焦炉煤气制甲醇实用工艺方案设计

1、4工艺技术方案4.1工艺技术方案的选择原料路线确定的原则和依据根据焦炉气的组成及甲醇合成对原料气的要求，确定工艺路线 如下。由焦化厂送来的焦炉气是经过化产后的焦炉气，压力 1000mm2O,温度 40C, H2S含量 100mmg/Nm3,有机硫 250 mmg/Nnn, 首先进入焦炉气压缩机压缩到 2.5MPa,再进入精脱硫装置，进行有机 硫加氢转化及无机硫脱除，将焦炉气中总硫脱至O.lppm以下，以满足转化催化剂及合成催化剂对原料气中硫含量的要求。脱硫后的焦 炉气进入转化工段，在这里进行加压催化部分氧化，使焦炉气中的 甲烷和高碳烃转化为甲醇合成的有效成分氢气和一氧化碳。为保证 脱硫精度，转

2、化后仍串有氧化锌脱硫槽。转化气经合成气压缩机提 压后进行甲醇合成，生成的粗甲醇进入甲醇精馏制得符合国标 GB338-2004优等品级精甲醇。甲醇合成的弛放气一部分送转化装置的预热炉作燃料，剩余的 弛放气和回收氢后的尾气去焦化公司锅炉房作燃料。转化采用纯氧部分氧化，所需氧气由空分提供。全厂方框流程 图及物料平衡表见附图。唐山万兰兴化工公司甲常I廉戶主i潍图| 3 IL ln- 1nr卄Nd? 1,r 4W VI-1 :V*.2卜H.P7t2lid.00177B2読GO171S757.8H35224瞬34祀1HD.D5J.a?|：pj3seaBl戏7EJ-JEIao.ajCO用96014MJ GO

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4、)别i柿iffJ2.2w如津306251C4J30625JOO30312JU眇2IJD赋11001.3011 -.100瞬3JOOtVMthfi3u T103flQJD再|赫401PPis0.0J52.53152.01 e.a05020.2工艺技术方案的比较和选择焦炉气压缩由焦化厂送来的焦炉气H?S小于100mg/Nm，有机硫约 2503mg/Nm,压力为常压，在进一步处理前，必须进行气体的压缩。本工 程焦炉气量较大，可选择的压缩机有往复式和离心式两种。往复式压缩机技术成熟，价格便宜，但单机打气量小，机器庞大， 噪音高，惯性力强，需要强固的基础。此外，往复式压缩机易损件多， 容易停车，检修频繁

5、，维修费用高，必须考虑备机，如采用往复式压 缩机，需两开一备，占地大，电耗稍高。离心式压缩机体积与重量都小而流量很大，占地少，供气均匀、 运转平稳、易损件少、维护方便，可以长周期安全运行，不考虑备机。 更为有利的是可以用蒸汽透平驱动压缩机，从而合理地利用热能。但离心式压缩机价格远高于往复式压缩机， 投资为往复式压缩机投资的 两倍，此外，焦炉气含尘、含硫，容易造成离心式压缩机叶轮通道的 堵塞，更为致命的是焦炉气中H2含量高，气体平均分子量小，如采用 离心式压缩机设备加工难度大。相比之下，往复式压缩机对气体组分 没有要求，适用性广，技术成熟，因此焦炉气压缩选用往复式压缩机。该机采用对称平衡型四列三

6、级压缩，双一级气缸，二级、三级气 缸各一个，对称平衡型压缩机惯性力完全平衡，同时由于相对两列的 活塞力相反，能相互抵消，减少了主轴颈和主轴承之间的磨损。精脱硫焦炉气压缩机出来的焦炉气中H2S小于100mgNm3,有机硫约250mg/Nm,无机硫脱除相对容易，有机硫不容易直接脱除，必须先转化 为无机硫，再进行脱除。加氢转化反应属可逆反应，采用有机硫两级 转化和无机硫两级脱除有利于有机硫转化反应的进行，并容易保证脱硫精度。有机硫转化催化剂主要有钻钼加氢催化剂、铁钼加氢催化剂和湖 北所等单位开发的水解催化剂。钻钼加氢催化剂价格昂贵，过去主要 用于天然气脱硫，经过研究加入有效助剂后，可以用于焦炉气脱硫

7、， 克服了甲烷化的缺点，并且对噻吩有很高的转化率；水解催化剂主要 用于水解羰基硫，对噻吩基本不起作用；铁钼加氢催化剂价格适中， 对各种有机硫有着较高的转化率，适合焦炉气脱硫，并且在许多焦化 厂制取合成氨和甲醇装置中得到检验。 为保证脱硫精度，本装置采用 两级铁钼加氢转化，串两级干法脱硫，脱硫后总硫控制在O.lppm以下。转化焦炉气转化可以采用蒸汽转化、催化部分氧化和非催化部分氧化 法。蒸汽转化法不需要空分装置，转化炉可以借鉴天然气一段转化 炉，焦炉气与工艺蒸汽进行水碳比调节，混合气在对流段预热至500C 以上进入转化炉管，在转化管内进行甲烷转化反应，生成H、CO CO 等组分。转化管出口温度视

8、炉型（顶烧炉和侧烧炉）和转化管材料而 有所不同，一般为使转化管出口甲烷含量最低和得到尽可能高的CO含量，尽量提高转化炉出口温度。炉管采用耐高温的高镍铬合金管， 蒸汽转化是吸热反应，需消耗大量的焦炉气作为燃料，提供反应所需 的热量,能耗较高，操作成本高于催化部分氧化法。虽然蒸汽转化法 不需要空分装置，但转化炉管价格昂贵，两种转化方法的投资基本相 同。蒸汽转化法由于HO/C高，转化炉出口 H/C较高，造成甲醇合成弛 放气量大，甲醇产率低。催化部分氧化法不需要昂贵的镍铬转化炉管，只需一段转化，转化炉类似于蒸汽转化法的二段炉，流程简单。采用纯氧自热式部分氧 化，避免了蒸汽转化法外部间接加热的形式，反应

9、速度比蒸汽转化法快，有利于强化生产，燃料气消耗低，焦炉气利用率高，投资省。我 院于二十世纪八十年代为山西焦化集团公司设计的焦炉气富氧部分 氧化制合成氨装置，一直使用至今，此外，我院又先后为曲靖炼焦制 气厂、河北建滔甲醇工程等多家企业设计了焦炉气纯氧转化制甲醇装 置，这两个厂分别于2004年和2005年投产，因此，我院对焦炉气转 化积累了成功的设计经验，并获准专利保护（专利号ZL 200320127134.7）。非催化部分氧化法不用催化剂，反应温度约1400C,烃类转化率高，不用贵重的镍催化剂和高镍铬合金钢材，设备体积小，对原料 的硫含量要求不高，可以省掉精脱硫装置。缺点是转化炉反应温度高， 内

10、衬金刚玉，造价高；焦炉气及氧气耗量高，甲醇产量低。非催化裂 解生成较多炭黑，增加了后处理的困难，因此对于较易转化的焦炉气 一般不采用此法。通过以上比较可以看出，催化部分氧化法设备简单，流程短，投资少，能耗低，因此本项目焦炉气转化仍采用催化部分氧化工艺。甲醇合成(1) 合成压力的选择甲醇工业始于20世纪初，最初采用Zn-Cr催化剂、合成压力30MPa, 随着脱硫技术的发展，和铜系催化剂的开发成功与工业应用， 在较低 温度和中、低压力下就可以获得较高的甲醇产率。 铜系催化剂不仅活 性好，而且选择性好，减少了副反应，改善了甲醇质量。由于压力低， 设备制造比高压法容易，投资少，能耗低，成本也低。目前高

11、压法渐 趋淘汰，一般都采用低压法，超大型装置采用中压法。(2) 甲醇合成反应器的比较与选择目前，国内外甲醇反应器型式比较多，总的趋势是向醇净值高、 移热效果好、投资省、操作控制灵活方便的方向发展。1) 冷激式合成塔冷激式合成塔设备简单，塔体为空塔，无触媒筐，反应床层分为 若干绝热段，段间通入冷的原料气控制床层温度，触媒装卸方便，投 资省，并易于大型化，但不能回收高位能反应热，只能副产低压蒸汽。 由于用冷激气喷入触媒段间以降低反应气温度， 合成塔出口甲醇浓度 低，循环比大，操作费用高，开工需设开工加热炉。2) 管壳反应器管壳反应器管内装填触媒，管间为沸腾水，反应放出的热量经 管壁传给管间的沸腾水

12、，产生中压蒸汽。通过调节蒸汽压力有效地控 制床层温度，床层温差变化小，操作平稳，副反应少，单程转化率高， 循环比小，功耗低。副产的中压蒸汽可用于驱动循环压缩机或作为甲 醇精馏系统的热源。管壳式反应器结构复杂，材料要求高，投资比冷 激式反应器大，但操作费用低。开工设备为蒸汽喷射器，无须设置开 工加热炉。3) MR阪应器MRF反应器是日本东洋工程公司开发的甲醇合成塔。该反应器由 一个立式的压力容器，一个带中心管的催化剂筐，以及同锅炉给水分 配总管和蒸汽收集总管相连接的立式锅炉列管组成。列管排列成若干 层同心圆，垂直安装在催化剂床层上，与水平径向流动的合成气垂直。 锅炉给水从炉底通入冷却管，产生的蒸

13、汽汇集在蒸汽室内。由于反应 气是径向流动，床层阻力小；反应气垂直流过列管表面，传热系数高, 移热效果好。4) 林德反应器林德反应器也是管壳式反应器，与普通管壳式、MRF反应器的显著区别是：后两种反应器都是直管式反应器， 而林德反应器则为绕管 式管壳反应器，触媒装在壳程，绕管埋在触媒内，管内充水，利用反 应热副产2.9MPa饱和蒸汽，使触媒在等温下操作。由于林德反应器 采用盘绕式列管和球型管板，很好地解决了热应力问题。5) Casale轴径向合成塔Casale轴径向塔的特点是触媒床顶端不封闭，造成触媒床上部 为轴向流动，床层主要部分为径向流动。触媒筐的外壁开有不同分布 的孔，以保证气流分布。各段

14、床层底部封闭，反应后气体经中心管流 入合成塔外的换热器，回收热量。由于不采用直接冷激，而采用塔外 换热，各床层段出口甲醇浓度较高，所需的床层段数较少，优点是易 于大型化。6）林达均温型合成塔林达均温型合成塔在触媒床层内埋有可以自由伸缩的冷管束，用管内冷气吸收管外反应热，管内冷气与触媒层中反应气有并流和逆流 间接换热，出塔反应气副产低压蒸汽。均温塔不受压力限制，调温提 压容易，材料简单，价格便宜，运行稳定。综上所述，在选择合成塔类型时要综合考虑技术可靠性、投资及 运行费用。冷激式反应器在甲醇合成工业业绩最多，但与 管壳式、MRF林 德管壳式等温反应器相比，其差距是十分明显的。国内仅有的几套冷 激

15、式反应器现均改成了其它型式的反应器。林达反应器虽然有价格上 的优势，但由于高位能没有得到有效利用， 在大型项目上推广有一定 难度。管壳式、MRF林德反应器均为管壳式等温反应器，由于设备内 列管占去较大部分体积，催化剂装填系数低，当生产规模较大时，反 应器体积较大，给反应器的设计制造带来较大难度。Casale反应器由于是轴径向流动，催化床层阻力降明显减少， 可以增加合成塔的高度，但由于是绝热反应，床层温度变化较大，易 形成副产物，此外该反应器是卧式反应器，占地较大。管壳式、MRF林德反应器均为等温反应器，但只有管壳式等温反应器实现了国产化，并有多套生产装置在成功运行，为操作方便，本工程甲醇反应器

16、采用管壳式等温反应器。甲醇精馏甲醇精馏分为两塔精馏和三塔精馏流程，主要区别在于三塔流程 采用两个主精馏塔，一个加压操作，一个常压操作，用加压塔塔顶蒸 汽冷凝热作常压塔塔底再沸器热源， 从而减少蒸汽和冷却水消耗，但 流程稍长，投资稍有增加。从能耗和投资综合考虑，本装置采用三塔流程。精馏塔内件可采用填料也可以采用塔板， 二者投资接近，都可以 达到甲醇成品精度要求，考虑到板式塔容易调节采出和进料位置， 操 作方便，本可研精馏塔内件采用俘阀塔板。4.2工艺流程和消耗定额焦炉气压缩从焦化厂来的压力为1500mmH、温度40C的焦炉气进入焦炉气 压缩机，升压至2.5MPa冷却到40C后送精脱硫装置。焦炉气

17、共三 台，两开一备。动力消耗定额（吨精甲醇）及消耗量序号名称规格使用情况单位消耗 定额消耗量备注每小时每年1循环水0.40MPa32 r连续t33.365004x1062电10kV连续kW320.3480038.4 x1063电380V连续kW1.2180.14 x106422 精脱硫来自焦炉气压缩的压力2.5MPa,温度40C的焦炉气经过过滤器 和预脱硫槽滤去油雾和脱除无机硫后送至转化装置利用余热提温到 约 220C。提温后的气体经过一级加氢转化器，气体中的有机硫在此转化为 无机硫，另外，气体中的氧也在此与氢反应生成水，不饱和烃加氢成 为饱和烃。加氢转化后的气体含总硫约252mg/Nrh,进

18、入中温脱硫槽， 脱去绝大部分的无机硫。之后经过二级加氢转化器将残余的有机硫进 行转化，再经中温氧化锌脱硫槽把关，使气体中的总硫达到O.lppm。出氧化锌脱硫槽的气体压力约为 2.3MPa,温度约为380C送往转化装 置。装置中设置中温脱硫槽三台，操作时可串可并，正常操作时两开 一备。氧化锌脱硫槽为两台，正常操作时两台串联，当一台需要更换 触媒时，短时单台操作。开车时或更换新触媒后，中温氧化铁脱硫剂，需要升温还原、铁 钼加氢催化剂需硫化。升温气体通过升温炉来加热，升温炉用燃料气 作热源。辅助材料消耗定额及消耗量表序号名称规格单位消耗定额消耗量备注每小时每年1铁钼加氢催化剂kg0.0971.461

19、17002中温氧化铁kg2.1432.132570003氧化锌脱硫kg0.223.3827000剂4活性炭kg0.0660.9979505吸油剂kg0.1482.2217800注：消耗定额以吨甲醇产品计转化脱硫后的焦炉气，压力约 2.2MPa温度约350C进入转化工段。 为甲烷转化反应的需要，同时为防止焦炉气在高温下析碳，在焦炉气 中加入3.0MPa勺饱和蒸汽。加入蒸汽后的焦炉气经焦炉气预热器加 热至520C后，再经预热炉预热至660C进入转化炉上部。预热炉用燃 料气作为热源。来自空分工段的氧气，温度100C,压力约2.5MPa,加入过热蒸 汽后进入转化炉上部，氧气流量根据转化炉出口温度和焦炉

20、气流量来 调节。焦炉气和氧气分别进入转化炉上部后立即进行氧化反应放出热 量，并很快进入催化床层，进行以下反应：2H+C2二HO+115.48kcal(1)2CH+Q=2CO+42+17.0kcal(2)CH+HO二CO+32H49.3kcal(3)CH+CO=2CO+2H59.1kcal (4)CO+HO=COH+9.8kcal(5)反应最终按(5)式达到平衡，转化气由转化炉底部引出，温度 950C985C压力约2.2MPa甲烷含量约0.7% (干基)，进入废热 锅炉回收热量副产蒸汽，转化气温度降为540C,然后经焦炉气预热器加热入炉焦炉气和蒸汽，温度降为 370C,进入焦炉气初预热器加 热原

21、料焦炉气，温度降至270C后，经锅炉给水预热器、脱盐水预热 器、采暖水加热器进一步回收反应热后，转化气温度降至约100C,再进入水冷器冷却至40G经气液分离器分离工艺冷凝液后，由氧化 锌脱硫槽脱除气体中残余的硫，为甲醇合成做最后的把关。出氧化锌 脱硫槽的转化气温度40C,压力约2.0MPa经过滤器送往合成气压 缩工段。气液分离器出口的工艺冷凝液作为循环水补充水。来自锅炉房的锅炉给水，温度约105C,压力约4.2MPa,在锅炉 给水预热器用转化气加热至200C后，一部分送往甲醇合成，一部分 经废热锅炉的汽包进入废热锅炉，生产3.0MPa中压蒸汽。废热锅炉所生产的蒸汽除供给本工段用汽外，富裕蒸汽送

22、往蒸汽管网。辅助材料、动力消耗定额（吨精甲醇）及消耗量序号名称规格使用情况单位消耗 定额消耗量备注每小时每年1循环水0.40MPa32 r连续t63.49507.6x10 62电380V连续kW2.87430.344 x10 63锅炉给水4.2MPa105C连续t1.5923.90.191 x10 64蒸汽3.0MPa连续t-0.37-5.5-440005转化催化剂kg0.11.5120006氧化锌脱kg0.010.151200硫剂合成气压缩、甲醇合成来自转化的合成气（1.9 MPa,进入合成气压缩机组，经一级压 缩后，与循环气混合进入合成气压缩机组第二级压缩到6.0 MPa。该机组由蒸汽透平

23、驱动，可同时压缩合成气和循环气。出压缩机组的气 体经气气换热器换热升温至220C，进入甲醇反应器，在催化剂的作 用下进行甲醇合成反应，主要反应如下C0+2t=CH0H+QCO+3H二CHOH+HO+Q甲醇反应器为管壳式反应器，管内填装触媒，反应管外为沸腾热 水，利用反应热副产中压饱和蒸汽。反应器出口气进气气换热器与合 成塔入口气换热，把入口气预热到活性温度以上，然后进入水冷器冷 却到40 C，最后进入甲醇分离器进行气液分离。出甲醇分离器气体 大部分作为循环气去合成气压缩机增压后合成甲醇，另一部分去洗醇塔洗涤甲醇。洗醇塔出口气根据需要分别去转化和焦化装置。由甲醇分离器底部出来的粗甲醇减压到 0.

24、5MPa后进入闪蒸槽， 闪蒸出的溶解气去转化作燃料气，闪蒸槽出来的粗甲醇去甲醇精馏精 制。辅助材料、动力消耗定额及消耗量序号名称规格使用情况单位消耗 定额消耗量备注每小时每年1蒸汽3.43MPa435C连续t1.07161280002蒸汽0.6MPa饱和连续t-1.05-15.8-1264003电380V连续kW3.47524160004锅炉给水4.5MPa 105C连续t1.1116.61328005软水0.2MPa 40 T连续t0.071.188006循环水0.4MPa 32 T连续t152.1228018.24 x10 67甲醇催化剂kg0.1932.923200甲醇精馏从甲醇合成来的

25、粗甲醇，温度40C,压力0.5MPa(g),进入粗甲 醇缓冲槽，出粗甲醇缓冲槽的粗甲醇经粗甲醇预热器预热后进入预精 馏塔。出粗甲醇缓冲槽的贮罐气经压力调节送到转化工段燃烧。为中和预塔塔底的少量酸，由碱液泵向预塔加入少量的510%的NaOH溶液。从预塔塔顶出来的气体温度75C，压力0.05MPa(g)，经预塔冷 凝器I和预塔冷凝器II用循环水分级冷凝后，温度降到 40C，冷凝 下来的甲醇溶液收集在预塔回流槽内，通过预塔回流泵加压后，从预塔的塔顶进入到预塔内，预塔再沸器的能力要满足一定的回流比。 预 塔再沸器的热源为低压蒸汽。预塔冷凝器II中不凝气、预塔塔顶少量的排放气和各塔顶部气体管线上安全阀后

26、的排放气体，均通入排放 槽，用软水吸收回收甲醇后送至燃料气系统燃烧。回收的甲醇液自流入地下槽内。从预塔塔底出来脱除轻组分后的预后甲醇，用预后甲醇泵抽出， 送入加压精馏塔，加压精馏塔的操作压力为0.6MPa(g)，塔底用再沸器加热，使塔底料液维持在134C，从甲醇加压塔塔顶出来的甲醇蒸 汽在常压塔再沸器中冷凝，释放的热用来加热常压塔中的物料。 常压塔再沸器出口的甲醇冷凝液一部分由加压塔回流泵经回流槽在流量 控制下送回加压塔顶回流；另一部分作为成品甲醇，成品甲醇首先经 粗甲醇预热器冷却，再经精甲醇冷却器冷却到大约40C，送往精甲醇中间槽。控制加压塔的液面使过剩的产物在134 C下进入常压塔，常压塔

27、底部产物在107C和0.03MPa(g)压力条件下，由加压塔顶产物 的冷凝热再沸。离开常压塔顶的蒸汽约65C，在常压塔顶冷凝器中冷却到40C后送到常压塔回流槽，在流量控制下，再用常压塔回流 泵将回流液送回塔顶，其余部分作为精甲醇产品送入精甲醇中间槽。 精甲醇中间槽的甲醇产品经分析合格后，通过精甲醇泵送到成品罐区 贮存。常压塔底的产物是水，含有微量的甲醇和高沸点杂质。为防止 高沸点的杂醇混入到精甲醇产品中， 在常压塔的下部有杂醇采出，温 度约85C，压力约0.035MPa(g)，经杂醇冷却器冷却到 40 C后，靠 静压送到杂醇贮槽，再通过杂醇泵送到成品罐区贮存。从常压塔底部排出的废水温度107C

28、，压力约0.045MPa(g)，经 残液冷却器冷却到40C后，由残液泵送往水处理装置进行废水处理。辅助材料、动力消耗定额(吨精甲醇)及消耗量序号名称规格使用情况单位消耗定额消耗量备注每小时每年1蒸汽0.5MPa158C连续t1.2318.40.147x10 62循环水0.4MPa32 C连续t58.08706.96x1063电380V连续kWh9.341401.12X1064NaOH100%连续kg0.11.5412300空分装置本装置为10万吨/年甲醇装置的配套设备。其主要任务是为转 化装置连续提供压力为 2.5MPa(G),气量6300 Nm/h，纯度为99.6% 的氧气；为开车吹扫、置换

29、、触媒升温还原提供气量3000 NriVh、纯度为99.99%的氮气。4262工艺方案及主要设备选型为了满足所用氧气量及压力等级，设计选用KDONAr-6000/3000型深冷空分设备一套。主要技术参数如下：氧气 6300 Nmi/h，纯度为99.6%O氮气 3000 Nmi/h，纯度为 99.99%N4263工艺流程简述本装置采用目前较为先进的分子筛纯化增压流程，空气经脉冲式空气过滤器除去空气中的灰尘及其它机械杂质，然后进入透平压缩机被压缩至约0.62MPa。压缩后的空气进入空气预冷系统的空气冷却塔， 在其中被水冷却和洗涤。空气被冷却至约15.5 C左右后进入分子筛纯化器除去空气中水分、二氧

30、化碳及乙炔等杂质使空气得到净化，由 于分子筛吸附热之故，空气被复热至17C，然后分二路入分馏塔，一路是绝大部分空气进入分馏塔中主换热器被返流气冷却至-172 C(其中有一小部分被液化)进入下塔底部，而另一路空气经过增压机 增压至0.80.9MPa,经冷却后进入主换热器被冷却至-108 C左右， 再从主换热器中部抽出去透平膨胀机膨胀至0.14 MPa左右，以-165 C 温度进入上塔进行精馏，得产品氧气和氮气，部分污氮再生分子筛使 用，大部分氮气去水冷却塔，产品氧气和少部分氮气分别送往用户使 用。4264水、电、汽消耗指标:序 号名称规格单位使用 情况消耗量备注每小时每年1循环水32 Ct连续1

31、39011.12 x1062电380VkW连续2001.6x10 63电10kVkW连续11008.8 x10 64蒸汽3.43MPa435 Ct连续16.10.129 x1064.3自控技术方案焦炉气生产甲醇技术可靠，工艺成熟，生产过程具有连续性和可 靠性。为了取得最佳的经济效益，确保整套生产装置的安全、可靠运 行，设计采用先进、可靠、自动化水平高的集散控制系统（DCS系统） 的自控方案。自动化水平本工程主要分为甲醇装置区、 空分装置和循环水系统。甲醇装置 区内单独设独立的控制楼，在中央控制室设置一套集散控制系统（DCS 系统），用于对焦炉气压缩、精脱硫、转化、合成气压缩、甲醇合成、 精馏，

32、最后到甲醇产品整套工艺流程进行集中监测和过程控制。焦炉气压缩机和合成气压缩机组的仪表及控制系统随机成套供货，DCS系统只监测、显示其运行状态。循环水系统采用常规的智能型数字式仪表， 分别在各自的操作室或控制室设置仪表盘进行监控。空分及锅炉仪表成套供货。432为了确保生产装置及操作人员的安全，设置报警、联锁系统。该系统功能由DCS系统实现。在中央控制室的DCS系统的操作站画面 上设有各种操作按钮软开关或通过操作站的操作员键盘上的特定功 能键，可对转动设备(压缩机、泵等)进行紧急停车，以及对有关安 全联锁阀门进行远程手动开/关操作。对于焦炉气及循环气的主要成份(CO CH3OH采用在线自动分 析仪器进行连续分析。分析器的主机、取样探头、预处理装置及其它 辅助装置由分析仪器厂成套供应，除取样探头以外的成套装置安装在 现场的分析器室内或现场安装的正压防爆柜内。 分析器输出信号送到 中央控制室的DC系统。对有CO H2、CHOH等可燃易爆气体的场所，如压缩机厂房、甲 醇精馏装置区等，设置可燃