年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计

年产20年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计#触，从上塔顶出来的净化气（CO2约2～3%（V）、COS和H2S<5ppm、温度1.12℃），经净化气分离器（V4002）除去少量雾沫夹带的NHD后，进入气-气换热器（E4001A），温度升至30℃，压力3.47MPa（A），然后将净化气送去精脱硫。精脱硫时，净化气先进入水解槽预热器（E4004）被变换气冷凝液加热到80℃，经水解槽（R3001）水解后，在水解气冷却器（E4005）中冷却至40℃，进到精脱硫槽（R3002A，B）精脱硫，得到符合甲醇合成所需的净化气体（CO2：2～3%，COS和H2S<0.1ppm），送入合成甲醇工段。吸收了少量CO2、H2S和COS的NHD贫液从脱碳塔（T4001）上塔底部出来后返回到NHD脱硫工段。进脱碳塔下塔上部的NHD贫液温度为-5℃，在塔内吸收CO2的过程中，由于CO2的溶解热使溶液温度升高，出塔底的NHD富液温度达到14.1℃、压力3.52Mpa（A）。富液进入水力透平（HT4001A,B）回收静压能，压力降至1.3MPa（A）后进入脱碳高压闪蒸槽（V4003），脱碳高压闪蒸槽设备为板式塔，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出来，此气体即谓脱碳高压闪蒸气。高压闪蒸气和来自脱硫工段的脱硫高压闪蒸气混合后进入闪蒸气压缩机（C4001A，B），闪蒸气升压至3.7Mpa（A）、经闪蒸气水冷器冷却到40℃与变换气混合，经气体换热器（E6401A，B）降温后再去脱硫工段循环吸收。从脱碳高压闪蒸槽底部出来的溶液，减压进入低压闪蒸槽（V4004），在此塔内NHD实液中溶解的大部分CO2气体解吸出来，温度为0.55℃，此气体即谓CO2气，CO2气进入脱碳气体换热器（E4001B）回收冷量后放空。低压闪蒸槽（V4005）底部出来的富液自流进入气提塔（T4002）塔内有五层QH-1型扁环散堆填料，溶液与气提氮气在填料层内逆流接触，此时溶液中溶解的CO2被气提出来，排至大气。从气提塔底出来的贫液经氨冷器（E4003）冷却到-5℃，由脱碳贫液泵（P4001A，B）提压至3.9Mpa（A）进入脱碳塔下塔上部。系统中各排液、导淋回收的NHD溶液，经排液总管送入溶剂系统贮槽内。

R3二3E3晚 F3321图6NHD脱硫脱碳工艺流程R3二3E3晚 F3321图6NHD脱硫脱碳工艺流程硫回收来自脱硫工段的酸性气经酸性气分水罐（V6001）分离掉酸性水，进入酸性气燃烧炉（F6001）与按一定比例配入的富氧空气混合燃烧，使炉膛温度保持在950℃左右。炉内发生H2S部分氧化反应，三分之一的H2S燃烧转化成SO2，生成的SO2再与剩下的H2S发生克劳斯发应生成单质硫。炉膛内发生的化学反应如下：H2S+3/2O2→SO2+H2O+Q1H2S+1/2SO2→H2O+3/4S2+Q2燃烧后从炉内出来的混合气分成三股，一股去一级高温掺合阀（TV6001），一股去二级高温掺合阀（TV6002）,另一股经加氢预热器（E6003）与加氢工艺气体换热冷却到810℃，再经过废热锅炉（E6004）降温到330℃，然后进入一级冷凝器（E6005）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。从一级冷凝器（E6005）出来被冷却至150℃的气体与酸性气燃烧炉出口的一级高温掺合阀（TV6001）热口进来的高温气体掺合提温到270℃进入一级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应。其中主要反应：2H2S+SO2→3/2S2+2H2O+Q反应后的气体进入二级冷凝器（E6006），冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。转化气同样与酸性气燃烧炉出口的二级高温掺合阀（TV6002）热口进来的高温气体掺合提温到220℃进入二级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应，然后进入三级冷凝器（E6007）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。三级冷凝器（E6007）出口气体进入尾气分液罐（V6005）进一步分离出气体中夹带的液硫，从尾气分液罐（V6005）顶部出来的就是Claus尾气。从一、二、三级冷凝器（E6005,E6006,E6007）和尾气分液罐（V6005）中冷凝下来的液硫都进入液硫封（V6004A,B）,然后由液硫封（V6004A,B）自流流入液硫贮罐（V6007A,B），再用液硫泵（P6002A,B）将液硫输送到液硫高位罐（V6009），由液硫高位罐（V6009）经过过虑输送到硫磺尖嘴滴落成型造粒机去造粒成型包装出售。配入一定量氢气的Claus尾气经过加氢预热器（E6003）预热至300℃进入加氢反应器（R6002）反应，将除H2S以外的硫化物几乎全部转化为H2S，反应器出口气体进入蒸汽发生器（E6008）冷却至160℃，再进入急冷塔（T6001）冷却到36℃。经急冷塔（T6001）急冷后的气体去吸收塔（T6002）与从塔顶下来的NHD贫液逆向接触，气体中所含的大部分H2S和部分CO2被贫液吸收下来，从吸收塔（T6002）顶出来的尾气进入尾气焚烧炉（F6002），与配入的稍过量的空气和燃料气进行高温焚烧，使H2S全部转化为SO2，焚烧气经尾气废锅（E6009）冷却至300℃，通过烟囱（X6001）高空排放。急冷塔（T6001）底的急冷水用急冷水循环泵（P6011A，B）加压打入急冷水冷却器（E6016）冷却到36℃进入急冷塔上部，自上而下冷却从急冷塔下部而来的气体。吸收了H2S和部分CO2的NHD富液自吸收塔底由富液泵（P6012A，B）泵出，与再生塔来的NHD贫液经过贫富液换热器Ⅰ（E6012）和贫富液换热器Ⅱ（E6013）换热后升温到135℃进入再生塔（T6003）再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器（E6017）加热，使富液中的H2S和CO2受热解析。从再生塔顶出来的温度约为107℃的再生气经再生气水冷器（E6014）冷却至40℃，再经再生气分离器（V6014）除去水，然后返回酸性气燃烧炉再次进行Claus转化；分离出来的水则经回流水泵（P6014A，B）打回再生塔。受热解析出H2S和CO2的NHD贫液与吸收塔（T6002）出来的富液换热、循环水冷却、氨冷器冷却降温到0℃进入吸收塔（T6002）再去进行吸收。本装置接收到从变换工段送来的中压锅炉给水在废热锅炉（E6004）产1.3MPa（G）

蒸汽送入管网；从变换过来的低压锅炉给水在各级冷凝器（E6005，E6006，E6007）、蒸汽发生器（E6008）和尾气废锅（E6009）中产生0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。图7硫回收工艺流程E6DQ3图7硫回收工艺流程E6DQ3甲醇合成工艺流程来自脱碳装置的新鲜气（40℃，3.4MPa）与循环气一起经甲醇合成气压缩机（C7001）压缩至5.14MPa后，经过入塔气预热器（E7001）加热到225℃，进入甲醇合成塔（R7001）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应：CO+2H2=CH3OH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反应器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（3.9MPa饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。甲醇合成塔（R7001）出来的合成气（255℃，4.9MPa），经入塔气预热器（E7001），甲醇水冷器（E7002A，B），进入甲醇分离器（V7002），粗甲醇在此被分离。分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽（V7003），被减压至0.4MPa后送至精馏装置。甲醇分离器（V7002）分离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压送至甲醇合成塔（R7001）继续进行合成反应。从甲醇分离器（V7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽（V7003）顶部排出的膨胀气去燃料气系统。合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。汽包（V7001）排污，经排污膨胀槽（V7006）膨胀减压后就地排放。RmE"K‘-I'ngll?V7CJj图8合成工艺流程甲醇精馏工艺流程来自甲醇合成装置的粗甲醇（40℃，0.4MPa），通过预塔进料泵（P8002A,B），经粗甲醇预热器加热至65℃，进入预精馏塔（T8001），预塔再沸器（E8004）用0.4MPa的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵（P8003A,B）作为该塔回流液。预精馏塔（T8001）底部粗甲醇液经加压塔进料泵（P8004A,B）进入加压精馏塔（T8002），加压塔再沸器（E8005）以1.3MPa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6MPa，122℃）经常压塔再沸器（E8007A，B）后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽（V8004），一部分精甲醇经加压塔回流泵（P8005A，B），回到加压精馏塔（T8002）作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器（E8006）冷却后进入精甲醇计量槽（V8007A，B）中。加压精馏塔（T8002）塔底釜液（0.6MPa，125℃）进入常压精馏塔（T8003），进一步精馏。常压塔再沸器（E8007A，B）以加压精馏塔（T8002）塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔（T8003）顶部排出精甲醇气（0.13MPa，67℃），经常压塔冷凝冷却器（E8008）冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔（T8003），另一部分打到精甲醇计量槽（V8007A，B）内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵（P8008A，B）从精甲醇计量槽（V8007A，B）送至甲醇罐区装置。为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵（P8002A，B）后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去燃料气系统。由常压精馏塔（T8003）底部排出的精馏残液经废水冷却器（E8009）冷却至40℃后，由废水泵（P8007A，B）送到生化处理装置。由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽（V9101A，B）中。精甲醇贮槽为两台10000m3的固定顶贮罐，贮存量按15天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵（P9101A,B），将甲醇输送到甲醇装卸栈台，通过火车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。甲醇装卸栈台共设有12台火车鹤管和6台汽车鹤管，根据精甲醇泵（P9101A,B）的能力，至少有三台槽车同时装料。VhC37-!■T-003E：3C；-IFWGT七尤ES30C5P^C23WCMTBO：：E：：■■图9精馏工艺流程氨吸收制冷流程由净化装置（NHD脱硫脱碳工段）及醋酸装置来的气氨（-15℃，0.22MPaA），进入本装置，经过冷器（E2503）与出工段的液氨换热，升到23.8℃进入吸收器（R2501AB、R2502AB），被由溶液热交换器（E2502A，B）来的稀氨水（47℃）吸收为浓氨水（37℃）。其吸收反应热由冷却水带出。浓氨水由氨水泵（P2501A、B）加压，经溶液热换热器，与来自精馏塔塔釜稀氨水（140℃）换热，升到114℃，进入精馏塔（T2501A、B）中部进行精馏。蒸出的气氨经塔顶回流冷凝器，进入氨冷凝器（E2504A～D），冷凝为液氨，进入液氨贮槽，然后液氨经过冷器换热，过冷到16.9℃送到用户。来自NHD脱硫工段的变换气（182℃），进入本工段再沸器（E2501A，B）后，再经冷凝液分离器（V2504A，B）后返回到变换甲烷工段，为精馏氨水提供热源。由精馏塔出来的氨水，经（立式）膜式再沸器，蒸出气氨及稀氨水混合液，返回到精馏塔。稀氨水由塔底出来进入溶液热交换器。整个装置形成气氨吸收，浓氨水精馏，冷凝液氨的循环系统，为用户提供冷量。来自合成、净化的循环水装置的循环冷却水，分别进入吸收器，冷凝器，塔顶回流冷却器，分别移出氨的反应热和冷凝热。4工艺计算物料衡算精馏工段工厂设计为年产精甲醇20万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为25.25吨，即25.25t/h。精馏工段通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家一级标准。三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量25.25/0.97=26.03t/h。由粗甲醇的组成通过计算可得下表：表6粗甲醇组成组分百分比产量甲醇93.40%813.50kmol/h即18222.40m3/h二甲醚0.42%2.53kmol/h即57.00m3/h高级醇（以异丁醇计）0.26%0.98kmol/h 即21.94m3/h高级烷烃（以辛烷计）0.32%0.78kmol/h即17.52m3/h水5.6%86.72kmol/h即1942.36m3/h粗甲醇100%28.87t/h注；设计中的体积都为标准状态下计算方法:粗甲醇=26.03/0.9340=27.87t/h二甲醚=27.87×0.42%=117.05kg/h即2.53kmol/h，57.00m3/h高级醇（以异丁醇计）=27.87×0.26%=72.48kg/h即0.98kmol/h，21.94m3/h高级烷烃（以辛烷计）=27.87×0.32%=89.22kg/h即0.78kmol/h，17.52m3/h水=27.87×5.6%=1561.28kg/h即86.72kmol/h，1942.36m3/h合成工段合成塔中发生的反应:TOC\o"1-5"\h\z主反应CO+2H2=CH3OH （1）\o"CurrentDocument"\hCO2+3H2=CH3OH+H2O （2）副反应2CO+4H2=（CH3O）2+H2O （3）CO+3H2=CH4+H2O （4）4CO+8H2=C4H9OH+3H2O （5）8CO+17H2=C18H18+8H2O （6）CO2+H2=CO+H2O （7）工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52m3（标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为1.90kmol/h，42.38m3/h。由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为；86.72－1.90－2.54－0.98×3－0.78×8=73.06kmol/h由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以计算中忽略反应（2）。则反应（7）中二氧化碳生成了73.06kmol/h，即1636.54m3/h的水和一氧化碳。粗甲醇中的溶解气体量

粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40℃时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表［20］：表7 1吨粗甲醇中合成气溶解情况气体H2COCO2N2ArCH4溶解量（m3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680则粗甲醇中的溶解气体量为：H2=28.87×4.364=121.64m3/h即5.44kmol/hCO=28.87×4.364=22.72m3/h即1.02kmol/hCO2=28.87×4.364=216.84m3/h即9.68kmol/hN2=28.87×4.364=10.18m3/h即0.46kmol/Ar=28.87×4.364=6.78m3/h即0.30kmol/hCH4=28.87×4.364=46.82m3/h即2.10kmol/h粗甲醇中甲醇扩散损失40℃时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014g的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失G=（121.64+22.72+216.84+10.18+6.78+46.82）×0.03714=15.80kg/h即0.50kmol/h，11.04m3/h合成反应中各气体的消耗和生成情况表8弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%表9合成反应中消耗原料情况消耗项单位消耗原料气组分COCO2H2N2Ar反应（1）m3/h16585.8633171.72反应（3）m3/h114.00228.00反应（4）m3/h42.38127.14反应（5）m3/h87.74175.52

反应（6）m3/h140.20297.50反应（7）m3/h（1636.54）1636.541636.54注：括号内的为生成量；反应（1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量表10合成反应中生成物情况生成项单位生成物组分CH4CH3OH（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O反应（1）m3/h16585.86反应（3）m3/h57.0057.00反应（4）m3/h42.3842.38反应（5）m3/h21.9465.80反应（6）m3/h17.52140.20反应（7）m3/h1636.54表11其他情况原料气消耗消耗项单位消耗原料气组分COCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶解m3/h22.72216.84121.6410.186.7846.82扩散的甲醇m3/h11.0422.10弛放气m3/h9.16%×G3.11%×G81.20%×G3.21%×G0.82%×G1.89%×G驰放气中甲醇m3/h0.61%×G1.22%×G注：G为驰放气的量，m3/h。新鲜气和弛放气气量的确定CO的各项消耗总和=新鲜气中CO的量，即16585.86+114.00+42.38+87.74+140.20－1636.54+22.72+11.04+0.61%G+9.16%G=15367.40+9.77%G同理原料气中其他各气体的量=该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表：

表12新鲜气组成组分单位COCO2H2N2ArCH4气量m3/h15367.40+9.77%G1853.38+3.11%G35780.54+82.42%G10.18+3.21%G6.78+0.82%G4.44+1.89%G新鲜气m3/h53022.72+1.0183G新鲜气中惰性气体（N2+Ar）百分比保持在0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变，（N2+Ar）=16.96+4.03%G，则53022.72+1.0183G=（16.96+4.03%G）/0.42%解得G=5711.20m3/h，即弛放气的量为5711.20m3/h，由G可得到新鲜气的量58838.44m3/h由弛放气的组成可得出下表表13弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h34.844637.48523.14177.64183.3246.86107.92表14新鲜气组成气体CH4H2COCO2N2Ar组成0.19%68.81%27.07%3.45%0.33%0.09%气量m3/h112.3640487.7215925.382031.02193.5053.6循环气气量的确定G1=G3+G4+G5+G6－G7－G8式中：G1为出塔气气量；G3新鲜气气量；G4循环气气量；G5主反应生成气量；G6副反应生成气量；G7主反应消耗气量；G8副反应消耗气量；G5=16585.86+11.04+0.61%×5711.20=16631.74m3/hG6=57.00+57.00+42.38+42.38+21.94+65.80+17.52+140.20+1636.54+1636.54=3717.30m3/hG7=16585.86+3317.72+11.04+22.08+0.61%×5711.20×3=49895.22m3/h

G8=114.00+228.00+42.38+127.14+87.74+175.48+140.20+297.94+1636.54+1636.54=4485.96m3/h已知出塔气中甲醇含量为5.84%，则(G4×0.61%+5711.20×0.61%+16585.86+11.04)/G1=0.0584解得G4=289947.38m3/h表15循环气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h1768.68235437.2826559.189017.369037.322377.585480.00循环比，CO及CO2单程转化率的确定循环比R=G4/G3=289947.38/58838.44=4.93CO单程转化率：(15344.68+69.68)/(15925.38+26559.18)=0.3620即36.2%CO2单程转化率：1636.54/(2031.02+9017.36)=0.1481即14.81%入塔气和出塔气组成G1=G3+G4+G5+G6－G7－G8=314845.88m3/h=14055.62kmol/hG2=G3+G4=348785.80m3/h=15570.80kmol/hG2为入塔气气量表16入塔气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.06%79.11%12.18%3.17%2.72%0.70%1.60%气m3/h1768.68275924.5642484.5611048.389500.822431.205592.36量kmol/h8.8812318.081896.64493.24424.14108.54257.66表17出塔气组成气体H2COCO2N2ArCH3OH组成76.29%8.61%2.93%3.02%0.77%5.84%气m3/h240196.4227105.049234.229500.822431.2018400.42量kmol/h10723.061210.04412.24424.14108.54821.44

气体CH4（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O组成1.79%0.018%0.007%0.006%0.62%气m3/h5634.7457.0021.9417.521941.52量kmol/h251.522.540.980.7886.68计算过程:入塔气CO=循环气中CO+新鲜气中CO即15925.38+26559.18=42484.56m3/h同理可得其他气体气量;出塔气中CO=入塔气中CO－反应消耗的CO+反应中生成的CO即42484.56－16585.86－114.00－42.38－87.74－140.20－11.04－5711.20×0.61%+1636.54=27105.04m3/h同理可得其它气体量甲醇分离器出口气体组成的确定分离器出口气体组分=循环气气体组分+弛放气气体组分；则分离器出口气体中CO气量=循环气中CO+弛放气中CO=26559.18+523.14=27082.32m3/h即1209.04kmol/h；同理可算的其他气体的气量。表18分离器出口气体组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气m3/h1803.64240074.6827082.509195.209490.442424.585587.90量kmol/h80.5210717.621209.04410.50423.68108.24249.46变换净化工段1水煤气；2预变换气；3变换气；4调节CO浓度后的变换气；5水解气；6发电水解气；7调节变换气CO浓度的水解气；8新鲜气；9燃气发电气图11变换净化物料流程调节CO浓度后的变换气的确定调节CO浓度后的变换气在脱硫脱碳过程中，N2+Ar量基本保持不变，变换气中N2+Ar的百分比为0.39%，已知新鲜气中N2+Ar的气量为193.50+53.62，则可以算得调节CO浓度后的变换气为：(193.50+53.62)/0.41%=62826.12m3/h调节CO浓度后的变换气的百分比为：H246.84%；CO19.74%；CO232.42%N20.28%；Ar0.13%；CH40.04%；NH30.06%；H2S0.48%；COS0.01%。通过计算可得调节CO浓度后的变换气组成：表19调节CO浓度后的变换气组成气体H2COCO2N2Ar组成46.84%19.74%32.45%0.28%0.13%气量m3/h29427.7612401.8820389.08175.9281.68气体NH3CH4H2SCOS组成0.06%0.04%0.45%0.01%气量m3/h37.7025.14282.726.28变换气和调节CO浓度的水解气的确定水解气体积百分含量为：H235.39%；CO45.91%；CO217.87%N20.15%Ar0.06%；NH30.05%；CH40.06%； H2S0.5%；COS0.01%。变换气体积百分含量为：H252.58%；CO6.00%；CO240.06%N20.35%Ar0.17%；NH30.07%；CH40.03%； H2S0.47%；COS0.01%。假设变换气气量为x，调节CO浓度的水解气气量为y，x+y=调节CO浓度后的变换气气量，即x+y=62826.12 （1）再由CO的守衡可得式：6%x+45.91%y=12401.88 （2）联合（1）（2）可算的x=41196.66m3/h ；y=21629.44m3/h所以变换气气量为41196.66m3/h，调节CO浓度的水解气气量为21629.44m3/h。表20变换气组成气体H2COCO2N2Ar组成52.85%6.00%40.06%0.35%0.17%气量m3/h21773.322471.8016501.04143.4868.70气体NH3CH4H2SCOS组成0.07%0.03%0.47%0.01%气量m3/h26.8812.16193.4.3水解气和预变换气组成的确定在变换炉中CO的转化率为85.88%，已知预变换气中CO的百分率和变换气中CO的含量，设预变换气为x，则可得式：x0.7×28.02%×（1-85.88%）=2471.80解得x=89250.88m3/h，即预变换气气量为89250.88m3/h。脱硫过程中Ar也不变，30%预变换气中Ar=89220.78×0.3×0.11%=29.44m3/h，水解气中Ar的百分率为0.06%，所以，水解气气量=29.44/0.06%=49071.42m3/h。用来发电的水解气气量=水解气－用来调节CO浓度的水解气气量， 即发电水解气气量=49071.42－21629.44=27441.98m3/h，已知了水解气和预变换气的气量和两者的个组分含量，通过计算可得水解气和预变换气组成如下两个表：

表21水解气的组成气体H2COCO2N2Ar组成35.39%45.91%17.87%0.15%0.06%气量m3/h17366.3822528.688769.0673.6029.44气体NH3CH4H2SCOS组成0.05%0.06%0.5%0.01%气量m3/h24.5429.44245.364.90表22预变换气组成气体H2COCO2N2Ar组成43.87%28.02%28.32%0.24%0.11%气量m3/h39139.4425000.4825272.10217.0898.14气体NH3CH4H2SCOS组成0.06%0.05%0.49%0.01%气量m3/h51.4241.60438.789.02水煤气的确定由GSP气化工艺（原料煤为铜川煤）的气化指标可以知道水煤气组成为：H234.30%；CO45.43%；CO218.98%；N20.18%；Ar0.09%；NH30.24%；CH40.05%；H2S0.70%；COS0.03%。在预变换炉中CO的转化率为49.56%，设水煤气气量为y，由水煤气和预变换气的组成，可得式；y×45.43%×（1-49.56%）=25000.48解得y=109044.44m3/h，即水煤气气量为19044.44m3/h算的水煤气组成如下表：表23水煤气组成气体H2COCO2N2Ar组成34.30%45.43%18.98%0.18% 10.09%气量m3/h37402.2449560.7020696.64196.2898.14气体NH3CH4H2SCOS组成0.24%0.05%0.7%0.03%气量m3/h261.7054.52763.3232.72气化工段原料煤用量的确定水煤气中C元素的量=（49560.70+20696.64+32.72+54.52）/22.4=3140.38kmol/h。原料煤选用的是铜川煤，煤的元素分析为/%：C67.5；H4.0；S（可燃）1.73；S（不燃）0.34；O10.2；N0.65；Cl/（mg/kg）229；F/（mg/kg）104；Na/（mgkg）2180；K/（mg/kg）292。原料煤中C=3140.38/0.995=3156.16kmol/h。原料煤用量=（3156.16×12）/0.675=56.10t/h每吨精甲醇用煤量=56.10/26.04=2.15t（原煤）/t（精甲醇）其中2.15×0.7=1.51t煤用于合成甲醇；0.65t煤用于发电。氧气用量的确定GSP气化工艺：碳转化率为99.5%；原料：1000m3（CO+H2）；原煤（热值Q=24870kJ/kg）645.3kg；O2（99.6%）：291.6m3；O2（99.6%）用量=（（37402.24+49560.70）/1000）×291.6=25358.40m34.2能量衡算煤发电量每吨煤发电1200kw.h0.65×1200×26.04=20311.20（kw.h）/h合成工段合成塔的热平衡计算（1）计算公式全塔热平衡方程式为：∑Q1+∑Qr=∑Q2+∑Q3+Q（1）式中：Q1——入塔气各气体组分焓，kJ/h；Qr——合成反应和副反应的反应热，kJ/h；——出塔气各气体组分焓，kJ/h；Q3——合成塔热损失，kJ/h；Q——沸腾水吸收热量，kJ/h。∑Q1=∑（G1×Cm1×Tm1） （2）式中：G1——入塔气各组分流量，m3/h；Cm1——入塔各组分的比热容，kJ/（m3.k）；Tm——入塔气体温度，k；1TOC\o"1-5"\h\z∑Q2=∑（G2×Cm2×Tm2） （3）式中：G2——出塔气各组分流量m3/h；Cm2——出塔各组分的热容，kJ/（m3.k）；Tm2——出塔气体温度，k；∑Qr=Qr1+Qr2+Qr3+Qr4+Qr5+Qr6+Qr7 （4）式中：Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5、Qr6、——分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，kJ/h；Qr7——二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/hQr=Gr×△H （5）式中：Gr——各组分生成量，kmol/h；△H——生成反应的热量变化，kJ/mol（2）入塔热量计算通过计算可以得到5.14Mpa，225℃时各入塔气气体的热容，根据入塔气各气体组分量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表：

表24甲醇合成塔入塔热量气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/(kmol.k)67.0429.5429.8844.1829.4725.1646.82气量kmol/h8.8812318.081896.64493.24424.14108.54249.66入塔热量kJ（/h.k）595.32363876.0856673.9221791.3412499.402731.8611689.08入塔热量合计为479856.00kJ/（h.k）所以 ∑Q1=479856.00×498.15=234058766.40kJ/h(3)塔内反应热的计算忽略甲醇合成塔中的反应(2)生成的热量，按反应(1)(3)(4)(5)(6)(7)生成的热量如下表:表25甲醇合成塔内反应热气体CH3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18CH4CO生成热kJ/mol102.3749.62200.39957.98115.69－42.92生成量kmol/h813.502.540.980.7686.7273.04反应热kJ/h83277995.00126034.80196382.20747224.4010032636.80－3135735.20反应热合计=91244538.00kJ/h(4)塔出口气体总热量计算表26甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量气体H2COCO2N2ArCH3OH热容29.5630.0145.0429.6125.1672.05气量kmol/h出塔热量10723.061210.04412.24424.14108.54821.44kJ/（h.k）316973.6636313.3018567.2812556.42108.54821.44气体CH4（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O合计热容48.1418.0319.23101.7336.25气量kmol/h出塔热量251.522.540.980.7686.68kJ（/h.k） 12108.18 45.80 18.86 77.32 3142.16 461717.32出塔气体温度255℃即528.15kQ2=461717.32×528.15=243855997.28kJ/h（5）全塔热量损失的确定全塔热损失为4%,即Q3=（∑Q1+∑Qr）×4%=（234058766.40+91244538.00）×4%=13012132.18kJ/h（6）沸腾水吸收热量的确定由公式（1）可得Q=∑Q1+∑Qr－∑Q2－∑Q3=68435174.94kJ/h表27全塔热平衡表气体气体显热反应热 损失热蒸汽吸收热合计入塔气体kJ/h出塔气体kJ/h234058766.4091044538.00243855997.28 13012132.1868435174.94325303304.40325303304.40入塔气换热器的热量计算（1）入换热器的被加热气体热量的确定表28入换热器被加热气体各组分热容和显热气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/（kmol.k）95.8729.2529.4438.4729.4725.1839.66气量kmol/h8.8812318.081896.64493.24424.14108.54249.66热量kJ（/h.k）851.32 360303.8455837.0818874.9412499.402730.869901.52合计：入换热器的被加热气体热量为461098.96kJ/（h.k），入口温度为40℃，461098.96×313.15=144393139.32kJ/h（2）出换热器的被加热气体热量的确定出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即234058766.40kJ/h（3）入换热器的热气体热量的确定入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即243855997.28kJ/h（4）出换热器的热气体热量的确定被加热气体吸收的热量=出换热器的被加热气体显热－入换热器的被加热气体显热=234058766.40－144393139.32=89665627.0k8J/h，所以出换热器的加热气体显热量=入换热器的加热气体显热－被加热气体吸收的热量=243855997.28－89665627.08=154190370.20kJ/h出换热器的加热气体的温度的确定假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为154190370.20/461717.32=333.95k即60.8℃水冷器热量的计算（1）水冷器热平衡方程Q1+Q2=Q3+Q4+Q5式中：Q1——入换热器气体显热，KJ/h；Q2——气体冷凝放热，KJ/h；Q3——出水冷器气体显热，KJ/h；Q4——粗甲醇液体显热，KJ/h；Q5——冷却水吸热，KJ/h。（2）水冷器入口气体显热的确定水冷器入口气体的显热=入塔气换热器出口加热气体的显热，即77095185.10kJ/h（3）水冷器出口气体显热的确定表29水冷器出口气体各组分热容和热量气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/(kmol.k)95.8729.2529.4438.4729.4725.1839.66气量kmol/h80.5210717.621209.04410.50423.68108.2480.52热量kJ/（h.k）7719.46313490.3835595.1415791.9412485.842722.329893.58合计：水冷器出口气体显热397698.66kJ/（h.k）；出口温度40℃，出口气体显热=397698.66×313.15=124539335.38kJ/h出水冷器的粗甲醇液体热量的确定

表30粗甲醇中液体组分气化热和液体热容组分（CH3O）2 C4H9OH C18H18H2OCH3OH气化热KJ/kg531.75 577.81 307.052260.981117.93液体比热容KJ/（kg.℃）2.638 2.596 2.264.1872.72表31出塔气在水冷器中冷凝放热量组分（CH3O）2 C4H9OH C18H18H2OCH3OH冷凝量kg/h117.10 72.48 89.221561.2826040.00放热量KJ/h62267.92 41879.66 27395.003530022.8629110897.20合计：水冷器中冷凝放热量为32772462.64KJ/h表32粗甲醇中各组分液体显热组分（CH3O）2C4H9OHC18H18H2OCH3OH液体比热容KJ/（kg.℃）2.6382.5962.264.1872.72热量KJ/（h.℃）308.90188.16201.646537.0870828.80合计：粗甲醇中各组分液体显热=78064.58KJ（/h.℃），粗甲醇温度40℃，即313.15k，Q3=78064.58×313.15=24445922.02KJ/h水冷器冷却水吸热的确定由水冷器热平衡方程可得 Q5=Q1+Q2－Q3－Q4即 Q5=154190370.20+32772462.64－24445922.02－124539335.38=37977574.44KJ/h（6）冷却水用量的确定入口冷却水温度20℃，出口冷却水温度35℃，平均比热容4.187KJ/（kg.℃）37977574.44/（（35－20）×4.187）=604690.30kg/h即604.70t/h流程中并用了两个相同的水冷器，所以每个水冷器用水量为302.35t/h，吸收热量为18988787.22KJ/h，既5274663.12w。5主要设备的计算和选型[21]甲醇合成塔的设计（1）传热面积的确定传热温差为10℃，传热量为68435174.94kJ/h，合成塔内的总传热系数取为289.78W/（m2.℃）。由公式Q=kA△Tm得A=Q/（K△Tm）=68435174.94/（3.6×289.78×10）=6362㎡（2）催化剂用量的确定入塔气空速12000h-1，入塔气量3486585.82m3/h，所以，催化剂体积为3486585.82/12000=290.55m3。（3）传热管数的确定传热管选用Ф32×2.5，长度9000mm的钢管，材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢。由公式A=3.14×d×L×n得n=A/（3.14×d×L）=6362/（3.14×9×0.027）=8338其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为8326根。（4）合成塔壳体直径的确定合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm，壳体直径：Di=a（b-1）+2L式中：a=40b=1.1×n0.5=1.1×83380.5=100.44L=125mm所以D=40×（100.44-1）+2×125=4227.80圆整后取为4300mmi（5）合成塔壳体厚度的确定壳体材料选用13MNiMoNbR钢，计算壁后的公式为：S=PcDi/（2[σ]tФ-Pc）式中：Pc——5.14Mpa；D=4300mm；iФ=0.85[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）S=4300×5.14/（2×190×0.85-5.14）=69.53mm取C=1mm；C=1mm，原整后取S=73mm21（6）合成塔封头的确定上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相同。封头内径为4300+2×73=4446，原整后取4500由封头厚度计算公式： S=PcDi/（2[σ]tФ-0.5Pc）式中：Pc——5.14Mpa；D=4500mm；iФ=0.85[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）S=4500×5.14/（2×190×0.85-0.5×5.14）=72.18mm取C=1mm；C=1mm，原整后取S=76mm，所以封头为DN4500×76。21（7）管子拉脱力的计算a在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力q=pf/（3.14×do×L）p式中：f=0.866a2-（3.14/4）×do2=0.866×402-（3.14/4）×322=581.35P=5.14MPaL=100mmδ表33项目管子壳体材质00Cr18Ni5Mo3Si213MNiMoNbRａ/（1/℃）17.42×10-612.25×10-6E/MPa0.180×1060.186×106尺寸Ф32×2.5×9000Ф254300×73管子数8338管间距/mm40管壳壁温差/℃10管子与管壁连接方式开槽胀接胀接长度L=100q=5.14×581.35/（3.14×32×100）=0.30MPapb温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力qtqt=σt（d02-di2）/（4×d0×L）式中：σt=aE（tt-ts）/（1+At/As）A=3.14/4×（do2-di2）n=3.14/4×（322-272）×8338=1930872.35mm2tAs=3.14×D×Sn=3.14×4300×73=985646.00mm2σt=17.42×10-6×0.180×106×10/（1+1930872.35/985646.00）=10.60q=10.60×（322-272）/（4×32×100）=0.24t已知Tt>Ts，pt>psTt、Ts分别为管壁温度和壳壁温度；pt为管程压力4.9Mpa；ps为壳程压力0.74Mpa，所以可知qt与qp的作用力同向，则合拉力q=0.54<[q]，因此，拉脱力在许用范围内。（8）折流板的确定折流板为弓形h=3/4Di=3/4×4300=3225mm，折流板数量为5，间距取1500mm折流板最小厚度为22mm，材料为Q235-A钢。拉杆Ф12，共12根，材料Q235-AF钢；定距管Ф25×2.5。（9）管板的确定管板直径4300，厚度100mm，管板通过焊接在筒体和封头之间。支座的确定支座采用裙座，裙座座体厚度为50mm，基础环内径4000mm，外径4500mm，基地脚螺栓公称直径M30，数量为6个。表34合成塔设计汇总表筒体内径（mm）4300列管数目8338壁厚（mm）73管长9000封头（半球型）半径（mm）4500尺寸（mm）Ф32×2.5壁厚（mm）76折流板数目5拉杆尺寸（mm）Ф32高度（mm）3225数目12间距（mm）1500水冷器的工艺设计[22]传热面积的确定两股流体的进出口温度为：热60.8→40℃冷35←20℃故传热推动力：△Tm=（（60.8－35）－（40－20））/㏑（（60.8－35）/（40－20））=22.78℃总传热系数为K=890.57W/（m2.℃）由公式Q=AK△Tm可得A=Q/（K△Tm）=5274663.12/（22.78×890.57）=260m2（2）管子数n的确定设计选用Ф25×2.5的无缝钢管，材质20号钢，管长6m，由公式A=3.14dLnn=A/（3.14dL）=260/（3.14×0.02×6）=690根，其中安排拉杆需要减少4根，实际管数为686根。（3）管子的排列方式，管间距的确定设计采用正三角形排列，取管间距为a=32mm。壳体直径的确定壳体直径；Di=a（b-1）+2L式中：Di——换热器内径，mm；b——正六角形对角线上的管子数查有关表取为29；L——最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取L=2do所以，Di=32×（29-1）+2×2×25=996mm，取Di=1000mm（5）壳体厚度的计算壳体材料选用20R钢，计算壁后的公式为：S=PcDi/（2[σ]tФ-Pc）式中：Pc——计算压力，取Pc为4.9×1.1=5.39Mpa；D=1000mm；iФ=0.85[σ]t=132Mpa（取壳体温度为50℃）S=1000×5.39/（2×132×0.85-5.39）=24.61mm取C2=1mm；C1=1mm，原整后取S=28mm（6）换热器封头的确定上下封头均采用标准椭圆形封头，封头为DN1000×28。材料选用20R钢。容器法兰的选择材料选用16MnR钢，跟据JB4703-2000标准，选用PN6.4Mpa，DN1000mm的长颈对焊法兰。（8）管子拉脱力的计算a在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力qp=pf/（3.14×do×L）式中：f=0.866a2-（3.14/4）×d02=0.866×322-（3.14/4）×252=396P=0.74L=50表35壳体项目管子材质20钢20R钢ａ/（1/℃）11.8×10-611.8×10-6E/MPa0.21×1060.21×106尺寸Ф25×2.5×6000Ф700×20管子数690管间距/mm32管壳壁温差/℃18管子与管壁连接方式开槽胀接胀接长度L=50qp=0.74×396/（3.14×25×50）=0.075MPab温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力qtqt=σt（do2-di2）/（4×do×L）式中：σt=aE（tt-ts）/（1+At/As）At=3.14/4×（do2-di2）n=3.14/4×（252-202）×690=121871.25mm2As=3.14×D×Sn=3.14×1000×20=62800mm2σt=11.8×10-6×0.21×106×18/（1+121871.25/62800）=15.17qt=15.17×（252-202）/（4×25×50）=0.68已知Tt>Ts，pt>psTt、Ts分别为管壁温度和壳壁温度；pt为管程压力4.9Mpa；ps为壳程压力0.74Mpa，所以可知qt与qp的作用力同向，则合拉力q=0.755<[q]=4.0Mpa因此，拉脱力在许用范围内。（9）折流板的设计。折流板为弓形，h=3/4×1000=750mm，折流板间距取400mm；最小厚度为10mm。材料为Q235-A钢；拉杆选用Ф12，共四根，材料为Q235-AF钢。（10）开空补强换热器封头和壳体上的接管都需要补强，在开空外面焊接上一块与容器壁材料和厚度都相同的，即20mm厚的20R钢板。（11）支座选用型号JB/4712-92鞍座BI1000F。表36水冷器设计汇总筒体内径(mm)1000列管数目690壁厚(mm)28管长6000封头(椭球型)半径(mm)1000尺寸(mm)Ф25×2.5厚度(mm)28拉杆尺寸(mm)Ф25折流板间距(mm)1500数目5数目4高度(mm)7505.3循环压缩机的选型设计中选用的循环气压缩机为离心压缩机，离心压缩机具有以下的特点：流量大而均匀，体积小，运转平稳，容易调节，维护方便。在现代化大型合成氨工业和石油化工企业中多采用离心压缩机，其压强可达几十万MPa，流量可达几十万m3/h。通过物料计算可以知道设计中压缩机排气量为348785.82m3/h；排气压力为5.14MPa。通过对压缩机输送介质﹑排气压力和排气量的考虑，设计最终选用的是沈阳鼓风机厂设计的BCL456+2BCL407离心压缩机。该离心压缩机组已经成功的运用于青海石油管理局格尔木炼油厂的年产10万吨甲醇装置中。该离心压缩机是在引进技术的基础上，采用自行开发的多项科研成果研制完成的。压缩机由二缸三段十三级叶轮组成，压缩机缸体为垂直部分结构，其内部与气体接触处均为不锈钢。支撑轴承采用可倾式轴承，上推轴承采用金斯伯雷轴承，来提高机组的抗振性能及稳定性能。轴端密封采用德国西太平洋公司研制的干气密封，严格防止其气体外漏。机组为独立的气路系统，润滑油系统采用强制供油，并配有先进的独立的自控和保安装置，确保机组的安全运行。通过实际运行证明，该机组主要技术性能指标达到国际先进水平。气化炉的选型由于设计采用的的为GSP气化工艺。目前,GSP工艺已采用和可以设计后采用的气化炉规格有3种(见下表)。规格为130MW、投煤量720td的中型气化炉已经工业化,后两种是可以设计后采用的规格。

表37GSP气化炉的规格[23]项目中型大型特大型规格/MV130400800投煤量/（t/d）72022004400气化炉内径mm200029003650气化路高度mm350052506700由物料计算已经知道，每小时需要用煤56.10t，则每天用煤量为1346.40t。所以设计选用的气化炉为规格为400MW、投煤量2200td的大型气化炉甲醇合成厂的主要设备一览表表38序号流程号名称规格或型号数量材料备注1R1001气化炉￠2900mm113CrMo442R2002变换炉￠4000mm113CrMo443C7001压缩机BCL456+2BCL40721台备用4R7001合成塔￠4300mm113MNiMoNbR5E7002水冷器￠1000mm220R6V7002甲醇分离器￠2000mm27E7001入塔气预热器F=3600m2113MNiMoNbR8T8001预精馏塔￠3200×24000113CrMo449T8002加压精馏塔￠4000×28000113MNiMoNbR10T8003常压精馏塔￠3200×28000113CrMo4411V9101精甲醇贮罐V=20000m32注：以上装置配备参照东方化肥厂甲醇生产装置6合成车间设计[24]厂房的整体布置设计根据生产工艺流程﹑生产特点﹑生产规模和建筑结构等来进行整体布置设计。（1）由于塔较高，不宜采用单层厂房，但设备不多，因此采用单层厂房与多层厂房相结合的方式。（2）由于合成车间流程简单，操作人数不多，因此在布置时可只安排控制室，厕所等生产辅助设施和行政设施，至于配电室﹑机修室﹑化验室可以与其他车间共用，在此不做考虑。（3）根据车间设备情况，厂房采用6×6米的柱网，厂房宽度也采用6米（一跨）厂房分为4层，每层高度为4米。合成车间设备布置的设计车间设备布置的设计，是在满足生产工艺要求的基础上，综合考虑设备安装与检修、安全生产、操作及发展情况来进行的。（1）采用流程式布置，甲醇膨胀槽和压缩机放在最底层，把甲醇分离器放在第二层，甲醇水冷器安装在第三层，入塔换热器安装在最高层。（2）甲醇膨胀槽和压缩机安排在最低层，主要考虑到它们笨重；（3）为了便于流体流动甲醇分离器安装在甲醇膨胀槽的顶上，水冷器安装在甲醇分离器顶上。7非工艺专业要求公用工程水﹑电和汽的来源水主要来自附近的自来水厂和地下水；电主要由煤气化后所得的原料气体，经过脱硫后发电而来；汽主要由废热锅炉和甲醇合成塔所产生。精甲醇的运输﹑装卸和贮存由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽（V9101A，B）中。精甲醇贮槽为两台10000m3的固定顶贮罐，贮存量按15天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵（P9101A,B），将甲醇输送到甲醇装卸栈台，通过火车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。甲醇装卸栈台共设有12台火车鹤管和6台汽车鹤管，根据精甲醇泵（P9101A,B）的能力，至少有三台槽车同时装料。自控仪表本设计采用一次仪表现场分散，二次仪表就地或部分集中控制方式。拟采用DCS控制系统，一次仪表采用电III型，DCS系统设七个工作站，其中甲醇生产系统（包括造气、脱硫、变换、脱碳、甲醇合成及甲醇精馏）五个工作站，公用工程两个工作站（水处理、锅炉工作站一个，总调度室工作站一个）。生产过程中主要工艺参数，工艺过程控制，工艺流程图等集中在各个工作站由DCS系统显示和控制，次要的参数及设定值，不需经常调整的参数，可采用就地显示和调节。安全卫生[25]车间有毒气体最高允许浓度及保证不超标的措施表39物质一氧化碳氨硫化氢甲醇氧化氮二氧化硫最高允许浓度（/mg/m3）30301050510防止超标的措施：（1）消除跑冒滴漏，按无泄漏工厂标准进行设备和管道的管理，使泄漏率降到2‰以下，力争达到万分之五以下。（2）加强车间通风。（3）按照有关安全技术规程的规定，定点、定期进行尘毒检测，有条件应设置毒物自动分析报警装置，及时发现及时消除。一氧化碳中毒的症状、急救及预防措施一氧化碳中毒是侵入血液中的一氧化碳与血红蛋白结合，是血液失去携氧的能力，结果使全身组织陷入缺氧的状态。表现为：轻度中毒头痛、心悸、恶心、呕吐、全身乏力、昏厥等症状体征，重者昏迷、抽搐，甚至死亡。急救方法如下：（1）迅速将中毒者撤离毒区，静卧在通风良好的地方，注意保暖。（2）解开中毒者的衣领、裤带及一切不利于呼吸的物件，面部朝上，保证呼吸道畅通。（3）对中毒较重者，应迅速报告医务人员给予吸氧，如呼吸停止要立即施行心脏挤压术。预防措施：在生产场所中，应加强自然通风，防止输送管道和阀门漏气，有条件时，可用CO自动报警器。生产车间，应严格遵守操作规程，并宣传普及预防知识。进入CO浓度较高的环境内，须戴供氧式防毒面具进行操作。甲醇中毒症状和急救甲醇主要经呼吸道及消化道吸收，皮肤也可部分吸收，吸收后迅速分布于各组织器官，含量与该组织器官的含水量成正比。其中毒机理主要为甲醇的氧化产物新生态甲醛或甲酸盐与细胞内的蛋白质相结合所致中毒症状（1）轻度中毒时，病人可呈现醉酒状态，有头痛、头晕、乏力、兴奋、失眠、步态不稳等症状。（2）中度中毒者恶心、呕吐、腹痛、腹泻，可并发肝炎和胰腺炎，出现听幻觉、视幻觉、视物模糊、四肢厥冷等症状。（3）重度中毒者，可有面色苍白、发绀、呼吸和脉搏加快、出冷汗、意识模糊、谵妄、昏迷、休克，最后因呼吸和循环衰竭而死亡。（4）精神症状可有多疑、恐惧、狂躁、幻觉、淡漠、抑郁等。急救处理（1）口服中毒者，可用小苏打水或肥皂水灌服催吐，反复几次，彻底洗胃，并给予0．5硫酸镁60毫升导泻。（2）无论急性或慢性中毒都尽量不要让患者眼睛见光，如果甲醇溅入眼睛或皮肤，则应该用大量清水冲洗。（3）吸入中毒者，应迅速撤离现场，移至空气新鲜、通风良好的地方，保持呼吸道的通畅。必要时给予氧气和兴奋剂。（4）对症急救。对于昏迷、休克者平卧、头稍低并偏向一侧，及时清除口腔内容物，防止异物吸入呼吸道引起窒息。要避免眼睛受光线照射，可以给予给患者戴上有色眼镜或眼罩，或用纱布遮盖双眼。甲醇生产中的防火和防爆工艺介质的易燃与易爆是相互关联的，防爆的首要措施是防火，所以甲醇生产的安全，首要先从防火做起。根据甲醇生产的特点，应采取下列防火措施：贮存输送甲醇的贮罐、管线附近严禁火源，并有明显的指示牌和标志。厂房内不存放易燃物质，地沟保持通畅，防止可燃气体、液体积聚，加强厂房里通风。电气设备须选用防防爆型，电缆、电源绝缘良好，防止产生电火花。接地牢靠，防止产生静电。备有必须的消防器材。爆炸可分为化学爆炸与物理爆炸。甲醇生产发生这两种爆炸的可能性同样存在，为防止爆炸应该注意如下几点：严格执行受压容器、受压设备使用、管理有关规定，操作人员必须经过严格训练。不准任意改变运行中的工艺参数，不得超温、超压及提高设备的使用等级。受压容器、管线的安全设施齐全，且证明确实灵敏可靠，如安全阀、压力表、防爆板及各种连锁信号、自动调节装置等。严格执行防火规定及安全技术措施，严格控制可爆介质不得达到爆炸范围。8三废处理甲醇生产对环境的污染废气（1）甲醇膨胀槽出来的膨胀气，其中含有较多的一氧化碳和有机毒物。（2）精馏时预塔顶排放出的不凝气体。（3）其他如精馏塔顶还有少量含醇不凝性气体等。（4）锅炉排放烟气，烟气中含粉。（5）备煤系统中的煤的输送、破碎、筛分、干燥等过程中产生的粉尘。废水（1）甲醇分离器排放的油水，各输送泵填料的漏液。（2）甲醇生产中对水源污染最严重的是精馏塔底排放的残液。（3）气化工段气液分离出来的含煤水。