CN109200756B - 甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，主要解决现有技术中能耗高的问题。本发明通过采用一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，在吸收塔与解吸塔之间设置压力回收装置，通过该装置将富液吸收剂从高压转换成低压富液吸收剂，同时将贫液吸收剂从低压转变成高压贫液吸收剂，由此相对节约外供能量60.10～64.74％，节省电力费用23.69～47.39万元/年的技术方案较好地解决了上述问题，可用于甲醇制丙烯装置中。

Description

甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法
技术领域
本发明涉及一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法。
背景技术
甲醇制丙烯MTP工艺技术有着广阔的大规模工业化的应用前景，符合我国的能源利用战略政策。甲醇制丙烯装置是传统煤化工与传统石油化工结合的一座“桥梁”，也是煤制烯烃工程中最受重视、最受关注的一个工艺生产装置。德国鲁奇公司是世界上目前成功开发MTP技术并将其实现工业化的公司之一。该公司采用由南方化学公司提供的分子筛催化剂和固定床反应器，反应操作温度为380～480℃，反应压力为0.13～0.16MPa。反应器的出口物料首先将部分热量传给循环水生成蒸汽，然后将热量预热进料的甲醇，最后采用空气和水冷却至凝聚点后送至分离器中分离。产品气脱除水、酸性气体CO2和二甲醚后，进一步精馏分离得到聚合级丙烯；其余为：燃料气、乙烯、液化石油气、高辛烷值汽油等副产物。
甲醇制丙烯装置反应器出口流出的产品气中含酸性气体CO2需要加以脱除。通常，工业化乙醇胺法在吸收酸性气体CO2时，工艺参数采用低温高压，吸收剂能够吸收溶解大量酸性气体，成为富液吸收剂；在解吸酸性气体CO2时，工艺参数采用高温低压，吸收剂能够解吸释放大量酸性气体，成为贫液吸收剂。由此，通过不同工艺参数的吸收剂分离产品气中的酸性气体CO2，而吸收剂可以反复循环使用。
现有技术中，CN200910212788.1从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法，公开了一种从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法；采用一种复合胺水溶液作为吸收剂，将含22vol％的原料气进行脱除二氧化碳的吸收处理，净化后的混合气二氧化碳含量降至0.04～0.80vol％。CN201410568431.8甲醇制丙烯产品气的分离工艺，公开了甲醇制备丙烯MTP装置脱除MTP反应气中二氧化碳的方法，经过急冷单元预处理的MTP反应气物料送入分离单元的反应气压缩机一段吸入罐，由于该股物流含有少量二氧化碳等酸性杂质，在进入后续的分离精制单元前，需要通过碱洗塔和水洗塔进行碱洗/水洗处理，将这部分二氧化碳杂质脱除。CN201710303433.8商用车串并联混合动力传动装置，公开了混合动力装置布置一个离合器，实现工况切换，能量转化的过程。另外，工业上常用的能量回收方式是采用辅助驱动式布置的能量回收系统，“离心泵-电动机-超越离合器-液力透平”。电动机为离心泵的第一驱动，液力透平为离心泵的第二驱动，只有在液力透平转速高于电动机转速时，超越离合器才耦合，与第一驱动共同带动负载工作，可达到回收部分能量的目的。
在甲醇制丙烯工艺技术中，CN200910212788.1净化后的混合气二氧化碳含量降至0.04～0.80vol％，大大高于二氧化碳摩尔分数≤5.0ppm，该技术无法在甲醇制丙烯装置上运用。CN201410568431.8采用碱洗/水洗处理产品气，会产生废碱液和高分子聚合物黄油，这些废物需要进行无害化处理，达标后才可以排放，由此增加了环保的成本。CN201710303433.8公开的辅助驱动式布置的能量回收系统，其回收能量一般不超过40％，也无法在甲醇制丙烯装置上运用。
现有技术采用不同压力、不同温度工艺参数的吸收剂分离产品气中酸性气体CO2的过程中，吸收剂需要反复循环使用。在循环使用时，高压吸收塔塔底出口的高压富液吸收剂通过减压阀减压后送入低压解吸塔塔顶入口，因此富液吸收剂这部分压力能量被白白浪费了；而低压解吸塔塔底出口的低压贫液吸收剂需要通过设置增压泵从外部输入能量增压后，才能送入高压吸收塔塔顶入口，因此贫液吸收剂不得不通过外部输入能量来实现。由于现有技术都没有甲醇制丙烯装置脱除酸性气体CO2过程中压力回收的技术方法，也没有将压力能量通过压力回收装置进行回收的技术手段，存在甲醇制丙烯装置操作运行能耗高的问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗高的问题，提供一种新的甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，具有能耗低的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，来自甲醇制丙烯装置经过压缩机压缩、降温、气液分离后的产品气10进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力提高后的低温贫液吸收剂19进入吸收塔1塔顶，低温贫液吸收剂19与产品气10逆流接触，产品气10中的酸性气体CO2在吸收塔1内被低温贫液吸收剂19吸收，脱除酸性气体CO2的净化产品气21从吸收塔1塔顶流出；从吸收塔1塔底流出的高压富液吸收剂12经过贫富吸收剂热交换器2换热升温为高温富液吸收剂13，该高温富液吸收剂13进入压力回收装置3回收压力能量后，成为低压富液吸收剂14进入解吸塔6解吸酸性气体CO2；在解吸塔6之上设有富液闪蒸罐，低压富液吸收剂14首先在富液闪蒸罐中闪蒸，闪蒸出烃类有机物15外送至其它单元；然后低压富液吸收剂14进入解吸塔6塔顶的气提段，外供直接蒸汽11送入解吸塔6塔底，低压富液吸收剂14进行气提再生解吸释放酸性气体CO2，酸性气体CO2物料17从解吸塔6塔顶流出，脱除酸性气体CO2的低压贫液吸收剂16从解吸塔6塔底流出；该低压贫液吸收剂16进入压力回收装置3提升压力为高压贫液吸收剂18，经过贫富吸收剂热交换器2换热降低温度，降温之后的低温贫液吸收剂19进入吸收塔1塔顶，再次循环使用吸收产品气10中的酸性气体CO2；
在贫富吸收剂热交换器2与解吸塔6之间设置有压力回收装置3，该压力回收装置3为采用液力透平原理的在线压力回收装置，在同一个泵体上通过转轴将高压侧叶轮与低压侧叶轮直接相连，高压端的富液吸收剂驱动高压侧叶轮，并通过转轴驱动低压侧叶轮转动，增加低压端的贫液吸收剂压力；由此将高压侧的“压力能”转化为“机械能”再转化为低压侧的“压力能”，而且压力回收装置3中的转轴是唯一运转部件，因此压力回收装置3无轴密封、无额外润滑系统。
上述技术方案中，优选地，正常工况时，压力回收装置3将经过贫富吸收剂热交换器2升高温度后高温富液吸收剂13的压力从高压转换成低压富液吸收剂14，同时又将来自解吸塔6塔底低压贫液吸收剂16的压力从低压转变成高压贫液吸收剂18，使返回低温贫液吸收剂19的压力满足吸收塔1吸收操作运行要求的压力。
上述技术方案中，优选地，在压力回收装置3回收压力时，若压力回收装置3高压端的富液吸收剂提供的压力能量低于低压端贫液吸收剂升高压力所需的能量，则在压力回收装置3上设置提供能量的装置5，包括电机或者蒸汽透平；若压力回收装置3高压端的富液吸收剂提供的压力能量高于低压端贫液吸收剂升高压力所需的能量，则可在压力回收装置3上设置外送能量的装置4，包括发电机。
上述技术方案中，优选地，开启提供能量装置5，对压力回收装置3提供一部分能量；压力回收装置3减压端入口操作压力范围1.5～2.5MPa，出口操作压力范围0.4～1.4MPa；升压端入口操作压力范围0.1～1.1MPa，出口操作压力范围1.9～2.9MPa。
上述技术方案中，优选地，当设置的压力回收装置3出现故障时，同时关闭在压力回收装置3进出口设置的阀门b1、b2、b3、b4，同时开启压力回收装置3正常工况时处于旁路关闭状态的阀门a1、a2、a3，并打开备用贫液泵7，在不使用压力回收装置3的情况下，仍然保证吸收剂在吸收塔1与解吸塔6之间正常循环运行。
上述技术方案中，优选地，进入吸收塔1塔底的产品气10含酸性气体CO2质量分数为0.08～0.10％；流出吸收塔1塔顶的净化产品气21含酸性气体CO2摩尔分数为≤5ppm。
上述技术方案中，优选地，吸收塔1操作压力范围1.5～2.5MPa，塔顶操作温度范围55～72℃，塔底操作温度范围58～75℃；采用摩尔分数为15～20％MEA或摩尔分数为35％～50％MDEA加上摩尔分数为3％～5％的哌嗪为吸收剂。
上述技术方案中，优选地，解吸塔6操作压力范围0.1～1.1MPa，塔顶操作温度范围100～115℃，塔底操作温度范围104～119℃；外供直接蒸汽操作压力范围0.2～1.2MPa，操作温度范围140～208℃。
本发明涉及一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，对于生产规模180万吨/年～360万吨/年甲醇制丙烯装置来说，在吸收塔1之后的贫富吸收剂热交换器2与解吸塔6之间设置压力回收装置3，通过压力回收装置3将经过贫富吸收剂热交换器2升温后高温富液吸收剂13的压力从高压转换成低压富液吸收剂14，同时将来自解吸塔6塔底低压贫液吸收剂16的压力从低压转变成高压贫液吸收剂18，由此节省电力费用23.69～47.39万元/年以上，相对节约外供能量60.10～64.74％以上，取得较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
图1中，1-吸收塔；2-贫富吸收剂热交换器；3-压力回收装置；4-外送能量装置；5-提供能量装置；6-解吸塔；7-备用贫液泵；10-产品气；11-外供直接蒸汽；12-高压富液吸收剂；13-高温富液吸收剂；14-低压富液吸收剂；15-烃类有机物；16-低压贫液吸收剂；17-酸性气体CO2；18-高压贫液吸收剂；19-低温贫液吸收剂；20-高压贫液吸收剂；21-净化产品气。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【对比例1】
分别以生产规模180万吨/年、360万吨/年甲醇制丙烯装置为例，甲醇制丙烯装置采用现有技术，在脱除酸性气体CO2过程中，没有采用压力回收技术，也没有考虑通过压力回收装置回收压力能量，吸收剂输送泵的电力消耗和经济效益，见表1。
表1输送泵电力消耗和经济效益汇总表
生产规模(万吨/年) 180 360
输送泵消耗功率(千瓦) 64.10 137.26
输送泵电机功率(千瓦) 80 160
计算电机效率(％) 80.12 85.79
年电力消耗(千瓦时) 640000 1280000
年电力费用(万元) 39.49 78.98
【实施例1】
以生产规模180万吨/年甲醇制丙烯装置为例，采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，甲醇制丙烯反应生成的产品气组成，见表2。
表2甲醇制丙烯装置产品气组成一览表
组分名称 甲烷氢 乙烯 丙烯 混合碳四 轻汽油 重汽油 二氧化碳 合计
产率/wt％ 2.61 2.78 65.74 4.75 13.28 10.74 0.10 100.00
如图1所示，工艺流程如下：经过压缩机压缩、降温、气液分离后的产品气10进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力提高后的低温贫液吸收剂19进入吸收塔1塔顶，低温贫液吸收剂19与产品气10逆流接触，产品气10中的酸性气体CO2在吸收塔1内被低温贫液吸收剂19吸收，脱除酸性气体CO2的净化产品气21从吸收塔1塔顶流出。从吸收塔1塔底流出的高压富液吸收剂12经过贫富吸收剂热交换器2换热升温为高温富液吸收剂13，该高温富液吸收剂13进入压力回收装置3回收压力能量后，成为低压富液吸收剂14进入解吸塔6解吸酸性气体CO2。在解吸塔6之上设有富液闪蒸罐，低压富液吸收剂14首先在富液闪蒸罐中闪蒸，闪蒸出烃类有机物15外送至其它单元。然后低压富液吸收剂14进入解吸塔6塔顶的气提段，外供直接蒸汽11送入解吸塔6塔底，低压富液吸收剂14进行气提再生解吸释放酸性气体CO2，酸性气体CO2物料17从解吸塔6塔顶流出，脱除酸性气体CO2的低压贫液吸收剂16从解吸塔6塔底流出。该低压贫液吸收剂16进入压力回收装置3提升压力为高压贫液吸收剂18，经过贫富吸收剂热交换器2换热降低温度，降温之后的低温贫液吸收剂19进入吸收塔1塔顶，再次循环使用，吸收产品气10中的酸性气体CO2。另外，当设置的压力回收装置3出现故障时，可同时关闭在压力回收装置3进出口设置的阀门b1、b2、b3、b4，同时开启压力回收装置3正常工况时处于旁路关闭状态的阀门a1、a2、a3，并打开备用贫液泵7，在不使用压力回收装置3的情况下，仍然可以保证吸收剂在吸收塔1与解吸塔6之间正常循环运行。
工艺参数如下：进入吸收塔1塔底的产品气10含酸性气体CO2质量分数为0.10％；流出吸收塔1塔顶的净化产品气21含酸性气体CO2摩尔分数为4.9ppm。压力回收装置3减压端入口操作压力2.0MPa，出口操作压力0.9MPa；升压端入口操作压力0.6MPa，出口操作压力2.4MPa；开启提供能量装置5，对压力回收装置3提供一部分能量。吸收塔1操作压力2.0MPa，塔顶操作温度64℃，塔底操作温度67℃；采用摩尔分数为18％MEA为吸收剂。解吸塔6操作压力0.6MPa，塔顶操作温度108℃，塔底操作温度112℃；外供直接蒸汽操作压力0.7MPa，操作温度185℃。
采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数4.9ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用23.69万元/年，相对节约外供能量60.18％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
【实施例2】
同【实施例1】，生产规模仍然为180万吨/年甲醇制丙烯装置，工艺参数不变，只是甲醇制丙烯装置反应生成的产品气组成改变，见表3。
表3甲醇制丙烯装置产品气组成一览表
组分名称 甲烷氢 乙烯 丙烯 混合碳四 轻汽油 重汽油 二氧化碳 合计
产率/wt％ 2.74 2.86 66.03 4.32 14.10 9.86 0.09 100.00
采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数4.8ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用23.69万元/年，相对节约外供能量60.33％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
【实施例3】
同【实施例1】，生产规模仍然为180万吨/年甲醇制丙烯装置，工艺参数不变，只是甲醇制丙烯装置反应生成的产品气组成改变，见表4。
表4甲醇制丙烯装置产品气组成一览表
组分名称 甲烷氢 乙烯 丙烯 混合碳四 轻汽油 重汽油 二氧化碳 合计
产率/wt％ 2.48 2.65 65.65 4.98 12.85 11.31 0.08 100.00
采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数4.7ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用23.69万元/年，相对节约外供能量60.30％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
【实施例4】
同【实施例1】，生产规模仍然为180万吨/年甲醇制丙烯装置，产品气组成不变，仅仅工艺参数改变如下：进入吸收塔1塔底的产品气10含酸性气体CO2质量分数为0.10％；流出吸收塔1塔顶的净化产品气21含酸性气体CO2摩尔分数为5.0ppm。压力回收装置3减压端入口操作压力1.5MPa，出口操作压力0.4MPa；升压端入口操作压力0.1MPa，出口操作压力1.9MPa；开启提供能量装置5，对压力回收装置3提供一部分能量。吸收塔1操作压力1.5MPa，塔顶操作温度55℃，塔底操作温度58℃；采用摩尔分数为15％MEA为吸收剂。解吸塔6操作压力0.1MPa，塔顶操作温度100℃，塔底操作温度104℃；外供直接蒸汽操作压力0.2MPa，操作温度140℃。
采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数5.0ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用23.69万元/年，相对节约外供能量60.10％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
【实施例5】
同【实施例1】，生产规模仍然为180万吨/年甲醇制丙烯装置，产品气组成不变，仅仅工艺参数改变如下：进入吸收塔1塔底的产品气10含酸性气体CO2质量分数为0.10％；流出吸收塔1塔顶的净化产品气21含酸性气体CO2摩尔分数为5.0ppm。压力回收装置3减压端入口操作压力2.5MPa，出口操作压力1.4MPa；升压端入口操作压力1.1MPa，出口操作压力2.9MPa；开启提供能量装置5，对压力回收装置3提供一部分能量。吸收塔1操作压力2.5MPa，塔顶操作温度72℃，塔底操作温度75℃；采用摩尔分数为50％MDEA加上摩尔分数为5％的哌嗪为吸收剂。解吸塔6操作压力1.1MPa，塔顶操作温度115℃，塔底操作温度119℃；外供直接蒸汽操作压力1.2MPa，操作温度208℃。
采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数5.0ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用23.69万元/年，相对节约外供能量60.86％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
【实施例6】
同【实施例1】，甲醇制丙烯反应器出口的产品气组成不变，工艺参数不变，仅仅甲醇制丙烯装置生产规模扩大为360万吨/年，采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，脱除酸性气体CO2净化后的产品气再进一步分离精制，得到酸性气体CO2摩尔分数4.9ppm和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。节省电力费用47.39万元/年，相对节约外供能量64.74％，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
综上所述，【实施例1】～【实施例6】采用本发明一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，所取得的技术效果和经济效益，见表5。
表5本发明技术效果和经济效益汇总表
本发明 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 实施例5 实施例6
生产规模(万吨/年) 180 180 180 180 180 360
压力装置回收功率(千瓦) 38.57 38.67 38.65 38.52 39.01 88.86
输送泵消耗功率(千瓦) 25.53 25.43 25.45 25.58 25.09 48.40
输送泵电机功率(千瓦) 32 32 32 32 32 64
计算电机效率(％) 79.77 79.46 79.52 79.93 78.39 75.63
年电力消耗(千瓦时) 256000 256000 256000 256000 256000 512000
年电力费用(万元) 15.80 15.80 15.80 15.80 15.80 31.59
年减少外供电力(千瓦时) 384000 384000 384000 384000 384000 768000
年节省电力费用(万元) 23.69 23.69 23.69 23.69 23.69 47.39
相对减少外供能量(％) 60.00 60.00 60.00 60.00 60.00 60.00
相对节约外供能量(％) 60.18 60.33 60.30 60.10 60.86 64.74

Claims (1)

1.一种甲醇制丙烯装置压力能量的回收方法，来自甲醇制丙烯装置经过压缩机压缩、降温、气液分离后的产品气(10)进入吸收塔(1)塔底，同时经过温度降低、压力提高后的低温贫液吸收剂(19)进入吸收塔(1)塔顶，低温贫液吸收剂(19)与产品气(10)逆流接触，产品气(10)中的酸性气体CO2在吸收塔(1)内被低温贫液吸收剂(19)吸收，脱除酸性气体CO2的净化产品气(21)从吸收塔(1)塔顶流出；从吸收塔(1)塔底流出的高压富液吸收剂(12)经过贫富吸收剂热交换器(2)换热升温为高温富液吸收剂(13)，该高温富液吸收剂(13)进入压力回收装置(3)回收压力能量后，成为低压富液吸收剂(14)进入解吸塔(6)解吸酸性气体CO2；在解吸塔(6)上设有富液闪蒸罐，低压富液吸收剂(14)首先在富液闪蒸罐中闪蒸，闪蒸出烃类有机物(15)外送至其它单元；然后低压富液吸收剂(14)进入解吸塔(6)塔顶的汽提段，外供蒸汽(11)送入解吸塔(6)塔底，低压富液吸收剂(14)进行汽提再生解吸释放酸性气体CO2，酸性气体CO2物料(17)从解吸塔(6)塔顶流出，脱除酸性气体CO2的低压贫液吸收剂(16)从解吸塔(6)塔底流出；该低压贫液吸收剂(16)进入压力回收装置(3)提升压力为高压贫液吸收剂(18)，高压贫液吸收剂(18)经过贫富吸收剂热交换器(2)换热降温之后形成的低温贫液吸收剂(19)进入吸收塔(1)塔顶，再次循环使用吸收产品气(10)中的酸性气体CO2；
在贫富吸收剂热交换器(2)与解吸塔(6)之间设置有压力回收装置(3)，该压力回收装置(3)为采用液力透平原理的在线压力回收装置，在同一个泵体上通过转轴将高压侧叶轮与低压侧叶轮直接相连，高压端的富液吸收剂驱动高压侧叶轮，并通过转轴驱动低压侧叶轮转动，增加低压端的贫液吸收剂压力；由此将高压侧的“压力能”转化为“机械能”再转化为低压侧的“压力能”，而且压力回收装置(3)中的转轴是唯一运转部件，因此压力回收装置(3)无轴密封、无额外润滑系统；正常工况时，压力回收装置(3)将经过贫富吸收剂热交换器(2)升高温度后形成的高温富液吸收剂(13)的压力从高压转换成低压，形成低压富液吸收剂(14)，同时又将来自解吸塔(6)塔底低压贫液吸收剂(16)的压力从低压转变成高压，形成高压贫液吸收剂(18)，进而使低温贫液吸收剂(19)的压力满足吸收塔(1)吸收操作运行要求的压力；在压力回收装置(3)回收压力时，若压力回收装置(3)高压端的富液吸收剂提供的压力能量低于低压端贫液吸收剂升高压力所需的能量，则在压力回收装置(3)上设置提供能量的装置(5)，包括电机或者蒸汽透平；若压力回收装置(3)高压端的富液吸收剂提供的压力能量高于低压端贫液吸收剂升高压力所需的能量，则在压力回收装置(3)上设置外送能量的装置(4)，包括发电机；开启提供能量装置(5)，对压力回收装置(3)提供一部分能量；压力回收装置(3)减压端入口操作压力范围1.5～2.5MPa，出口操作压力范围0.4～1.4MPa；升压端入口操作压力范围0.1～1.1MPa，出口操作压力范围1.9～2.9MPa；分别在高温富液吸收剂(13)管线上、低压富液吸收剂(14)管线上、低压贫液吸收剂(16)管线上、高压贫液吸收剂(18)管线上设置阀门b1、阀门b2、阀门b3、阀门b4，在阀门b1入口前的管线与阀门b2出口后的管线之间设有旁路管线A，旁路管线A上设有阀门a1；在阀门b3入口前的管线与阀门b4出口后的管线之间设有旁路管线B，按照物流方向在旁路管线B上先后设有阀门a2、备用贫液泵(7)、阀门a3；当设置的压力回收装置(3)出现故障时，同时关闭在压力回收装置(3)进出口设置的阀门b1、阀门b2、阀门b3、阀门b4，同时开启压力回收装置(3)正常工况时处于旁路关闭状态的阀门a1、阀门a2、阀门a3，并打开备用贫液泵(7)，在不使用压力回收装置(3)的情况下，仍然保证吸收剂在吸收塔(1)与解吸塔(6)之间正常循环运行；进入吸收塔(1)塔底的产品气(10)含酸性气体CO2质量分数为0.08～0.10％；流出吸收塔(1)塔顶的净化产品气(21)含酸性气体CO2摩尔分数为≤5ppm；吸收塔(1)操作压力范围1.5～2.5MPa，塔顶操作温度范围55～72℃，塔底操作温度范围58～75℃；采用摩尔分数为15～20％MEA或摩尔分数为35％～50％MDEA加上摩尔分数为3％～5％的哌嗪为吸收剂；解吸塔(6)操作压力范围0.1～1.1MPa，塔顶操作温度范围100～115℃，塔底操作温度范围104～119℃；外供蒸汽操作压力范围0.2～1.2MPa，操作温度范围140～208℃。
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