设计和操作都是基于一定的压力的，因此，一般精馏塔都要保证压力的恒定。

压力升高，则气相重组分减少，相应地提高了气相中轻组分的浓度，液相中轻组分含量增加，同时也改变了气液相重量比，使液相量增加，气相量减少，总的结果是塔顶馏分中轻组分浓度增加，但数量却相对减少，釜液中的轻组分浓度增加，釜液量增加。

反之，压力降低则塔顶馏分数量增加，轻组分浓度降低，塔釜液量减少。

若因操作不正常引起塔顶产品重组分浓度增加时，可适当采用提高操作压力的办法，使产品质量合格，但此时釜液中的轻组分损失会增加。

压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，压力降低则情况相反。

压力增加，组分的重度增大，塔的处理能力增大，压力降低则情况相反。

塔压的波动，将引起温度和组分间对应关系的混乱，我们在操作中经常以温度做为衡量产品质量的间接标准。

但是这只在塔压恒定的前提下是正确的。

当塔压改变时，混合物的泡点、露点均发生变化，引起全塔的温度发生改变，温度和产品质量的对应关系也将发生改变。

从以上分析可以得出，改变操作压力，将改变整个塔的操作状况，因此在正常操作中应维持恒定的压力（工艺指标），只有在塔的正常操作受到破坏时，才能根据以上的分析，在工艺指标允许的范围内，对塔的操作压力进行适当调节。

应该指出，在精馏操作过程中，进料量、进料组成、进料温度、塔釜蒸汽量、回流比、回流温度、冷剂流量的改变，以及塔板堵塞等，都可能引起塔压的波动。

此时应首先分析引起塔压波动的原因及时处理，恢复正常。

3.4.6总之，在精馏操作时要掌握好物料平衡、气液平衡、热量平衡。

物料平衡体现了塔的生产能力，它主要靠进料量和塔顶、塔釜采出量来调节。

当塔的操作不符合总的物料平衡式时，这可以从塔压差的变化上看出。

对于一个固定的精馏塔来说，塔压差应在一定范围内。

进的多，出的少，则塔压差上升。

塔压差过小，说明塔内上升蒸气过小，塔板上气液湍动的程度过低，传质效果差。

对筛板、浮阀、斜孔等塔板还容易产生液漏，降低塔板效率。

物料平衡是塔操作中的一个重要环节。

另外，如果正常的物料平衡受到破坏，那么气液平衡也达不到预想的效果，热量平衡也得重新调整。

气液平衡主要体现产品的质量损失情况，它是靠调节塔的操作条件（温度、压力）及塔板上气液接触的状态来达到的。

因此，在温度、压力发生变化时，气液平衡所决定的组成就发生变化，产品的质量和损失就发生变化。

气液平衡和物料平衡密切相关，物料平衡掌握的好，塔内上升蒸气速度合适，气液接触好，则传质效率高，每块塔板上的气液组成就接近于平衡组成，塔板效率高，反之则塔板效率低。

当然，温度、压力也会随着物料平衡的改变而改变，反过来，温度、压力的改变，又可造成塔板上气液相相对量的改变，从而破坏原来的物料平衡。

总之，气液平衡的组成与物料平衡有着不可分割的关系。

热量平衡是物料平衡和气液平衡得以实现的基础，它又依附于物料平衡和气液平衡。

例如，进料量和组成发生改变，则塔釜热量和塔顶耗冷量，均应作相应的改变。

反过来，热量平衡发生了变化，也会引起物料平衡和气液平衡的改变。

所以，掌握物料平衡、气液平衡、热量平衡是精馏操作的关键所在，这三个平衡是相互影响，相互制约的。

操作中，通常以物料平衡的变化为主，相应地调节热量平衡，去达到气液平衡的目的。

4.原料及产品性质

4.1原料的性质

4.1.1丙烯

分子式C3H6，结构式CH3－CH＝CH2，分子量42，常温常压下，无色气体，带有甜味。

气体的密度1.87Kg/m3，液体的密度513.9Kg/m3。

熔点-185.2℃，沸点-47.7℃。

化学性质很活泼，与空气混合形成爆炸性混合物，爆炸极限2.0-11.0％（体积）。

主要用于制环氧丙烷、聚丙烯、丙烯腈等。

一般由热裂化和催化裂化气体中分出，也是轻油裂解制乙烯时的副产品。

4.1.2氯气

分子式Cl2，分子量70.91。

在常温常压下，是一种黄绿色、具有刺激性气味的气体，能溶于水。

沸点-34.6℃。

密度3.17Kg/m3。

氯气的毒性很大，能刺激粘膜、呼吸道和眼睛，还可引起肺水肿，使用时要特别注意，防止中毒。

氯气的化学性质非常活泼，能氧化几乎所有的金属、氢以及许多处于低价态的元素化合物，还能与水、碱等发生反应。

氯气和氢气混合时能发生爆炸，爆炸极限为4.0～96.0％（氢气体积含量）。

氯气由氯碱车间供给，用电解饱和食盐水的方法制得。

本工段通过氯气跟水及丙烯反应得到氯丙醇。

此外氯可用于合成农药、塑料、纤维、橡胶等。

4.1.3电石渣浆

VCM车间乙炔发生工序的废液经一、二级浓缩制得——电石渣浆，主要成分是氢氧化钙。

因电石含有硫、磷等杂质，故电石渣浆气味较难闻。

电石（CaC2）加水生成乙炔和氢氧化钙，其主要化学反应式如下：

CaC2+2H2O→C2H2↑+Ca（OH）2

在电石和水反应同时，电石中杂质也参与反应生成氢氧化钙和其他气体：

CaO+H2O→Ca（OH）2

CaS+2H2O  →Ca（OH）2+H2S↑

Ca3N2+6H2O→3Ca（OH）2+2NH3↑

Ca3P2+6H2O→3Ca（OH）2+2PH3↑

Ca2Si+4H2O→2Ca（OH）2+SiH4↑

Ca3As2+6H2O→3Ca（OH）2+2AsH3↑

4.2成品的性质

4.2.1环氧丙烷

O

分子式C3H6O，结构式CH3－CH－CH2。

分子量58，无色液体。

有醚的气味，密度859Kg/m3。

沸点33.9℃，闪点-37℃，在空气中的爆炸极限为2.1-37％（体积）。

与水作用生成丙二醇。

主要用于制备丙二醇和聚醚，也可用作制甘油、各种油田助剂等。

4.2.2二氯丙烷

ClCl

分子式C3H6Cl2，结构式CH3－CH－CH2，又称氯化丙烯，无色液体，有像氯仿的气味。

密度为1156Kg/m3，沸点96.8℃，闪点21℃，着火点38℃。

难溶于水，易溶于乙醚，与大多数有机溶剂混溶。

脱除氯化氢后则得氯丙烯。

可作防霉剂或杀菌剂。

也是油脂和石蜡等的溶剂。

由丙烯与氯气在二氯丙烷液相中低温加成和分馏而制得；也是丙烯高温氯化制氯丙烯的副产品。

4.2.3氯丙醇

OHCl

分子式C3H7OCl，有两种同分异构，α-氯丙醇：

CH3－CH－CH2，沸点126～127℃，密度1103Kg/m3；

ClOH

β-氯丙醇：

CH3－CH－CH2，沸点132～134℃，密度1111Kg/m3。

无色液体，有微弱气味。

分子量94.5。

溶于水、乙醇和乙醚。

性质活泼，由丙烯、氯气、水反应生成，与电石渣浆进一步反应生成环氧丙烷。

4.3副产品的性质

4.3.1丙醛

分子式C3H6O，结构式CH3－CH2－CHO。

分子量58。

无色易燃液体。

有刺激性。

密度807Kg/m3，熔点-81℃，沸点47－49℃，溶于水，与乙醇和乙醚混溶。

在紫外光、碘或热的影响下，分解成二氧化碳和乙烷等。

能聚合，用空气、次氯酸盐和重铬酸盐氧化时生成丙酸，用氢还原时生成正丙醇。

与过量甲醛作用生成甲基丙烯醛。

用于制合成树脂、橡胶促进剂和防老剂等，也可用于抗冻剂、润滑剂和脱水剂。

4.3.2丙二醇OHOH

有两种异构体。

较重要的是1，2-丙二醇：

CH3－CH－CH2，无色粘稠液体。

有吸湿性，微有辣味。

密度1038Kg/m3，沸点188.2℃。

与酸反应能生成酯。

与烷基硫酸酯或氯代烃反应能生成醚，是油脂、石腊、树脂、染料和香料等的溶剂。

也可用作抗冻剂、脱水剂等，由环氧丙烷水解而成。

5.工艺流程

5.1氯醇化反应工序

5.1.1来自原料与成品车间的液相丙烯在液相丙烯缓冲罐V-11001缓冲，然后经过滤器ST-11001过滤，用调节阀调节流量后进入丙烯一、二级汽化器E-11001、E-11002，与主装置的乙二醇溶液回水换热后进入丙烯三级汽化器E-11003，与热水换热进一步汽化升温后进入气相丙烯缓冲罐V-11002，在罐内缓冲后进入过滤器G-11001过滤，再进入丙烯质量流量计FT-11001，气相丙烯流量通过FICQ-11001与氯气流量联锁调节后，与尾气循环系统的循环气混合，一起送入氯醇化反应器R-11001。

5.1.2来自氯碱车间的氯气在氯气缓冲罐V-11003稳压后，由过滤器G-11002过滤，经氯气质量流量计FT-11002/11003之后分成两路，一路通过FICQ-11002/11003与丙烯配比调节后进入氯醇化反应器R-11001，另一路经氯气质量流量计FT-11401之后，通过FICQ-11401与尾气循环气配比调节送入丙烯回收反应器R-11401。

5.1.3工艺水罐V-11005的工艺水经工艺水输送泵P-11003AB加压送出后分两路：

一路经工艺水过滤器G-11301AB过滤后作为装置区内的机泵的冷却水、DCP水洗工艺水和循环气压缩机的工作液等；另一路送至皂化一级外回流换热器E-11101AB，与皂化塔顶气相换热后再进入工艺水预热器E-11109AB与皂化残液进行预热。

预热后的工艺水分两路：

一路经调节流量送至丙烯回收反应器R-11401，反应生成稀氯醇液；另一路调节流量后再与丙烯回收反应器R-11401溢流出的稀氯醇一起送至氯醇化反应器R-11001。

5.1.4工艺水、稀氯醇液、氯气经氯气静态混合器H-11001混合，然后进入氯醇化反应器R-11001内，与混合丙烯反应并进行气液相提升，生成浓度约4％的氯丙醇溶液溢流至氯醇缓冲罐V-11004，缓冲后用氯醇输送泵P-11001AB送至氯醇预热器E-11110与热水换热，经调节流量进入皂化混合器H-11101AB。

5.1.5氯醇化反应器R-11001塔顶气相经捕雾器除去夹带雾沫后进入碱洗塔T-11001，用用一定浓度的碱液喷淋洗涤后，进入循环气一、二级冷凝器E-11004、E-11005，分别经循环水和乙二醇溶液冷却，不凝气送至循环气压缩机C-11401AB，一级、二级的冷凝液都进入DCP分离罐V-11206。

V-11206内上层水相溢流入氯醇缓冲罐V-11004，下层油相进入DCP接收罐V-11207。

5.2皂化反应工序

5.2.1来自压滤工段的电石渣浆经变频流量调节后，先进入皂化混合器H-11101AB与氯醇液充分混合后再进入皂化反应器R-11101AB。

5.2.2皂化反应器R-11101AB顶部气相进入皂化一级外回流冷凝器E-11101AB，用工艺水冷却，冷凝液回流，气相进入皂化二级外回流冷凝器E-11102AB，用循环水或冷水冷却，冷凝液回流，E-11102AB的气相进入皂化分凝器E-11103AB，用氯碱冷水、冷水或循环水冷却，冷凝液进入粗PO冷却分离罐V-11103AB，气相进入皂化全凝器E-11104AB，用乙二醇溶液冷却，气、液相都进入V-11103AB。

粗PO冷却分离罐V-11103AB的气相，在皂化放空冷凝器E-11105AB经乙二醇溶液冷却后，与第二表面冷凝器E-11107AB出来的气相混合进入高压蒸汽喷射泵X-11104AB进行抽吸，从而维持皂化塔内压力为负压，液相经除真空罐V-11104AB流至粗PO储罐V-11101。

高压蒸汽喷射泵出来的气相（正压）进入第一表面冷凝器E-11106AB，用循环水冷却，冷凝液回流，气相进入第二表面冷凝器E-11107AB，用乙二醇溶液冷却，液相流至粗PO储罐，气相既可通入水封罐V-11105，又可经压力控制流量调节后与皂化放空冷凝器的气相混合进入高压蒸汽喷射泵，气体的流量可以改变出皂化放空冷凝器的气体流量，起到调节、稳定皂化塔内压力的作用。

5.2.3皂化废水由皂化塔底泵P-11101ABCD输送至闪蒸罐V-11102AB，回收部分热量和产品。

5.2.4闪蒸罐的废水用闪蒸罐底泵P-11103ABCD变频调节流量输送至压滤工段，中间经热水加热器E-11108AB和工艺水预热器E-11109AB进行热量回收。

5.3脱轻工序

粗PO中间罐V-11101中的粗PO，用脱轻塔进料泵P-11102AB输送至脱轻进料预热器E-11111，用蒸汽冷凝液加热后进入脱轻塔T-11201。

粗PO进入脱轻塔后，经脱轻分离，塔顶气相经脱轻塔内回流换热器E-11202冷凝回流，冷却后气相进入脱轻放空冷凝器E-11203，用乙二醇溶液冷却，气相放空，液相流至粗PO储罐。

脱轻塔底液流至脱轻底液缓冲罐V-11201，由脱轻塔底泵P-11201AB加压后经流量控制输送至精馏塔T-11202。

5.4精馏工序

脱轻底液进入精馏塔后，经精馏分离，塔顶气相进入精馏一级冷凝器E-11205AB，经循环水冷却后，气相再进入精馏二级冷凝器E-11206经冷水冷却，然后气相进入精馏放空冷凝器E-11207，经乙二醇溶液冷却后，不凝气放空，冷凝液与E-11205AB、E-11206的冷凝液一起进入精馏回流罐V-11202。

V-11202中回流液用精馏回流泵P-11202AB加压，经调节流量回流入精馏塔内，同时，采出的合格PO在成品PO冷却器E-11208用乙二醇溶液冷却，然后流至PO计量罐V-11301ABCDE。

精馏塔底液经精馏塔底一级、二级冷却器E-11209、E-11210分别用循环水和乙二醇溶液冷却，然后用精馏塔底泵P-11205AB送至DCP分离罐V-11206。

5.5DCP水洗工序

DCP接收罐V-11207内物料，经DCP输送泵P-11207AB输送至DCP水洗区块，与过滤后的工艺水在DCP水洗一级混合器H-11501混合，然后进入DCP水洗一级分离罐V-11501。

V-11501内上层水相进入水相接收罐V-11505，下层油相进入DCP水洗一级接收罐V-11502，用DCP一级水洗泵P-11502加压后，与过滤后的工艺水在DCP水洗二级混合器H-11502混合，进入DCP水洗二级分离罐V-11503。

V-11503内上层水相进入V-11505，下层油相进入DCP水洗二级接收罐V-11504，用DCP二级水洗泵P-11503AB输送至罐区，进行计量外售。

V-11505内溶液经水相回收泵P-11501AB加压后，输送至丙烯回收反应器R-11401下液管。

5.6尾气燃烧工序

丙烯回收反应器的尾气，先进入第二碱洗塔T-11401，用一定浓度的碱液喷淋，气相既可以放空又可以进入水洗塔T-111101进行水洗，然后送至压缩前气液分离罐V-111101，稳压除水后进入尾气回收气柜V-111102储存。

气柜出来的尾气经压缩机C-111101AB加压后进入压缩后气液分离罐V-111103稳压除水，经过调节阀调节流量后通过水封罐V-111104，然后进入去TCE装置的尾气输送管路；另有一路气相回路接回压缩机进口管道，通过控制气动切断阀的开闭，调节气柜内气量，防止抽瘪气柜。

除水洗塔回水进入喷林水池V-11404回用外，从压缩前/后气液分离罐、气柜和水封罐排出的水相都排至地沟。

为了环保和生产安全，在出第二碱洗塔的尾气中分出一小路气相，用工艺水冲洗后流到ORP缓冲罐V-11408，对罐内C