CN109200757B - 天然气制乙烯装置回收压力能量的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，主要解决现有技术中能耗高的问题。本发明通过采用一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，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55.17～67.33％，节省电力费用2.71～301万元/年的技术方案较好地解决了上述问题，可用于天然气制乙烯装置中。

Description

天然气制乙烯装置回收压力能量的方法
技术领域
本发明涉及一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法。
背景技术
近年来，国内外先后进行了大量的甲烷氧化偶联OCM催化剂试制和反应工艺研究，以实现高选择性、高转化率、高收率获得乙烯的目的。国外甲烷氧化偶联OCM技术的研究主要以美国Siluria公司最为典型；该公司通过使用生物模板精确合成纳米线催化剂，实现了在较低温度下高性能地催化转化乙烯产品。我国也有许多研究单位进行了大量的研究工作，其中中国科学院兰州化学物理研究所研制的Na2WO3-Mn/SiO2催化剂转化率及乙烯选择性均比较高，稳定性也好，具有良好的工业应用前景。
在甲烷氧化偶联OCM装置中，从OCM反应器出口流出的产品气中酸性气体CO2摩尔含量为1.8％～3.5％，工艺要求将产品气中的CO2脱除至2ppm以下。通常采用碱洗法脱除产品气中的酸性气体CO2。但当酸性气体CO2含量过高时，为了降低碱的消耗量，用可再生的乙醇胺法溶剂吸收脱除大部分酸性气体CO2，然后再用碱洗法作进一步脱除剩余的酸性气体CO2，以保证产品气中酸性气体CO2脱除至2ppm以下。
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，而吸收剂反复循环使用。
现有技术中的中国发明专利CN 106831292A甲烷氧化偶联制乙烯反应产物的分离工艺公开了甲烷氧化偶联制乙烯产物分离工艺中采用醇胺法脱除CO2的步骤，反应气经压缩机压缩至1.5～2.5MPaG，然后进入CO2吸收塔，用15％～20％的MEA或35％～50％的MDEA加3％～5％哌嗪为吸收剂，在CO2吸收塔中与反应产物接触，脱除其中CO2，得到CO2摩尔含量小于1～100ppm的反应产物。
现有技术中的美国发明专利US 0368167A1分离碳氢化合物的分离工艺中Siluria公司公开了用MEA法对压缩机出口温度在24～65℃、690～2070kPa的OCM产品气体进行高压吸附低压再生的方法，可将含有CO2摩尔体积5～10％的OCM产品气脱至5～20ppm。
在甲烷氧化偶联OCM工艺技术中，现有技术中的中国发明专利CN 106831292A和美国发明专利US 0368167A1，采用不同压力、温度工艺参数的吸收剂分离产品气中的酸性气体CO2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，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外部输入能量增压后才能送入高压吸收塔塔顶入口，贫液吸收剂增压不得不通过外部输入能量来实现。由于现有技术都没有甲烷氧化偶联装置脱除酸性气体过程中压力回收的方法，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，存在甲烷氧化偶联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，提供一种新的天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，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：一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，包括如下步骤：
(a)二氧化碳吸收：经过压缩机压缩、降温、气液分离后甲烷氧化偶联反应器出口的OCM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从吸收塔1塔顶进入吸收塔1与OCM产品气10逆流接触，用低温贫液吸收剂19吸收OCM产品气10中的二氧化碳；OCM产品气10中的二氧化碳在吸收塔1内被吸收剂吸收后，脱除二氧化碳的净化产品气21从吸收塔1塔顶流出；
(b)二氧化碳解吸：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，低压富液吸收剂14进入解吸塔6解吸二氧化碳，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塔顶气提段，进行气提再生，二氧化碳17从解吸塔6塔顶流出，低压贫液吸收剂16从解吸塔6塔底流出；
(c)吸收剂再生循环：为了脱除低压富液吸收剂14中的二氧化碳，在解吸塔6塔底送入外供直接蒸汽11以降低低压富液吸收剂14的分压，并提高低压富液吸收剂14的温度；在解吸塔6内，低压富液吸收剂14解吸释放二氧化碳后，再生成为低压贫液吸收剂16；低压贫液吸收剂16可以经备用贫液泵7提升压力后为高压贫液吸收剂20，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OCM产品气10中的二氧化碳；
(d)吸收剂压力回收：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；此外，该压力回收装置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。
上述技术方案中，优选地，当设置的压力回收装置3出现故障工况时，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，启动不使用压力回收装置3的运行工况，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OCM产品气10含CO2摩尔分数为1.9～3.1％；流出吸收塔1塔顶的净化产品气21含CO2摩尔分数为1～2ppm。
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℃。
上述技术方案中，优选地，吸收塔1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℃。
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。
本发明涉及一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，对于生产规模365吨/年～100万吨/年甲烷氧化偶联制备乙烯装置来说，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，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，由此相对节约外供能量55.17～67.33％以上，节省电力费用2.71～301万元/年以上，取得了较好的技术效果。
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-OCM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；17-二氧化碳；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365吨/年、1000吨/年、2000吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯中试装置和60万吨/年、100万吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯装置为例，采用现有技术中国发明专利CN 106831292A和美国发明专利US 0368167A1的方法，在脱除酸性气体过程中，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，见表1。
表1脱酸吸收剂输送泵电力消耗一览表
Figure BDA0001789724460000041
Figure BDA0001789724460000051
【实施例1】
以生产规模365吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯中试装置为例，采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，如图1所示，工艺流程如下：经过压缩机压缩、降温、气液分离后甲烷氧化偶联反应器出口的OCM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OCM产品气(10)逆流接触，OCM产品气(10)中的二氧化碳在吸收塔(1)内被低温贫液吸收剂(19)吸收，脱除二氧化碳的净化产品气(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)解吸二氧化碳。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二氧化碳，CO2(17)从解吸塔(6)塔顶流出，脱除二氧化碳的低压贫液吸收剂(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)提升压力后，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OCM产品气(10)中的二氧化碳。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，保证吸收剂在吸收塔(1)与解吸塔(6)之间正常循环运行。
甲烷氧化偶联反应器出口OCM产品气(10)组成，见表2。
表2反应器出口的OCM产品气组成一览表
组分名称 氢气 氮气 氧气 一氧化碳 二氧化碳 水 甲烷 乙炔 乙烯 乙烷 丙烯
组成mol％ 1.81 0.22 0.29 2.01 1.90 2.85 75.33 0.01 10.61 4.91 0.06
工艺参数如下：进入吸收塔(1)塔底的OCM产品气(10)含CO2摩尔分数为1.9％；流出吸收塔(1)塔顶的净化产品气(21)含CO2摩尔分数为1.4ppm。吸收塔(1)操作压力1.9MPa，塔顶操作温度61℃，塔底操作温度63℃；采用摩尔分数为17％MEA为吸收剂。解吸塔(6)操作压力0.4MPa，塔顶操作温度106℃，塔底操作温度109℃；外供直接蒸汽操作压力0.4MPa，操作温度164℃。压力回收装置(3)减压端入口操作压力1.9MPa，出口操作压力0.8MPa；升压端入口操作压力0.5MPa，出口操作压力2.3MPa。
采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量55.17％，节省电力费用2.71万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例2】
同【实施例1】，仅仅改为生产规模1000吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯中试装置，采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量56.02％，节省电力费用5.68万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例3】
同【实施例1】，仅仅改为生产规模2000吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯中试装置，采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量56.10％，节省电力费用11.35万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例4】
同【实施例1】，仅仅改为生产规模60万吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯装置，采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量65.80％，节省电力费用178万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例5】
同【实施例1】，仅仅改为生产规模100万吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯装置，采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量67.33％，节省电力费用301万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例6】
同【实施例4】，生产规模仍然为60万吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯装置，仅仅改变工艺参数如下：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℃。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。
采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量65.01％，节省电力费用175万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
【实施例7】
同【实施例4】，生产规模仍然为60万吨/年甲烷氧化偶联反应制备乙烯装置，仅仅改变甲烷氧化偶联反应器出口OCM产品气(10)组成，见表3。
表3反应器出口的OCM产品气组成一览表
组分名称 氢气 氮气 氧气 一氧化碳 二氧化碳 水 甲烷 乙炔 乙烯 乙烷 丙烯
组成mol％ 7.2 0.2 0.3 2.2 3.1 0.5 72.5 0.1 10.5 3.3 0.1
同时，改变工艺参数如下：进入吸收塔(1)塔底的OCM产品气(10)含CO2摩尔分数为3.1％；流出吸收塔(1)塔顶的净化产品气(21)含CO2摩尔分数为1.9ppm。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℃。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。
采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量64.95％，节省电力费用175万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表4。
综上所述，【实施例1】～【实施例7】采用本发明一种天然气制乙烯装置回收压力能量的技术方案，所取得的技术效果和经济效益，见表4。
表4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 实施例7
生产规模(吨/年) 365 1000 2000 —— —— —— ——
生产规模(万吨/年) —— —— —— 60 100 60 60
压力装置回收功率(千瓦) 3.04 6.51 13.15 307.97 518.09 304.26 304.01
输送泵消耗功率(千瓦) 2.47 5.11 10.29 160.08 251.41 163.79 164.04
输送泵电机功率(千瓦) 4.5 8.5 17 190 290 195 195
计算电机效率(％) 54.89 60.12 60.53 84.25 86.69 83.99 84.12
年电力消耗(千瓦时) 36000 68000 136000 1520000 2320000 1560000 1560000
年电力费用(万元) 2.22 4.20 8.39 94 143 96 96
年减少外供电力(千瓦时) 44000 92000 184000 2880000 4880000 2840000 2840000
年节省电力费用(万元) 2.71 5.68 11.35 178 301 175 175
相对减少外供能量(％) 55.00 57.50 57.50 65.45 67.78 64.55 64.55
相对节约外供能量(％) 55.17 56.02 56.10 65.80 67.33 65.01 64.95

Claims (1)

1.一种天然气制乙烯装置回收压力能量的方法，包括如下步骤：
（a）二氧化碳吸收：经过压缩机压缩、降温、气液分离后甲烷氧化偶联反应器出口的OCM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）从吸收塔（1）塔顶进入吸收塔（1）与OCM产品气（10）逆流接触，用低温贫液吸收剂（19）吸收OCM产品气（10）中的二氧化碳；OCM产品气（10）中的二氧化碳在吸收塔（1）内被吸收剂吸收后，脱除二氧化碳的净化产品气（21）从吸收塔（1）塔顶流出；
（b）二氧化碳解吸：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），高温富液吸收剂（13）进入压力回收装置（3），将高温富液吸收剂（13）的压力从高压转换成低压，形成低压富液吸收剂（14），低压富液吸收剂（14）进入解吸塔（6）解吸二氧化碳，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）从闪蒸罐顶排出并外送至其它单元，闪蒸罐底部的经过闪蒸后的低压富液吸收剂（14）进入解吸塔（6）塔顶汽提段，进行汽提再生，解吸出的二氧化碳（17）从解吸塔（6）塔顶流出，经过解吸后形成的低压贫液吸收剂（16）从解吸塔（6）塔底流出；
（c）吸收剂再生循环：为了脱除低压富液吸收剂（14）中的二氧化碳，在解吸塔（6）塔底送入外供蒸汽（11）以降低低压富液吸收剂（14）的分压，并提高低压富液吸收剂（14）的温度；在解吸塔（6）内，低压富液吸收剂（14）解吸释放二氧化碳后，成为低压贫液吸收剂（16）；在不使用压力回收装置（3）的工况下，低压贫液吸收剂（16）经备用贫液泵（7）提升压力后形成高压贫液吸收剂（20），高压贫液吸收剂（20）经过贫富吸收剂热交换器（2）换热降低温度后形成低温贫液吸收剂（19）进入吸收塔（1）塔顶，再次循环使用吸收OCM产品气（10）中的二氧化碳；
（d）吸收剂压力回收：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）将高温富液吸收剂（13）的压力从高压转换成低压，同时又将来自解吸塔（6）塔底的低压贫液吸收剂（16）的压力从低压转变成高压，形成的高压贫液吸收剂（18）进入贫富吸收剂热交换器（2），使从贫富吸收剂热交换器（2）出来的低温贫液吸收剂（19）的压力满足吸收塔（1）吸收操作运行要求的压力；此外，该压力回收装置（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；在高温富液吸收剂（13）管线、低压富液吸收剂（14）管线、低压贫液吸收剂（16）管线、高压贫液吸收剂（18）管线上分别设置阀门b1、阀门b2、阀门b3、阀门b4；在阀门b1入口管线与阀门b2出口管线之间设置旁路管线A，旁路管线A上设置阀门a1；在阀门b3入口管线与阀门b4出口管线之间设置旁路管线B，按照物流流动方向旁路管线B上依次设有阀门a2、备用贫液泵（7）、阀门a3；当设置的压力回收装置（3）出现故障工况时，同时关闭阀门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），启动不使用压力回收装置（3）的运行工况，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OCM产品气10含CO2摩尔分数为1.9～3.1%；流出吸收塔（1）塔顶的净化产品气（21）含CO2摩尔分数为1～2ppm；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℃；吸收塔（1）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℃；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。
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