鲁西化工装备集团调研报告

鲁西化工装备集团调研报告（精选2篇）

1.鲁西化工装备集团调研报告 篇一

有机硅可行性研究报告

分类及用途

有机硅产品按其形态和应用方式大体分为硅油、硅橡胶、硅树脂和硅烷偶联剂四大类，前三种是氯硅烷单体(主要为二甲基二氯硅烷)经水解、裂解，缩为聚硅氧烷(基础聚合物)，再与各种助剂、添加剂、改性剂以及填料等配合加工而成，其用量占有机 硅产品的 90%以上；硅烷偶联剂是有机官能基硅烷，一般为非聚合物。国内有机硅消费量及需求预测

国内有机硅市场长期保持着旺盛需求，有机硅产品的生产和消费量总体趋势是以高速度增长，但在个别时期也出现过波动。1996 年，由于外国主要有机硅生产商联手 对销往中国的有机硅中间体大幅度提价，致使国内有机硅聚合物生产厂部分停产或减产，有机硅产量下滑。1998 年，因受东南亚经济危机的影响，相对于产量高速膨胀的1997 年，总产量也明显减小。2012 年之后，国内有机硅市场迅速活跃起来，其产品产量及消费量保持高速增长.根据国内近几年供应和需求的发展趋势，未来 5 年内国内有机硅的主要应用领域仍以硅油、硅橡胶为主，硅烷偶联剂及硅树脂因前期发展不足，在这一段时间里将有较高速度的增长。

4.2.4 目标市场分析

1、目标市场容量

有机硅制品的原材料价格较高，再加上市场需求的不断增长，使有机硅制品一直处于高价位。产品利润的丰厚和工艺技术的灵活性，使众多企业从事有机硅加工业。国内有机硅加工企业数量众多，规模较小，多数为民营、个体企业上规模的加工型企业较少，仅占企业总数的 10%。随着“西部大开发”战略的提出，有机硅行业将有 更多的政策性投入。加入 WTO 后，越来越多的外资企业投资中国的有机硅加工业，大规模的有机硅生产厂会越来越多，国内有机硅加工业将逐渐步入大型化、专业化。国内有机硅加工企业主要集中在华东、华南地区，主要生产硅橡胶、有机硅乳液和硅烷偶联剂等产品，其中硅橡胶的消费量占有机硅总消费量的50%以上。国内硅酮结构胶是室温硫化硅橡胶中产量较大、用途较广的产品，目前国家硅酮结构胶生产认定企业和建设部硅酮胶科研生产定点企业只有杭州之江有机硅化工有限公司、浙江凌志精细化工有限公司、广州白云粘胶厂和广东南海嘉美化工厂等几家，它们都拥有大型硅酮胶生产设备和先进的生产技术，规模均在 4000t/a 以上，消耗聚硅,氧烷总量在20kt/a以上。目前，杭州之江有机硅化工有限公司每年所用混合甲基环硅氧烷（DMC）从浙江新安化工集团购进 2000t/a，进口 3000t/a。广州白云粘胶厂每年所用混合甲基环硅氧烷（DMC）从蓝星集团购进 2000t/a，进口 2000t/a 以上。浙江凌志精细化工有限公司和广东南海嘉美化工厂均以进口混合甲基环硅氧烷（DMC）为主，每年只用少量的国产混合甲基环硅氧烷（DMC）。

国内生产高温胶的厂家主要有：深圳石化精细化工有限公司、深圳市三力有机硅 材料有限公司、深圳天玉有机硅有限公司、江苏镇江宏达化工有限公司、南京东爵精 细化工有限公司等，大多数厂家的生产规模均在几千吨以上，江苏镇江宏达化工有限 公司生产规模已经超过 20kt/a。按键硅橡胶是高温硫化硅橡胶中较重要的品种，广东省 是按键硅橡胶的主要生产地和主要消费地，其生产量占世界按键硅橡胶生产量的 60%，如手机按键、遥控器按键、计算器按键等大都产自广东。广东地区高温胶的生产原料 多半依赖进口。国内多数企业与国外公司有合资或合作协议，引进国外资金或先进生 产技术，采用进口原料扩大高温胶的生产规模，部分产品出口。随着经济的发展和人民生活水平的提高，未来几年，国内用于建筑密封胶、电子、电器、汽车用密封胶及模具胶、按键胶的数量将逐年增加，国内室温硫化硅橡胶和高温硫化硅橡胶的产量必将逐年递增，对混合甲基环硅氧烷（DMC）的需求也将逐年增 加。在满足国内市场的同时，大量冲击国际市场，国内混合甲基环硅氧烷（DMC）的 消费量将大幅增加。20世纪50年代国内开发生产有机硅单体以来，经历了从搅拌床到流化床、流化床直径 从φ400→φ600→φ1000→φ1200→φ1500→φ2000→φ2400→φ2800 的漫长历程。1996 年以来，国内有机硅单体工业呈现出快速发展态势，国内自行开发设计的10kt/a、20kt/a、50kt/a 生产装置相继投产，各生产商在原料生产、质量控制、分析测试、自动化控制等方面积累了丰富的经验，单体合成的技术指标大幅提高，生产成本逐渐降低。有机硅单体合成催化体系有两种，即氯化亚铜催化体系和铜催化体系，国外采用铜催化体系较多，国内两种催化体系并存。本项目采用铜催化体系。7.2.1 国内外工艺技术比较

国内有机硅生产的工艺流程与国外基本相同，均采用甲醇与氯化氢气液相催化法合成氯甲烷，再以氯甲烷与硅粉在流化床反应器中合成甲基氯硅烷混合单体。混合单 体经过精馏，分离出多种高纯度单体，其中以二甲基单体（M2）为主。二甲基单体（M2）经水解得到水解物，水解物在催化剂作用下连续真空裂解，得到混合甲基环硅氧烷（DMC），进一步精馏可以得到八甲基环四硅氧烷（D4）。尽管国内外有机硅单体生产的工艺流程基本相同，但与国外相比，国内有机硅单体生产在规模和技术指标上存在一定的差距 产品质量。

1、单体二甲基二氯硅烷（M2）纯度（%）≥99.9

99.98 ≥99.99 一甲基三氯硅烷（M1）纯度（%）≥98.0 ≥99.0 ≥99.5 三甲基一氯硅烷（M3）纯度（%）≥99.0 ≥99.0 ≥99.5 一甲基二氯硅烷（MH）纯度（%）≥99.0 ≥99.0 2、混合甲基环硅氧烷（DMC）

混合甲基环硅氧烷（DMC）纯度（%）≥99.5 ≥99.5 八甲基环四硅氧烷（D4）含量（%）76～83 88～92 氢来源于二甲水解、盐酸脱吸以及气相法白炭黑装置。

从表 7-1 可以看出，有机硅单体生产二甲平均选择性期望值为 85%，已达到国外综合水平，高于国内综合水平。国外有机硅单体合成单台流化床反应器生产能力在 50kt/a 以上，硅粉和氯甲烷

吨 产品消耗分别比理论消耗高 8.29%和3.45%，氯化氢回收利用率达到 85%以上。国内有机硅单体合成单台流化床反应器生产能力最大为 60kt/a，其硅粉和氯甲烷吨产品消耗分别比理论消耗高 14.29%和 14.94%，氯化氢回收利用率仅为 70%，与国外综合技术水平存在较大差距。山东A股份有限公司有机硅单体合成单台流化床反应器生产能力为 200kt/a，其硅粉和氯甲烷吨产品消耗介于国内综合水平与国外综合水平之间，部分指标接近国外综合水平，氯化氢回收利用率超过 80%。

7.2.2 工艺技术方案选择

硅粉加工采用国内生产的立式磨粉机组，旋风分离器与布袋除尘相结合，并用仓泵将硅粉输送到单体合成单元。氯甲烷合成采用气液相法，即气相氯化氢和甲醇在液相氯化锌催化剂中反应生成粗氯甲烷，粗氯甲烷再经过水洗、碱洗和硫酸干燥，并经冷凝压缩后送往氯甲烷贮罐区。单体合成采用流化床直接法合成，即硅粉和氯甲烷在铜系催化剂作用下生成混合单体，混合单体经过旋风分离及湿法除尘后回收未反应的氯甲烷，混合单体送往单体精馏单元。单体精馏采用脱高、脱低、二甲分离、脱轻、共沸、M3 等多塔连续精馏，分离得到 M1、M2、M3、MH、高沸物、共沸物、低沸物等产品。精馏塔形式选用板式塔和填料 塔，并选择导向筛板和高效板波纹填料。为了减少冷冻水和冷却水用量，精馏系统适 当加压，塔顶冷凝器采用双管板式。为防止贮槽呼吸过程中空气进入系统造成单体水 解，减少对环境及设备的污染和腐蚀，贮槽均采用氮气保护。二甲基单体水解采用恒沸酸水解、碳酸钠连续中和工艺，使水解反应时间短、收率高、黏度低、环状低聚硅氧烷含量高。水解后的浓盐酸脱出氯化氢循环使用。

裂解采用真空裂解工艺，环体收率高，残渣量少。盐酸脱吸考虑原料浓盐酸和氯甲烷合成产生的稀盐酸的解吸，99.5%以上的氯化氢脱吸出来，脱吸出来的氯化氢送往氯甲烷合成。7.3 工艺流程说明

7.3.1 工艺特点

a 硅粉加工采用立式磨粉机组，细粉率低，粒度可调，生产能力高。

b 氯甲烷合成单元采用大型搪瓷合成釜，气体分布器特殊设计，保证氯化氢和甲 醇气体分布均匀。

c 氯甲烷精制采用水洗涤、碱洗涤和硫酸干燥处理，进一步降低氯甲烷中水、甲 醇、二甲醚等含氧化合物的含量，提高氯甲烷的纯度。

d 单体合成单元采用单台流化床反应器，流化床撤热方式为导热油换热，同时副 产蒸汽，一旋硅粉返回流化床。e 触体进料方式采用定量加料系统，实现催化剂连续定量加料，以消除流化床床层料面的大幅度波动。

f 除尘系统采用湿法除尘工艺，提高除尘率，降低能耗，使合成系统压力稳定，缩短停车检修时间，适应大规模生产的需要。

g 二甲基单体水解采用恒沸酸水解工艺，其水解浓盐酸脱吸产生氯化氢循环利用，减少环境污染，降低氯化氢消耗。h 精馏采用高效导向筛板和板波纹填料，多塔连续精馏，二甲基单体纯度可达到99.98%以上。

i 裂解采用真空裂解技术，裂解釜运行周期长。混合甲基环硅氧烷（DMC）收率高。同时可以生产高纯度八甲基环四硅氧烷（D4）产品。7.3.2 单体生产工艺流程说明

1、氯甲烷合成及盐酸脱吸本装置共分四个单元，分别是盐酸脱吸；氯甲烷合成及净化；甲醇回收及稀盐酸回收；氯甲烷压缩、冷凝。

a、盐酸脱吸 浓盐酸（最少 31%Wt）由泵输送到换热器进行预热，然后进入汽提塔，通过热虹吸自然循环再沸器进行加热实现蒸馏，这样，塔的底部会生成类似 于共沸物的氯化氢溶液（约 18.5%Wt），塔顶得到氯化氢气体。被汽提出的氯化氢气体 输送到两台冷凝器里（HE-3 和 HE-4）进行冷凝而得到更纯的氯化氢气体（氯化氢的纯 度为含水小于 100ppm）。HE-3采用循环水冷却，HE-4 采用乙二醇水溶液冷却，再经过除雾器后，离

开系统进入氯甲烷合成单元。汽提塔底出来的 2bar（G）的浓度约 18.5%（wt）盐酸，通过中间换热器后冷却后，送往山东A集团氯碱装置用于吸收氯化氢。也可以再在塔底加一个冷却器进行冷却，进入盐酸深脱吸装置，进一步脱出其中的氯化氢送氯甲烷合成单元。

b、氯甲烷合成及净化及氯甲烷压缩、冷凝 贮存在甲醇贮罐区的工业甲醇，经甲醇供料泵送至甲醇汽化器中，用蒸汽加热，调节甲醇汽化压力0.2MPa（表压），汽化器的液面用甲醇供料泵的出口调节阀控制恒定，温度由蒸汽量控制在 90～95℃，用调节阀控制其流量与脱吸单元 600#来的压力为0.2MPa 的氯化氢气体（流量由调节阀控制）一起，其流量与甲醇蒸汽按一定比例混合后进入反应器中。进入反应器的氯化氢和甲醇气体经反应器底部气体分布器分布均匀，与预热至 140～145℃的氯化锌溶液接触，溶解并进行反应。氯化锌溶液的预热采用釜外循环方式。反应器底部出来的氯化锌溶液由循环泵打入预热 器，预热器的温度由蒸汽控制调节在 140～145℃，然后 再回到反应器中。在反应过程中，反应器的温度控制采用回流冷酸水（或体外循环）的方式控制在 140～145℃，物料在反应器的表观接触时间为 30s。由反应器出来的反应生成物氯甲烷、水、二甲醚和未转化的原料氯化氢、甲醇一起进入酸气分凝器中冷凝，在回流罐中分离成气相产物和液相产物，气 相产物粗氯甲烷（含甲醇、水、氯化氢、二甲醚）等去酸气冷凝器，液相产 物一部分回到反应器中控制反应器液位，另一部分去酸水储罐中。气相产物 粗氯甲烷经酸水洗塔，吸收大部分未反应的氢化氢气体和甲醇后，进入碱洗塔，彻底吸收剩余氯化氢气体和除掉 部分水份，之后进入硫酸干燥塔，经过三塔串联除掉水份和二甲醚后，再经压缩、冷凝即制得成品氯甲 烷送罐区贮存。c、甲醇回收及稀盐酸回收 将酸水洗塔塔釜出来的含甲醇的稀盐酸预热后，送入甲醇回收塔进行甲醇回收，塔顶回收的甲醇混合气体经冷凝冷却后，进入甲醇回流罐，通过泵直接将液态甲醇送 入氯甲烷反应釜作为合成氯甲烷的原料。甲醇回收塔塔底出来的恒沸酸与氯化钙溶液混合一起进入汽提塔，脱出氯化氢，作为氯甲烷反应釜合成氯甲烷的原料。

2、单体合成

从罐区来的新鲜 CH3Cl 与回收循环 CH3Cl 混合后经氯甲烷汽化器汽化，然后经氯甲烷过热器，使其温度达到 250℃，进入流化床反应器。硅粉和作为添加剂的铜粉、锌、锡粉等混合，用 N2 输送至掺混仓，使 其混合完全均匀后用 CH3Cl 输送到流化床反应器。在流化床反应器内部，当 温度达到 285~300℃时，CH3Cl 与硅粉在添加剂的作用下发生合成反应，反应生成的混合单体及未反应的硅粉、CH3Cl 经过一旋分离器、旋分离器，送 入洗涤塔。一旋的固体物料自流到一旋受料斗，用 N2 压入一旋排料斗，排料斗中的固料用 CH3Cl 定期定量压回流化床，循环使用。受料斗及排料斗中的含尘 N2 经布袋过滤器集尘，气体去水洗塔，粉料进入细粉罐。一级旋风除尘后的气体进入二旋，固体物料自流到二旋受料斗，并用 N2 压至二旋排料斗。排料斗中的固体用 N2 定期压入废 粉罐，含尘 N2 经布袋过滤器集尘，气体去水洗塔，收集的粉料分别进入细粉罐和废 粉罐。经二旋分离器后的气相进入洗涤塔，进行洗涤除尘。塔釜再沸器底部排出的料液，进入闪蒸罐，闪蒸后的残渣送至残渣槽，用槽车运走。闪蒸后的气相经过闪蒸冷凝器送至高沸物贮罐区贮存。洗涤塔顶部气相经塔顶冷凝器冷到 40℃，并经冷凝器二级深冷至10℃，凝液分别进入粗单体中间罐，通过洗 涤塔回流泵回流，并经粗单体塔进料泵送至粗单体塔进行粗单体精馏。冷凝器顶部不凝气与粗单体塔塔顶不凝气及膜回收系统回 收的氯甲烷经氯甲烷缓冲罐，经压缩机进口加热器加热至 45℃后，送往氯甲烷压缩单元，进行循环氯甲烷压缩。粗单体进入粗单体塔中部，控制塔顶压力 0.881MPa（G），进行精馏。塔 釜出料经粗单体冷却器冷却后，去粗单体罐区。塔顶气相经粗单体塔顶冷凝 器冷凝，凝液进入粗单体塔回流罐，经粗单体塔回流泵一部分回流，一部分送至氯甲烷循环槽。不凝气也送至氯甲烷缓冲罐。压缩后的循环氯甲烷进入氯甲烷塔进行氯甲烷回收。氯甲烷塔顶 气体经塔顶冷凝器冷凝，并经冷凝器深冷至-25℃，凝液进入氯甲 烷塔回流槽，经氯甲烷回流泵回流。不凝气进入膜回收系统，回收的氯甲烷送往氯甲烷缓冲罐，回收尾气送至焚烧单元焚烧。氯甲烷塔侧 向采出氯甲烷经氯甲烷冷凝器冷凝，送入氯甲烷循环槽，经氯甲烷循环泵送回与新鲜氯甲烷混合后去氯甲烷汽化器。本单元分别设置反应区热油系统、A 区热油系统和 B 区热油系统分别用于流化床反应器升温撤热，氯甲烷过热器和一二旋排料斗受料斗保温，以及洗涤塔再沸器和闪 蒸罐用热。

3、氯甲烷压缩

新鲜氯甲烷压缩系统：由 100#氯甲烷合成单元过来的氯甲烷气体经新鲜氯甲烷入口缓冲罐进入新鲜氯甲烷压缩机压缩。压缩后的氯甲烷气体部 分进入新鲜氯甲烷回流冷却器冷却。通过压缩机入口压力调节，冷却后的氯 甲烷气体回到新鲜氯甲烷入口缓冲罐。压缩后的另一部分氯甲烷气体送往 200# 单体合成单元。剩余的氯甲烷气体送往 100#氯甲烷合成单元，冷凝后送往罐区贮存。循环氯甲烷压缩系统：由 200#单体合成单元过来的氯甲烷气体经循环氯甲烷入口 缓冲罐进入循环氯甲烷压缩机压缩。压缩后的氯甲烷气体部 分进入循环氯甲烷回流冷却器冷却。通过压缩机入口压力调节，冷却后的氯 甲烷气体回到循环氯甲烷入口缓冲罐。压缩后的另一部分氯甲烷气体送往 200#单体合成单元。氟利昂冷冻压缩系统：由 200#单体合成单元来的氟利昂气体进入螺杆压缩机组压缩，压缩后的氟利昂气体经冷凝冷却后成氟利昂液体回到 200#单体合成单 元使用。

4、单体精馏

单体精馏单元共有 10 个塔器设备，包括脱高塔、高沸物塔、二 甲塔 A（T0303A）、二甲塔 B、二甲塔 C、脱低轻塔、M1 塔、M3 塔、粗 MH 塔和 MH 塔等。单体精馏 单元主要工艺流程叙述如下。从原料缓冲罐将原料由进料泵打到脱高塔原料预热器加热到 60℃后进入脱高塔中下部。塔顶气相物流（t=84.2℃）进入塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入脱高塔回流罐，一部分由回流泵送至塔顶作回流，其余部分送到二甲塔 B中上部。塔底采出高沸物（t=134℃）送至高沸物塔。脱高塔塔底 采用由中压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量。通过调节蒸汽量控制塔的操 作温度。脱高塔操作压力 160kPa，顶温 84.2℃，塔底操作温度为 134℃。脱高塔塔底的高沸物进入高沸物塔，在这里对 M2 进行回收。塔顶气相物流（t=85.3℃）进入塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入高沸物塔回流罐，一部分由回流泵送至塔 顶作回流，其余部分送到原料罐。塔底采出高沸物（t=156.2℃）冷却至 40℃，送至高沸

物产品贮罐。高沸物塔塔底采用由中压蒸汽加热的热 虹吸式再沸器向塔内提供热量，通过调节蒸汽量控制塔的操作温度。高沸物塔操作压力160kPa，顶温 85.3℃，塔底操作温度 为 156.2℃。二甲塔为三塔串联。脱除高沸物的物料从脱高塔回流罐由脱高塔回流泵打到二甲塔中上部；二甲塔 C的塔顶气相物料进入二 甲塔 B塔底，二甲塔 B塔顶气相物料进入二甲塔 A底 部，二甲塔 A 塔顶的气相物料（t=76℃）进入二甲塔顶冷凝器冷凝冷却至 72.1℃后，进入二甲塔回流罐，一部分物料由回流泵送至二甲塔塔顶做回流，其余部 分送至回收塔中间罐。二甲塔 A塔底液相物料由回流泵送至二甲塔 B塔顶做回流，二甲塔 B 塔底液相物料由回流泵送至二甲塔 C 塔顶作回流。二甲塔 C塔釜采出 M2 产品（t=106.1℃）与脱高塔的进料换热后，冷却至 40℃送至 M2 出料罐。二甲塔 C塔底采用 由低压蒸汽 加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，通过调节蒸汽量控制塔的操作温度。二甲塔 塔顶操作压力为 160kPa，顶温 76℃，塔底操作温度约为 106.1℃。脱除 M2 的物料从二甲塔回流罐由二甲塔回流泵打到脱低塔中下部，塔 顶气相物料（t=55℃）进入脱低塔塔顶冷凝器冷凝冷却至 52.4℃后，进入脱低塔回流 罐，一部分由回流泵送至脱低塔塔顶作回流，其余部分送到脱低塔缓冲罐。脱低塔塔釜采出的物料送至 M1 塔。脱低塔塔底采用由低 压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，通过调节蒸汽量控制塔的操作温度。塔顶操作压力为 160kPa，顶温 55℃，塔底操作温度约为 82.3℃。从脱低塔塔底出来的物料进入M1 塔中部，塔顶气相物料（t=71.7℃）进入 M1 塔塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入 M1塔回流罐，一部分由回流泵送至 M1 塔塔顶作回流，其余部分送到 M3 塔中上部。M1 塔塔釜采出 M1 产品（t=85.7℃），冷却至 40℃后送至 M1出料罐。M1 塔塔底采用由低压蒸汽加热的热虹吸式再 沸器向塔内提供热量。通过调节蒸汽量控制塔的操作温度。塔顶操作压力为 160kPa，顶温 71.7℃，塔底操作温度约为 87.1℃。从 M1 塔塔顶出来的物料进入 M3 塔中上部，塔顶 M3 和 SiCl4 气相物料

（t=69.3℃）进入 M3 塔塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入 M3 塔回流罐，一部分由回流泵送至 M3 塔塔顶作回流，其余部分冷却至 40℃后送到共沸物贮罐。M3 塔塔釜采出的采出 M3 产品（t=76.3℃）冷却至 40℃后送至 M3 产品贮罐。M3 塔塔底采用由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量。通过调节蒸汽量控制塔 的操作温度。塔顶操作压力为 160kPa，顶温 69.3℃，塔底操作温度约为 75.9℃。从脱低塔回流罐出来的轻组分混合物由脱低塔回流泵打到粗 MH 塔中上 部；塔顶轻组分气相物料（t=52.3℃）进入粗 MH 塔塔顶冷凝器冷凝冷却后，汽相进 入尾气吸收系统，液相进入粗 MH 塔回流罐，一部分由回流泵送至粗 MH 塔塔顶作回流，其余部分冷却至 40℃送至低沸物贮罐。粗 MH 塔塔釜物料送至MH 塔中上部。塔顶操作压力为200kPa，顶温 52.3℃，塔底操作温度约为 66.1℃。从粗 MH 塔塔釜出来的物料送至 MH 塔中上部，MH 塔塔顶轻组分气相物料（t=55.8℃）进入 MH 塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入 MH 塔回流罐，一部分由回流泵送至 MH 塔（T0308）塔顶作回流，其余部分冷却至 40℃送至 MH 产品贮罐。MH塔（T0308）塔底采用由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量。通过调节蒸汽量控制塔的操作温度。塔顶操作压力为 160kPa，顶温 55.7℃，塔底操作 温度约为 72.1℃。

5、二甲单体水解

自罐区来的盐酸和二甲单体经一定比例混合后由水解循环泵送入水解反应器中充分混合反应，反应混合物进入水解循环冷却器冷却至 20℃后进入第一分层器，分层后上层油相出料按液位差自侧面进入第 二分层器，下层酸相按位差送入水解循环泵。进入分层器的水解物分层后，上层油相出料与 Na2CO3 溶液混合后经碱循环泵控制一定量后送入中和反应器充分混合反应，下层酸相按位差 送入盐酸中间罐，经盐酸输送泵送至罐区。从中和反应器出来 的反应混合物进入中和冷却器，冷却至 25℃进入碱分层器分离分层，上层油相出料按位差送入水解水煮釜以除去水解物中的碱，下层返回循环碱 槽循环。从水解水煮釜底部出来的水解物按位差进入分水器分水后进入水解物贮槽。

6、裂解和环体精馏

自水解物贮槽的水解物，通过水解物输送泵经计量后送至水解物加热器，预热到120℃后进入脱氯釜，经脱氯反应后进入脱氯第一分层器，上层进入脱氯第二分层器，下层水相经脱氯循环泵循环进入脱氯釜中。由脱氯第二分层器上部出来的水解物，经控制与50%的氢氧化钾溶液按一定比例进入裂解釜。在 130℃及真空度 720mmHg 条件下，水解物经裂解重排得到环体混合物，通过裂解塔分离净化后，塔顶气相进入裂解塔冷凝器，凝液进入裂解回流罐，一部分经流量调节回流入塔，另一部 分由回流罐液位调节控制排入裂解水煮釜。裂解釜液位控制釜底物料的出料调节阀，釜底物料自流进入逼干釜，逼干釜夹套通入导热油，将物料加热到 145℃，进一步回收环体物，逼干釜底间歇排出废渣。环体混合物与按一定比例并预热到 90℃的软水一同进入裂解水煮釜，在 搅拌器的作用下充分混合后，溢流至分水器进行沉降分离。上层油相进入环 体贮罐。下层水相排至油水隔离池，油水隔离池分出的废水排往 污水预处理站，处理达标后排放。来自环体贮罐的环体通过脱低塔进料泵经计量后送至脱 低塔进料预热器，预热至134.5℃后进入脱低塔。脱低塔塔顶温度93℃，塔釜温度 142.3℃，真空度为 510mmHg，脱低塔再沸器采用 1.0MPaG 蒸 汽加热。塔顶 D3 蒸汽经脱低塔冷凝器冷凝后，进入脱低塔回流罐，经脱低塔回流泵加压后，一部分 D3 经流量调节回流入塔，另一部分 D3由塔顶回流罐液位控制送至水解物贮槽。塔釜物料通过脱高塔进料泵经塔釜液位调节送至脱高塔。脱高塔塔釜温度为 149.5℃，塔顶温度 107.3℃，真空度为 670mmHg，再沸器采用1.0MPaG蒸汽加热。塔顶成品 D4 蒸汽经脱高塔冷凝器冷凝 后进入脱高塔回流罐，通过脱高塔回流泵加压后，一部分经流 量调节控制回流入塔，另一部分由回流罐的液位控制排入罐区成品 D4 贮槽，塔中部采 出成品 DMC 进入 DMC 中间罐，通过 DMC 中间泵，经 DMC 送料 冷却器冷却至 60℃后送至罐区 DMC 贮槽。塔釜的高沸物经塔釜液位控制进 入环体冷却器，通过环体冷却器将其冷却至 60℃后，经脱色釜脱色 后进入高沸物槽，通过高沸物包装泵加压后，一部分送到环体贮罐，另一部分现场包装。

本项目单体生产单元工艺流程简图见附图3。

7.4 成本分析

本项目吨产品（DMC+D4）成本为16384 元。若二甲选择性达到 85%，则吨产品（DMC+D4）成本为15447元。本项目主要原料甲醇和浓盐酸均由山东A集团内部自解决，与全部外购相比，吨产品（DMC+D4）成本可以降低2182 元。7.5 自控水平

7.5.1 自控要求和设计范围

生产过程要求自控设计满足集中控制和检测的需要，所选现场仪表能适应工况（易腐蚀、易堵塞、易磨损、粘度大）的需要，并保证装置长周期运行。自控设计范围包括单体生产单元、辅助生产单元及配套公用工程设施的过程检测与控制，共设置约 200 个调节系统，680个集中检测回路。

1、自控系统

设置控制分析中心，生产过程主要参数的监视和控制通过安装在控制室内的DCS来实现。为了便于操作及生产管理，甲醇贮罐区、成品贮罐区、单体/水解物贮罐区、氯甲烷贮罐区、酸/碱罐区设置独立控制室，由安装在控制室内的小型贮罐区管理系统实现贮罐区的监测与控制。贮罐区所有信号将通过串行接口送至中央控制室 DCS 集中监视。制冷站、循环水站、导热油站以及空压/制氮站等公用工程区设置独立控制室，制冷站、空压/制氮站的检测和控制由常规仪表盘来完成，循环水站的检测和控制由加药系统配套的PLC完成。

主要设备设计说明

本项目关键设备为氯甲烷合成釜、新鲜氯甲烷压缩机、循环氯甲烷压缩机、流化 床反应器、脱高塔、脱吸塔等。

1.反应器

1）氯甲烷合成釜（进口）：该设备容积为 28m3 搪玻璃反应釜，氯甲烷单釜生产能力 25000t/a。2）流化床反应器（专利设备）：直径为 φ3000mm，总高为 20000mm，筒体采用 16MnR材料，外指型管采用 20G 钢管，内指型管采用 20#钢管 2.塔设备

1）脱高塔直径 φ2200mm，总高为 66600mm。

2）二甲塔直径 φ3800mm，总高上塔 65805mm、中塔 65805mm、下塔 69055mm。塔体选用 16MnR 钢板，塔盘及其它内件采用 0Cr18Ni9。3.超限设备

本项目超限设备共 7 台，考虑运输等问题，宜选择本地制造商制造。7.6.4 非标设备材料选用原则

非标设备材料的选用依据《压力容器安全技术监察规程 》、GB150-1998 以及 HG20581-1998 的规定进行，考虑设备的操作条件（如工作压力、工作温度 及介质的特 性等）、材料的焊接性能、冷热加工性能、热处理以及容器的结构，同时考虑其经济合 理性，并在同一工程中尽可能减少用材种类和规格。受压元件，其板材的选用按由低到高的顺序，依次采用 Q235-B、Q235-C、20R 或16MnR 等；其管材一般可采用 20#钢或 16Mn；其锻件一般采用 20#或 16Mn 锻件。非受压元件（如 支承件及内件等），一般采用 Q235-A。在符合有关钢材标准并满足使用要求的情况下，遵循下列原则：

a.在强度设计为主的场合，根据压力、温度、介质等使用限制，依次选用 Q235-C、20R、16MnR 等钢板。

b.不锈钢厚度大于 16mm 时，采用复合板。

c.碳素钢一般用于介质腐蚀性不强的常压、低压设备及壁厚不大的中、低压设备。低合金高强度钢用于介质腐蚀性不强、壁厚较大（≥12mm）的受压容器及应力水平较 高的塔器。

负荷情况：

本项目用电设备总容量 87315.6kW，需要容量 38961.6kW，其中 10kV 部分22746.8kW，380V 部分 16214.8kW。用电设备中，10kV 电动机 72 台（最大单台容量 1250kW），其余为 380V 电动机（最大单台容量 220kW）。另外，还有导热油加热器 12 组（每组 1335kW）。用电负荷详见变电所负荷及变压器选择表。

蒸汽负荷表

蒸汽用量(t/h)

0.5Mpa 158℃ 1.0Mpa 180℃

序 号

用 户

平均 最大平均最大 备 注

氯甲烷合成、盐酸脱吸

0 24 20 48.8

单体合成33.2 36.8 10.4 11.2 加热

单体精馏

126.4 44.4 53.6 加热二甲水解、裂解及环体精馏

3.88 4.08 12.8 13.04 加热氯甲烷压缩

0 3.6 0 0 加热焚烧

0 0 0 0.32 加热

小 计 151.08 194.88 67.6 126.84 7 副产蒸汽 0 0 0 0

单体合成 0 0-32.4 0 1.2MPa 焚烧 0 0-16-16.8

合 计 151.08 194.88 106.8 237 9.3.2 蒸汽供给方式

本项目所用蒸汽均由聊城A工业基地水汽车间供应，该车间距离本项目 厂址较近，配备 3 台260t/h 锅炉，现有180t/h 的蒸汽外供能力，供气压力1.0MPa，完全能够满足本装置用汽需要。工艺各用汽点使用的 1.0MPa 饱和蒸汽由管网减温后直接供给。0.5MPa饱和蒸 汽的用量设 2 套减温减压装置（备用一套），减温减压后供给。耗现状 本项目装置能耗表见表 11-1。

表 11-1 装置能耗表

序号

名称 单 位消耗定额 折标煤系数（kg）折标煤（kg）总能耗（t）电 kW.h 1916 0.1229 235.5 47100 2 压缩空气 Nm3 100.8 0.04 4.03 806 3 仪表空气 Nm3 170 0.04 6.8 1360 4 氮气 Nm3 426 0.04 17.04 3408 5 蒸汽（1）t 5.44 21.6 117.5 23500 6 蒸汽（2）t 3.84 94.9 364.4 72880 合计 745.3 149060 本项目单位产品综合能耗标准煤 0.7453t/t 混合单体，总能耗为149060 t 标准煤 /t混合单体。

11.3 主要节能措施

11.3.1 工艺

（1）考虑氯甲烷合成单元压缩后的氯甲烷气体直接进入单体合成单元流化床反 应器的可能性，以取代氯甲烷冷凝后送至贮罐区再送回装置蒸发的过程，实现节能。（2）氯甲烷合成采用浓硫酸干燥脱水，取消传统的硅胶分子筛干燥脱水系统，每吨混合单体节约再生氮气 8Nm3，节约加热蒸汽 0.12MJ，节电 2.6kW·h。

（3）单体合成除尘系统由干法布袋除尘改为湿法除尘，每吨混合单体节约反吹氮气1.8Nm3，节约蒸汽 0.1t。（4）采用循环冷却水作为冷却介质，取代直流冷却水，每吨产品节约一次水82.34t。

废气污染治理措施

1、有组织废气

a.硅粉加工尾气经布袋除尘、水浴除尘后由 15m 排气筒高空排放。b.氯甲烷合成尾气经碱液吸收处理后送焚烧装置处理。

c.单体合成尾气经深冷回收氯甲烷后送焚烧装置处理。

d.单体精馏尾气经碱液吸收处理后送焚烧装置处理。

e.盐酸贮罐呼吸阀放空气经管线收集集中后，经过碱液吸收氯化氢再排入大气，氯化氢的吸收率为 99%左右。

本项目设置碱洗塔及碱液高位槽，可以保证停电时将排出的气体中的氯化氢洗 涤干净。焚烧系统的焚烧炉炉型为 JN-GAS-30BCGS，焚烧温度≥1100℃，烟气停留时间2S，焚毁去除率≥99.99%，燃烧效率≥99.9%，焚烧为负压燃烧方式，因此，本项目在焚烧过程中不会造成二恶英、光气等污染。废气经处理后均满足《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）二级排放标准要求。

2、无组织废气

无组织废气主要为罐区贮罐呼吸及生产过程的无组织排放。控制无组织排放措施如下：

a、为了减少废气的无组织排放，采用密封性能高的阀门和输送泵，有效地减少了原料和产品在输送过程中的逸散。b、生产过程中及安全阀和不正常操作排放出来的废气全部密闭集中输送到焚烧装置处理，不使其逸散外界。

定员

本项目总定员 212 人，其中，生产人员 205 人，管理人员 7 人。装置定员详见表

15-1 装置定员表。

表 15-1 装置定员表

单元 名 称 岗位名称 班次 每班定员 合计氯甲烷合成 操作人员 4 2 8 氯甲烷压缩机厂房 操作人员 4 1 4 3 单体合成 操作人员 4 3 12 4 触体配制 操作人员 白班 2 2 5 单体精馏 操作人员 4 2 8 6 二甲水解 操作人员 水解物裂解 操作人员4 2 8 8 盐酸脱吸 操作人员 4 2 8 硅粉加工（含硅块仓库）操作人员 4 3 12 单 体 生 产 单 元

值班长 4 1 4 酸、碱贮罐区 操作人员 4 1 4 2 氯甲烷贮罐区 操作人员 4 1 4 3 单体贮罐区 操作人员 4 1 4 4 甲醇贮罐区 操作人员 4 1 4 5 成品贮罐区 操作人员 4 1 4 辅 助 及 公 用 工 6 灌装站 操作人员 2 4 8 7 装卸车栈台 操作人员 白班 4 4 值班长 4 1 4 制冷站 操作人员 4 1 4 2 循环水站 操作人员 4 1 4 3 空压/制氮站 操作人员 4 1 4 4 变配电站 操作人员 4 1 4 5 导热油站 操作人员 4 1 4 6 消防水站 操作人员 4 4 16 7 污水预处理站 操作人员 4 1 4 值班长 1 4 4 分析、化验 操作人员 4 8 32 2 维修人员 维修 白班 6 6 工艺工程师白班 9 9 技术人员 机械工程师白班 6 6 仪表工程师白班 6 6 其 他 4 管理人员 7 合计 212

销售收入

产品的销售价格见表18-1。

表18-1 产品销售价格一览表

品名 产量(吨)价格(元/吨)年销售收入(万元)有机硅 210000 21000 420000 总计 420000 18.3.2 成本费用

生产中原材料、辅助材料及燃料动力等各项消耗均为工艺专业设计，价格均参考市场价格。具体原材料的市场价格见表18-2。

表18-2 原辅材料的市场价格一览表

生产负荷达100%后，每年外购原辅材料的费用为83036.82 万元。人员工资平均为1.9 万元/（人·年），职工福利费按工资总额的14%计算。固定资产折旧采用直线折旧法，建设投资残值率为8%，设备残值率为8%，建设投资折旧年限为20 年，设备投资折旧年限为15 年。本项目动力消耗定额见表18-3。动力总费用为10328.4×200000=206568 万元。

品名 原材料用量(吨)价格(元/吨)合计(万元)硅块 50400 8200 41328 甲醇 119200 2350 28012

原料浓盐酸 427680 280 11975.04 浓硫酸 3600 550 198 催化剂 208 48000 998.4 氯化锌 10 7000 7

氢氧化钾 25 7000 17.5 纯碱 17 1000 1.7 液碱 4500 800 360 氯化钙 180 510 9.18 导热油 260 5000 130 合计 606080 83036.82

2.鲁西化工装备集团调研报告 篇二

下属煤矿生产工艺和技术装备情况调研报告

一、企业基本概况

郑州嵘昌集团实业有限公司是一家民营企业，营业执照和改制手续齐全，公司安全生产许可证、“五职”经理和各部门负责人安全资格证齐全。公司下属六对矿井分别为：嵘昌煤业、昌隆煤业、月亮煤业、朝阳沟煤业、宏鑫煤业、尤氏煤业，总设计能力120万吨/年。六对矿井均为瓦斯矿井，水文地质类型为中等，其中五对矿井（嵘昌煤业、昌隆煤业、月亮煤业、宏鑫煤业、尤氏煤业）“六证”齐全。一对矿井（朝阳沟煤业）属技改矿井，由于采矿证到期正在延续，目前处于停工状态，只进行通风排水工作。以下为郑州嵘昌集团实业有限公司下属矿井2013安全生产状况：

郑州市嵘昌煤业有限公司核定生产能力15万吨/年，在2013年实际生产7个多月，产量8万吨，生产期间无违法开采行为，不存在超层越界，所有生产活动全部在采矿许可证范围内。

郑州市昌隆煤业有限公司核定生产能力15万吨/年，在2013年实际生产3个多月，产量3万吨，生产期间无违法开采行为，不存在超层越界，所有生产活动全部在采矿许可证范围内。

登封市月亮煤业有限公司核定生产能力15万吨/年，在2013年实际生产2个月，产量1.8万吨，生产期间无违法开采行为，不存在超层越界，所有生产活动全部在采矿许可证范围内。

郑州嵘昌集团宏鑫煤业有限公司核定生产能力15万吨/年，在2013年实际生产8个多月，产量8万吨，生产期间无违法开采行为，不存在超层越界，所有生产活动全部在采矿许可证范围内。

郑州煤炭工业(集团)尤氏煤炭有限责任公司核定生产能力30万吨/年，在2013年实际生产10个多月，产量15.8万吨，生产期间无违法开采行为，不存在超层越界，所有生产活动全部在采矿许可证范围内。

郑州煤炭工业(集团)有限责任公司朝阳沟煤矿，设计生产能力30万吨/年，目前属于技改矿井，由于采矿许可证到期正在延续，处于停工状态。

二、公司下属矿井工艺技术装备情况

1、郑州嵘昌集团实业有限公司下属各矿井均采用走向长壁式采煤方法，下属六对矿井其中郑州煤炭工业(集团)尤氏煤炭有限责任公司回采工艺采用的是综采，其它矿井目前是炮采工艺。

2、郑州煤炭工业(集团)尤氏煤炭有限责任公司井下回采工作面采用综采支架，型号为ZF2600/16/24，滚筒式采煤机型号为MG160/380-WD。刮板输送机型号为SGZ630/220，电机功率为110千瓦。掘进工作面采用掘进机型号为EBZ-55型。运输系统采用溜子、皮带运输。

3、郑州市嵘昌煤业有限公司井下回采工作面采用整体顶梁悬移支架型号为ZH2000/18/26Z，MG150-NW型采煤机,刮板输送机型号为SGZ630/90。郑州市昌隆煤业有限公司、登封市月亮煤业有限公司、郑州嵘昌集团宏鑫煤业有限公司目前井下回采工作面采用整体顶梁

悬移支架型号为ZH2000/16/24Z，刮板输送机型号为，郑州市嵘昌煤业有限公司、郑州嵘昌集团宏鑫煤业有限公司掘进工作面采用掘进机型号为EBZ-55型。郑州市昌隆煤业有限公司、登封市月亮煤业有限公司掘进工作面采用掘进机型号为EBZ-90型。运输系统采用溜子、皮带运输。