c魯西化工有機硅可行報告

c魯西化工有機硅可行報告分類及用途有機硅產品按其形狀和應用方式大體分為硅油、硅橡膠、硅樹脂和硅烷偶聯(lián)劑四大類，前三種是氯硅烷單體（要緊為二甲基二氯硅烷）經水解、裂解，縮為聚硅氧烷（基礎聚合物），再與各種助劑、添加劑、改性劑以及填料等配合加工而成，其用量占有機硅產品的90%以上；硅烷偶聯(lián)劑是有機官能基硅烷，一樣為非聚合物。國內有機硅消費量及需求推測國內有機硅市場長期保持著旺盛需求，有機硅產品的生產和消費量總體趨勢是以高速度增長，但在個別時期也顯現(xiàn)過波動。1996年，由于外國要緊有機硅生產商聯(lián)手對銷往中國的有機硅中間體大幅度提價，致使國內有機硅聚合物生產廠部分停產或減產，有機硅產量下滑。1998年，因受東南亞經濟危機的阻礙，相關于產量高速膨脹的1997年，總產量也明顯減小。2021年之后，國內有機硅市場迅速活躍起來，其產品產量及消費量保持高速增長.依照國內近幾年供應和需求的進展趨勢，以后5年內國內有機硅的要緊應用領域仍以硅油、硅橡膠為主，硅烷偶聯(lián)劑及硅樹脂因前期進展不足，在這一段時刻里將有較高速度的增長。4.2.4目標市場分析1、目標市場容量有機硅制品的原材料價格較高，再加上市場需求的不斷增長，使有機硅制品一直處于高價位。產品利潤的豐厚和工藝技術的靈活性，使眾多企業(yè)從事有機硅加工業(yè)。國內有機硅加工企業(yè)數(shù)量眾多，規(guī)模較小，多數(shù)為民營、個體企業(yè)上規(guī)模的加工型企業(yè)較少，僅占企業(yè)總數(shù)的10%。隨著〝西部大開發(fā)〞戰(zhàn)略的提出，有機硅行業(yè)將有更多的政策性投入。加入WTO后，越來越多的外資企業(yè)投資中國的有機硅加工業(yè)，大規(guī)模的有機硅生產廠會越來越多，國內有機硅加工業(yè)將逐步步入大型化、專業(yè)化。國內有機硅加工企業(yè)要緊集中在華東、華南地區(qū)，要緊生產硅橡膠、有機硅乳液和硅烷偶聯(lián)劑等產品，其中硅橡膠的消費量占有機硅總消費量的50%以上。國內硅酮結構膠是室溫硫化硅橡膠中產量較大、用途較廣的產品，目前國家硅酮結構膠生產認定企業(yè)和建設部硅酮膠科研生產定點企業(yè)只有杭州之江有機硅化工、浙江凌志精細化工、廣州白云粘膠廠和廣東南海嘉美化工廠等幾家，它們都擁有大型硅酮膠生產設備和先進的生產技術，規(guī)模均在4000t/a以上，消耗聚硅氧烷總量在20kt/a以上。目前，杭州之江有機硅化工每年所用混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕從浙江新安化工集團購進2000t/a，進口3000t/a。廣州白云粘膠廠每年所用混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕從藍星集團購進2000t/a，進口2000t/a以上。浙江凌志精細化工和廣東南海嘉美化工廠均以進口混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕為主，每年只用少量的國產混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕。國內生產高溫膠的廠家要緊有：深圳石化精細化工、深圳市三力有機硅材料、深圳天玉有機硅、江蘇鎮(zhèn)江宏達化工、南京東爵精細化工等，大多數(shù)廠家的生產規(guī)模均在幾千噸以上，江蘇鎮(zhèn)江宏達化工有限公司生產規(guī)模差不多超過20kt/a。按鍵硅橡膠是高溫硫化硅橡膠中較重要的品種，廣東省是按鍵硅橡膠的要緊生產地和要緊消費地，其生產量占世界按鍵硅橡膠生產量的60%，如手機按鍵、遙控器按鍵、運算器按鍵等大都產自廣東。廣東地區(qū)高溫膠的生產原料多半依靠進口。國內多數(shù)企業(yè)與國外公司有合資或合作協(xié)議，引進國外資金或先進生產技術，采納進口原料擴大高溫膠的生產規(guī)模，部分產品出口。隨著經濟的進展和人民生活水平的提高，以后幾年，國內用于建筑密封膠、電子、電器、汽車用密封膠及模具膠、按鍵膠的數(shù)量將逐年增加，國內室溫硫化硅橡膠和高溫硫化硅橡膠的產量必將逐年遞增，對混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕的需求也將逐年增力口。在滿足國內市場的同時，大量沖擊國際市場，國內混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕的消費量將大幅增加。20世紀50年代國內開發(fā)生產有機硅單體以來，經歷了從攪拌床到流化床、流化床直徑從卩400一卩600一01000一01200一01500一^2000一^2400一的2800漫長歷程。1996年以來，國內有機硅單體工業(yè)出現(xiàn)出快速進展態(tài)勢，國內自行開發(fā)設計的10kt/a、20kt/a、50kt/a生產裝置相繼投產，各生產商在原料生產、質量操縱、分析測試、自動化操縱等方面積存了豐富的體會，單體合成的技術指標大幅提高，生產成本逐步降低。有機硅單體合成催化體系有兩種，即氯化亞銅催化體系和銅催化體系，國外采納銅催化體系較多，國內兩種催化體系并存。本項目采納銅催化體系。7.2.1國內外工藝技術比較國內有機硅生產的工藝流程與國外差不多相同，均采納甲醇與氯化氫氣液相催化法合成氯甲烷，再以氯甲烷與硅粉在流化床反應器中合成甲基氯硅烷混合單體?；旌蠁误w通過精餾，分離出多種高純度單體，其中以二甲基單體〔M2〕為主。二甲基單體〔M2〕經水解得到水解物，水解物在催化劑作用下連續(xù)真空裂解，得到混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕，進一步精餾能夠得到八甲基環(huán)四硅氧烷〔D4〕。盡管國內外有機硅單體生產的工藝流程差不多相同，但與國外相比，國內有機硅單體生產在規(guī)模和技術指標上存在一定的差距產品質量。1、單體二甲基二氯硅烷〔M2〕純度〔％〕>99.999.98>99.99一甲基三氯硅烷〔M1〕純度〔％〕>98.0>99.0>99.5三甲基一氯硅烷〔M3〕純度〔％〕>99.0>99.0>99.5一甲基二氯硅烷〔MH〕純度〔％〕>99.0>99.02、混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕混合甲基環(huán)硅氧烷〔DMC〕純度〔％〕>99.5>99.5八甲基環(huán)四硅氧烷〔D4〕含量〔％〕76?8388?92氫來源于二甲水解、鹽酸脫吸以及氣相法白炭黑裝置。從表7-1能夠看出，有機硅單體生產二甲平均選擇性期望值為85%，已達到國外綜合水平，高于國內綜合水平。國外有機硅單體合成單臺流化床反應器生產能力在50kt/a以上，硅粉和氯甲烷噸產品消耗分別比理論消耗高8.29%和3.45%，氯化氫回收利用率達到85%以上。國內有機硅單體合成單臺流化床反應器生產能力最大為60kt/a,其硅粉和氯甲烷噸產品消耗分別比理論消耗高14.29%和14.94%,氯化氫回收利用率僅為70%，與國外綜合技術水平存在較大差距。山東A股份有機硅單體合成單臺流化床反應器生產能力為200kt/a，其硅粉和氯甲烷噸產品消耗介于國內綜合水平與國外綜合水平之間，部分指標接近國外綜合水平，氯化氫回收利用率超過80%。7.2.2工藝技術方案選擇硅粉加工采納國內生產的立式磨粉機組，旋風分離器與布袋除塵相結合，并用倉泵將硅粉輸送到單體合成單元。氯甲烷合成采納氣液相法，即氣相氯化氫和甲醇在液相氯化鋅催化劑中反應生成粗氯甲烷，粗氯甲烷再通過水洗、堿洗和硫酸干燥，并經冷凝壓縮后送往氯甲烷貯罐區(qū)。單體合成采納流化床直截了當法合成，即硅粉和氯甲烷在銅系催化劑作用下生成混合單體，混合單體通過旋風分離及濕法除塵后回收未反應的氯甲烷，混合單體送往單體精餾單元。單體精餾采納脫高、脫低、二甲分離、脫輕、共沸、M3等多塔連續(xù)精餾，分離得到M1、M2、M3、MH、高沸物、共沸物、低沸物等產品。精餾塔形式選用板式塔和填料塔，并選擇導向篩板和高效板波浪填料。為了減少冷凍水和冷卻水用量，精餾系統(tǒng)適當加壓，塔頂冷凝器采納雙管板式。為防止貯槽呼吸過程中空氣進入系統(tǒng)造成單體水解，減少對環(huán)境及設備的污染和腐蝕，貯槽均采納氮氣愛護。二甲基單體水解采納恒沸酸水解、碳酸鈉連續(xù)中和工藝，使水解反應時刻短、收率高、黏度低、環(huán)狀低聚硅氧烷含量高。水解后的濃鹽酸脫出氯化氫循環(huán)使用。裂解采納真空裂解工藝，環(huán)體收率高，殘渣量少。鹽酸脫吸考慮原料濃鹽酸和氯甲烷合成產生的稀鹽酸的解吸，99.5%以上的氯化氫脫吸出來，脫吸出來的氯化氫送往氯甲烷合成。7.3工藝流程說明工藝特點a硅粉加工采納立式磨粉機組，細粉率低，粒度可調，生產能力高。b氯甲烷合成單元采納大型搪瓷合成釜，氣體分布器專門設計，保證氯化氫和甲醇氣體分布平均。c氯甲烷精制采納水洗滌、堿洗滌和硫酸干燥處理，進一步降低氯甲烷中水、甲醇、二甲醚等含氧化合物的含量，提高氯甲烷的純度。d單體合成單元采納單臺流化床反應器，流化床撤熱方式為導熱油換熱，同時副產蒸汽，一旋硅粉返回流化床。e觸體進料方式采納定量加料系統(tǒng)，實現(xiàn)催化劑連續(xù)定量加料，以排除流化床床層料面的大幅度波動。f除塵系統(tǒng)采納濕法除塵工藝，提高除塵率，降低能耗，使合成系統(tǒng)壓力穩(wěn)固，縮短停車檢修時刻，適應大規(guī)模生產的需要。g二甲基單體水解采納恒沸酸水解工藝，其水解濃鹽酸脫吸產生氯化氫循環(huán)利用，減少環(huán)境污染，降低氯化氫消耗。h精餾采納高效導向篩板和板波浪填料，多塔連續(xù)精餾，二甲基單體純度可達到99.98%以上。i裂解采納真空裂解技術，裂解釜運行周期長?；旌霞谆h(huán)硅氧烷〔DMC〕收率高。同時能夠生產高純度八甲基環(huán)四硅氧烷〔D4〕產品。單體生產工藝流程說明1、氯甲烷合成及鹽酸脫吸本裝置共分四個單元，分別是鹽酸脫吸；氯甲烷合成及凈化；甲醇回收及稀鹽酸回收；氯甲烷壓縮、冷凝。a、鹽酸脫吸濃鹽酸〔最少31%Wt〕由泵輸送到換熱器進行預熱，然后進入汽提塔，通過熱虹吸自然循環(huán)再沸器進行加熱實現(xiàn)蒸餾，如此，塔的底部會生成類似于共沸物的氯化氫溶液〔約18.5%Wt〕，塔頂?shù)玫铰然瘹錃怏w。被汽提出的氯化氫氣體輸送到兩臺冷凝器里〔HE-3和HE-4〕進行冷凝而得到更純的氯化氫氣體〔氯化氫的純度為含水小于lOOppm〕。HE-3采納循環(huán)水冷卻，HE-4采納乙二醇水溶液冷卻，再通過除霧器后，離開系統(tǒng)進入氯甲烷合成單元。汽提塔底出來的2bar〔G〕的濃度約18.5%〔wt〕鹽酸，通過中間換熱器后冷卻后，送往山東A集團氯堿裝置用于吸取氯化氫。也能夠再在塔底加一個冷卻器進行冷卻，進入鹽酸深脫吸裝置，進一步脫出其中的氯化氫送氯甲烷合成單元。b、氯甲烷合成及凈化及氯甲烷壓縮、冷凝貯存在甲醇貯罐區(qū)的工業(yè)甲醇，經甲醇供料泵送至甲醇汽化器中，用蒸汽加熱，調劑甲醇汽化壓力0.2MPa〔表壓〕，汽化器的液面用甲醇供料泵的出口調劑閥操縱恒定，溫度由蒸汽量操縱在90?95°C，用調劑閥操縱其流量與脫吸單元600#來的壓力為0.2MPa的氯化氫氣體〔流量由調劑閥操縱〕一起，其流量與甲醇蒸汽按一定比例混合后進入反應器中。進入反應器的氯化氫和甲醇氣體經反應器底部氣體分布器分布平均，與預熱至140?145C的氯化鋅溶液接觸，溶解并進行反應。氯化鋅溶液的預熱采納釜外循環(huán)方式。反應器底部出來的氯化鋅溶液由循環(huán)泵打入預熱器，預熱器的溫度由蒸汽操縱調劑在140?145C，然后再回到反應器中。在反應過程中，反應器的溫度操縱采納回流冷酸水〔或體外循環(huán)〕的方式操縱在140?145C，物料在反應器的表觀接觸時刻為30s。由反應器出來的反應生成物氯甲烷、水、二甲醚和未轉化的原料氯化氫、甲醇一起進入酸氣分凝器中冷凝，在回流罐中分離成氣相產物和液相產物，氣相產物粗氯甲烷〔含甲醇、水、氯化氫、二甲醚〕等去酸氣冷凝器，液相產物一部分回到反應器中操縱反應器液位，另一部分去酸水儲罐中。氣相產物粗氯甲烷經酸水洗塔，吸取大部分未反應的氫化氫氣體和甲醇后，進入堿洗塔，完全吸取剩余氯化氫氣體和除掉部分水份，之后進入硫酸干燥塔，通過三塔串聯(lián)除掉水份和二甲醚后，再經壓縮、冷凝即制得成品氯甲烷送罐區(qū)貯存。c、甲醇回收及稀鹽酸回收將酸水洗塔塔釜出來的含甲醇的稀鹽酸預熱后，送入甲醇回收塔進行甲醇回收，塔頂回收的甲醇混合氣體經冷凝冷卻后，進入甲醇回流罐，通過泵直截了當將液態(tài)甲醇送入氯甲烷反應釜作為合成氯甲烷的原料。甲醇回收塔塔底出來的恒沸酸與氯化鈣溶液混合一起進入汽提塔，脫出氯化氫，作為氯甲烷反應釜合成氯甲烷的原料。2、單體合成從罐區(qū)來的新奇CH3Cl與回收循環(huán)CH3Cl混合后經氯甲烷汽化器汽化，然后經氯甲烷過熱器，使其溫度達到250C，進入流化床反應器。硅粉和作為添加劑的銅粉、鋅、錫粉等混合，用N2輸送至摻混倉，使其混合完全平均后用CH3C1輸送到流化床反應器。在流化床反應器內部，當溫度達到285?300C時，CH3C1與硅粉在添加劑的作用下發(fā)生合成反應，反應生成的混合單體及未反應的硅粉、CH3Cl通過一旋分離器、旋分離器，送入洗滌塔。一旋的固體物料自流到一旋受料斗，用N2壓入一旋排料斗，排料斗中的固料用CH3Cl定期定量壓回流化床，循環(huán)使用。受料斗及排料斗中的含塵N2經布袋過濾器集塵，氣體去水洗塔，粉料進入細粉罐。一級旋風除塵后的氣體進入二旋，固體物料自流到二旋受料斗，并用N2壓至二旋排料斗。排料斗中的固體用N2定期壓入廢粉罐，含塵N2經布袋過濾器集塵，氣體去水洗塔，收集的粉料分別進入細粉罐和廢粉罐。經二旋分離器后的氣相進入洗滌塔，進行洗滌除塵。塔釜再沸器底部排出的料液，進入閃蒸罐，閃蒸后的殘渣送至殘渣槽，用槽車運走。閃蒸后的氣相通過閃蒸冷凝器送至高沸物貯罐區(qū)貯存。洗滌塔頂部氣相經塔頂冷凝器冷到40C，并經冷凝器二級深冷至10C，凝液分別進入粗單體中間罐，通過洗滌塔回流泵回流，并經粗單體塔進料泵送至粗單體塔進行粗單體精餾。冷凝器頂部不凝氣與粗單體塔塔頂不凝氣及膜回收系統(tǒng)回收的氯甲烷經氯甲烷緩沖罐，經壓縮機進口加熱器加熱至45C后，送往氯甲烷壓縮單元，進行循環(huán)氯甲烷壓縮。粗單體進入粗單體塔中部，操縱塔頂壓力0.881MPa〔G〕，進行精餾。塔釜出料經粗單體冷卻器冷卻后，去粗單體罐區(qū)。塔頂氣相經粗單體塔頂冷凝器冷凝，凝液進入粗單體塔回流罐，經粗單體塔回流泵一部分回流，一部分送至氯甲烷循環(huán)槽。不凝氣也送至氯甲烷緩沖罐。壓縮后的循環(huán)氯甲烷進入氯甲烷塔進行氯甲烷回收。氯甲烷塔頂氣體經塔頂冷凝器冷凝，并經冷凝器深冷至-25C，凝液進入氯甲烷塔回流槽，經氯甲烷回流泵回流。不凝氣進入膜回收系統(tǒng)，回收的氯甲烷送往氯甲烷緩沖罐，回收尾氣送至焚燒單元焚燒。氯甲烷塔側向采出氯甲烷經氯甲烷冷凝器冷凝，送入氯甲烷循環(huán)槽，經氯甲烷循環(huán)泵送回與新奇氯甲烷混合后去氯甲烷汽化器。本單元分別設置反應區(qū)熱油系統(tǒng)、A區(qū)熱油系統(tǒng)和B區(qū)熱油系統(tǒng)分別用于流化床反應器升溫撤熱，氯甲烷過熱器和一二旋排料斗受料斗保溫，以及洗滌塔再沸器和閃蒸罐用熱。3、氯甲烷壓縮新奇氯甲烷壓縮系統(tǒng)：由100#氯甲烷合成單元過來的氯甲烷氣體經新奇氯甲烷入口緩沖罐進入新奇氯甲烷壓縮機壓縮。壓縮后的氯甲烷氣體部分進入新奇氯甲烷回流冷卻器冷卻。通過壓縮機入口壓力調劑，冷卻后的氯甲烷氣體回到新奇氯甲烷入口緩沖罐。壓縮后的另一部分氯甲烷氣體送往200#單體合成單元。剩余的氯甲烷氣體送往100#氯甲烷合成單元，冷凝后送往罐區(qū)貯存。循環(huán)氯甲烷壓縮系統(tǒng)：由200#單體合成單元過來的氯甲烷氣體經循環(huán)氯甲烷入口緩沖罐進入循環(huán)氯甲烷壓縮機壓縮。壓縮后的氯甲烷氣體部分進入循環(huán)氯甲烷回流冷卻器冷卻。通過壓縮機入口壓力調劑，冷卻后的氯甲烷氣體回到循環(huán)氯甲烷入口緩沖罐。壓縮后的另一部分氯甲烷氣體送往200#單體合成單元。氟利昂冷凍壓縮系統(tǒng)：由200#單體合成單元來的氟利昂氣體進入螺桿壓縮機組壓縮，壓縮后的氟利昂氣體經冷凝冷卻后成氟利昂液體回到200#單體合成單元使用。4、單體精餾單體精餾單元共有10個塔器設備，包括脫高塔、高沸物塔、二甲塔A〔T0303A〕、二甲塔B、二甲塔C、脫低輕塔、M1塔、M3塔、粗MH塔和MH塔等。單體精餾單元要緊工藝流程表達如下。從原料緩沖罐將原料由進料泵打到脫高塔原料預熱器加熱到60°C后進入脫高塔中下部。塔頂氣相物流〔t=84.2°C、進入塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入脫高塔回流罐，一部分由回流泵送至塔頂作回流，其余部分送到二甲塔B中上部。塔底采出高沸物〔t=134C、送至高沸物塔。脫高塔塔底采納由中壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。脫高塔操作壓力160kPa，頂溫84.2C，塔底操作溫度為134C。脫高塔塔底的高沸物進入高沸物塔，在那個地點對M2進行回收。塔頂氣相物流〔t=85.3C、進入塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入高沸物塔回流罐，一部分由回流泵送至塔頂作回流，其余部分送到原料罐。塔底采出高沸物〔t=156.2°C、冷卻至40C，送至高沸物產品貯罐。高沸物塔塔底采納由中壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。高沸物塔操作壓力160kPa，頂溫85.3C，塔底操作溫度為156.2C。二甲塔為三塔串聯(lián)。脫除高沸物的物料從脫高塔回流罐由脫高塔回流泵打到二甲塔中上部;二甲塔C的塔頂氣相物料進入二甲塔B塔底，二甲塔B塔頂氣相物料進入二甲塔A底部，二甲塔A塔頂?shù)臍庀辔锪稀瞭=76C、進入二甲塔頂冷凝器冷凝冷卻至72.1C后，進入二甲塔回流罐，一部分物料由回流泵送至二甲塔塔頂做回流，其余部分送至回收塔中間罐。二甲塔A塔底液相物料由回流泵送至二甲塔B塔頂做回流，二甲塔B塔底液相物料由回流泵送至二甲塔C塔頂作回流。二甲塔C塔釜采出M2產品〔t=106.1°C、與脫高塔的進料換熱后，冷卻至40C送至M2出料罐。二甲塔C塔底采納由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。二甲塔塔頂操作壓力為160kPa，頂溫76C，塔底操作溫度約為106.1C。脫除M2的物料從二甲塔回流罐由二甲塔回流泵打到脫低塔中下部，塔頂氣相物料〔t=55C、進入脫低塔塔頂冷凝器冷凝冷卻至52.4C后，進入脫低塔回流罐，一部分由回流泵送至脫低塔塔頂作回流，其余部分送到脫低塔緩沖罐。脫低塔塔釜采出的物料送至M1塔。脫低塔塔底采納由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。塔頂操作壓力為160kPa，頂溫55C，塔底操作溫度約為82.3°C。從脫低塔塔底出來的物料進入M1塔中部，塔頂氣相物料〔t=71.7°C〕進入M1塔塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入M1塔回流罐，一部分由回流泵送至M1塔塔頂作回流，其余部分送到M3塔中上部。M1塔塔釜采出M1產品〔t=85.7°C、，冷卻至40C后送至M1出料罐。M1塔塔底采納由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。塔頂操作壓力為160kPa，頂溫71.7C，塔底操作溫度約為87.1Co從M1塔塔頂出來的物料進入M3塔中上部，塔頂M3和SiC14氣相物料〔t=69.3°C、進入M3塔塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入M3塔回流罐，一部分由回流泵送至M3塔塔頂作回流，其余部分冷卻至40C后送到共沸物貯罐。M3塔塔釜采出的采出M3產品〔t=76.3°C、冷卻至40C后送至M3產品貯罐。M3塔塔底采納由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。塔頂操作壓力為160kPa，頂溫69.3C，塔底操作溫度約為75.9C。從脫低塔回流罐出來的輕組分混合物由脫低塔回流泵打到粗MH塔中上部；塔頂輕組分氣相物料〔t=52.3°C〕進入粗MH塔塔頂冷凝器冷凝冷卻后，汽相進入尾氣吸取系統(tǒng)，液相進入粗MH塔回流罐，一部分由回流泵送至粗MH塔塔頂作回流，其余部分冷卻至40C送至低沸物貯罐。粗MH塔塔釜物料送至MH塔中上部。塔頂操作壓力為200kPa，頂溫52.3C，塔底操作溫度約為66.1Co從粗MH塔塔釜出來的物料送至MH塔中上部，MH塔塔頂輕組分氣相物料〔t=55.8°C〕進入MH塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入MH塔回流罐,一部分由回流泵送至MH塔〔T0308〕塔頂作回流，其余部分冷卻至40C送至MH產品貯罐。MH塔〔T0308、塔底采納由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調劑蒸汽量操縱塔的操作溫度。塔頂操作壓力為160kPa，頂溫55.7C，塔底操作溫度約為72.1Co5、二甲單體水解自罐區(qū)來的鹽酸和二甲單體經一定比例混合后由水解循環(huán)泵送入水解反應器中充分混合反應，反應混合物進入水解循環(huán)冷卻器冷卻至20C后進入第一分層器，分層后上層油相出料按液位差自側面進入第二分層器，下層酸相按位差送入水解循環(huán)泵。進入分層器的水解物分層后，上層油相出料與Na2CO3溶液混合后經堿循環(huán)泵操縱一定量后送入中和反應器充分混合反應，下層酸相按位差送入鹽酸中間罐，經鹽酸輸送泵送至罐區(qū)。從中和反應器出來的反應混合物進入中和冷卻器，冷卻至25C進入堿分層器分離分層，上層油相出料按位差送入水解水煮釜以除去水解物中的堿，下層返回循環(huán)堿槽循環(huán)。從水解水煮釜底部出來的水解物按位差進入分水器分水后進入水解物貯槽。6、裂解和環(huán)體精餾自水解物貯槽的水解物，通過水解物輸送泵經計量后送至水解物加熱器，預熱到120°C后進入脫氯釜，經脫氯反應后進入脫氯第一分層器，上層進入脫氯第二分層器，下層水相經脫氯循環(huán)泵循環(huán)進入脫氯釜中。由脫氯第二分層器上部出來的水解物，經操縱與50%的氫氧化鉀溶液按一定比例進入裂解釜。在130C及真空度720mmHg條件下，水解物經裂解重排得到環(huán)體混合物，通過裂解塔分離凈化后，塔頂氣相進入裂解塔冷凝器，凝液進入裂解回流罐，一部分經流量調劑回流入塔，另一部分由回流罐液位調劑操縱排入裂解水煮釜。裂解釜液位操縱釜底物料的出料調劑閥，釜底物料自流進入逼干釜，逼干釜夾套通入導熱油，將物料加熱到145C，進一步回收環(huán)體物，逼干釜底間歇排出廢渣。環(huán)體混合物與按一定比例并預熱到90C的軟水一同進入裂解水煮釜，在攪拌器的作用下充分混合后，溢流至分水器進行沉降分離。上層油相進入環(huán)體貯罐。下層水相排至油水隔離池，油水隔離池分出的廢水排往污水預處理站，處理達標后排放。來自環(huán)體貯罐的環(huán)體通過脫低塔進料泵經計量后送至脫低塔進料預熱器，預熱至134.5C后進入脫低塔。脫低塔塔頂溫度93C，塔釜溫度142.3C,真空度為510mmHg，脫低塔再沸器采納1.0MPaG蒸汽加熱。塔頂D3蒸汽經脫低塔冷凝器冷凝后，進入脫低塔回流罐，經脫低塔回流泵加壓后，一部分D3經流量調劑回流入塔，另一部分D3由塔頂回流罐液位操縱送至水解物貯槽。塔釜物料通過脫高塔進料泵經塔釜液位調劑送至脫高塔。脫高塔塔釜溫度為149.5C，塔頂溫度107.3C，真空度為670mmHg，再沸器采納1.0MPaG蒸汽加熱。塔頂成品D4蒸汽經脫高塔冷凝器冷凝后進入脫高塔回流罐，通過脫高塔回流泵加壓后，一部分經流量調劑操縱回流入塔，另一部分由回流罐的液位操縱排入罐區(qū)成品D4貯槽，塔中部采出成品DMC進入DMC中間罐，通過DMC中間泵，經DMC送料冷卻器冷卻至60C后送至罐區(qū)DMC貯槽。塔釜的高沸物經塔釜液位操縱進入環(huán)體冷卻器，通過環(huán)體冷卻器將其冷卻至60C后，經脫色釜脫色后進入高沸物槽，通過高沸物包裝泵加壓后，一部分送到環(huán)體貯罐，另一部分現(xiàn)場包裝。本項目單體生產單元工藝流程簡圖見附圖3。成本分析本項目噸產品〔DMC+D4〕成本為16384元。假設二甲選擇性達到85%，那么噸產品〔DMC+D4〕成本為15447元。本項目要緊原料甲醇和濃鹽酸均由山東A集團內部自解決，與全部外購相比，噸產品DMC+D4〕成本能夠降低2182元。自控水平7.5.1自控要求和設計范疇生產過程要求自控設計滿足集中操縱和檢測的需要，所選現(xiàn)場外表能適應工況〔易腐蝕、易堵塞、易磨損、粘度大〕的需要，并保證裝置長周期運行。自控設計范疇包括單體生產單元、輔助生產單元及配套公用工程設施的過程檢測與操縱，共設置約200個調劑系統(tǒng)，680個集中檢測回路。1、自控系統(tǒng)設置操縱分析中心，生產過程要緊參數(shù)的監(jiān)視和操縱通過安裝在操縱室內的DCS來實現(xiàn)。為了便于操作及生產治理，甲醇貯罐區(qū)、成品貯罐區(qū)、單體/水解物貯罐區(qū)、氯甲烷貯罐區(qū)、酸/堿罐區(qū)設置獨立操縱室，由安裝在操縱室內的小型貯罐區(qū)治理系統(tǒng)實現(xiàn)貯罐區(qū)的監(jiān)測與操縱。貯罐區(qū)所有信號將通過串行接口送至中央操縱室DCS集中監(jiān)視。制冷站、循環(huán)水站、導熱油站以及空壓/制氮站等公用工程區(qū)設置獨立操縱室，制冷站、空壓/制氮站的檢測和操縱由常規(guī)外表盤來完成，循環(huán)水站的檢測和操縱由加藥系統(tǒng)配套的PLC完成。要緊設備設計說明本項目關鍵設備為氯甲烷合成釜、新奇氯甲烷壓縮機、循環(huán)氯甲烷壓縮機、流化床反應器、脫高塔、脫吸塔等。反應器1〕氯甲烷合成釜〔進口〕：該設備容積為28m3搪玻璃反應釜，氯甲烷單釜生產能力25000t/a。2〕流化床反應器〔專利設備〕：直徑為申3000mm,總高為20000mm,筒體采納16MnR材料，外指型管采納20G鋼管，內指型管采納20#鋼管塔設備1〕脫高塔直徑申2200mm,總高為66600mm。2〕二甲塔直徑申3800mm,總高上塔65805mm、中塔65805mm、下塔69055mm。塔體選用16MnR鋼板，塔盤及其它內件采納0Cr18Ni9。超限設備本項目超限設備共7臺，考慮運輸?shù)葐栴}，宜選擇本地制造商制造。7.6.4非標設備材料選用原那么非標設備材料的選用依據(jù)?壓力容器安全技術監(jiān)察規(guī)程?、GB150-1998以及HG20581-1998的規(guī)定進行，考慮設備的操作條件〔如工作壓力、工作溫度及介質的特性等〕、材料的焊接性能、冷熱加工性能、熱處理以及容器的結構，同時考慮其經濟合理性，并在同一工程中盡可能減少用材種類和規(guī)格。受壓元件，其板材的選用按由低到高的順序，依次采納Q235-B、Q235-C、20R或16MnR等；其管材一樣可采納20#鋼或16Mn；其鍛件一樣采納20#或16Mn鍛件。非受壓元件〔如支承件及內件等〕，一樣采納Q235-A。在符合有關鋼材標準并滿足使用要求的情形下，遵循以下原那么：在強度設計為主的場合，依照壓力、溫度、介質等使用限制，依次選用Q235-C、20R、16MnR等鋼板。不銹鋼厚度大于16mm時，采納復合板。碳素鋼一樣用于介質腐蝕性不強的常壓、低壓設備及壁厚不大的中、低壓設備。低合金高強度鋼用于介質腐蝕性不強、壁厚較大〔＞12mm〕的受壓容器及應力水平較高的塔器。負荷情形：本項目用電設備總容量87315.6kW,需要容量38961.6kW,其中10kV部分22746.8kW,380V部分16214.8kW。用電設備中，10kV電動機72臺〔最大單臺容量1250kW〕，其余為380V電動機〔最大單臺容量220kW〕。另外，還有導熱油加熱器12組〔每組1335kW〕。用電負荷詳見變電所負荷及變壓器選擇表。蒸汽負荷表蒸汽用量(t/h)0.5Mpa158°C1.0Mpa180°C序號用戶平均最大平均最大備注氯甲烷合成、鹽酸脫吸0242048.8單體合成33.236.810.411.2加熱單體精餾114126.444.453.6加熱二甲水解、裂解及環(huán)體精餾3.884.0812.813.04加熱氯甲烷壓縮03.600加熱焚燒0000.32加熱小計151.08194.8867.6126.84副產蒸汽0000單體合成00-32.401.2MPa焚燒00-16-16.8合計151.08194.88106.82379.3.2蒸汽供給方式本項目所用蒸汽均由聊城A工業(yè)基地水汽車間供應,該車間距離本項目廠址較近,配備3臺260t/h鍋爐,現(xiàn)有180t/h的蒸汽外供能力，供氣壓力1.0MPa,完全能夠滿足本裝置用汽需要。工藝各用汽點使用的1.0MPa飽和蒸汽由管網減溫后直截了當供給。0.5MPa飽和蒸汽的用量設2套減溫減壓裝置〔備用一套〕，減溫減壓后供給。耗現(xiàn)狀本項目裝置能耗表見表11-1。表11-1裝置能耗表序號名稱單位消耗定額折標煤系數(shù)〔kg〕折標煤〔kg〕總能耗〔t〕電kW.h19160.1229235.547100壓縮空氣Nm3100.80.044.03806外表空氣Nm31700.046.81360氮氣Nm34260.0417.043408蒸汽〔1〕t5.4421.6117.523500蒸汽〔2〕t3.8494.9364.472880合計745.3149060本項目單位產品綜合能耗標準煤0.7453t/t混合單體，總能耗為149060t標準煤/t混合單體。11.3要緊節(jié)能措施11.3.1工藝〔1〕考慮氯甲烷合成單元壓縮后的氯甲烷氣體直截了當進入單體合成單元流化床反應器的可能性，以取代氯甲烷冷凝后送至貯罐區(qū)再送回裝置蒸發(fā)的過程，實現(xiàn)節(jié)能?！?〕氯甲烷合成采納濃硫酸干燥脫水，取消傳統(tǒng)的硅膠分子篩干燥脫水系統(tǒng)，每噸混合單體節(jié)約再生氮氣8Nm3，節(jié)約加熱蒸汽0.12MJ,節(jié)電2.6kW?h。〔3〕單體合成除塵系統(tǒng)由干法布袋除塵改為濕法除塵，每噸混合單體節(jié)約反吹氮氣1.8Nm3,節(jié)約蒸汽0.1t。〔4〕采納循環(huán)冷卻水作為冷卻介質，取代直流冷卻水，每噸產品節(jié)約一次水82.34t。廢氣污染治理措施、有組織廢氣硅粉加工尾氣經布袋除塵、水浴除塵后由15m排氣筒高空排放。氯甲烷合成尾氣經堿液吸取處理后送焚燒裝置處理。單體合成尾氣經深冷回收氯甲烷后送焚燒裝置處理。單體精餾尾氣經堿液吸取處理后送焚燒裝置處理。鹽酸貯罐呼吸閥放空氣經管線收集集中后，通過堿液吸取氯化氫再排入大氣，氯化氫的吸取率為99%左右。本項目設置堿洗塔及堿液高位槽，能夠保證停