有机硅单体项目工艺技术方案物料平衡消耗定额及流程说明Word文件下载.docx
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备注
（一）
甲基单体合成
1
流化床年开工时数（hr）
＞7200
~7000
7000
2
二甲选择性（%）
85~90
75~82*
≥80
*在某段时间
3
硅粉单耗（t/t粗MCS）
0.23
0.25~0.28
0.25
4
氯甲烷单耗（t/t粗MCS）
0.82
0.86~0.9
0.85
5
铜催化剂单耗（t/t粗MCS）
0.004
0.0045~0.006
0.0045
（二）
二甲水解、裂解
6
总收率（以DMC+D4计，%），
≥98
95~97
≥97
7
每吨粗MCS得DMC+/D4（t/t）
0.5
0.4~0.44
0.45
（三）
氯甲烷合成
8
甲醇单耗（t/t-氯甲烷）
0.64
0.65~0.7
0.65
9
氯化氢单耗（t/t-氯甲烷））
0.73
0.75~0.9
（四）
综合指标
10
氯化氢回收利用率（%）
＞85
50~70
76
11
初级硅氧烷（以DMC/D4计）原料单耗（t/t）
②
1）硅粉
0.47~0.49
0.605
0.556
2）甲醇
1.0
1.376
1.228
3）铜催化剂
0.008
0.012
0.01
4）外供氯化氢
0.15
0.58
0.38
将外供31%盐酸折为氯化氢
注：
①国内各厂家水平不一，各有特点，也各有弱点，没有一家是各项指标均领先者。
②本指标是国内水平的综合：
二甲选择性78%，硅单耗0.26，氯甲烷单耗0.87，铜单耗0.005，水解/裂解收率96%，氯甲烷合成甲醇单耗0.68，氯化氢单耗0.88，每吨粗单体得DMC/D4为0.43吨。
2全厂总工艺流程和总物料平衡
外供33%的浓盐酸与水解产生的33%浓盐酸分别脱吸产生氯化氢及恒沸酸（18.2%HCl）。
恒沸酸一部分用于二甲基二氯硅烷水解，其余部分送往稀盐酸回收单元回收氯化氢。
脱吸及稀盐酸回收产生的氯化氢气体与甲醇蒸汽一起进入氯甲烷合成反应釜，反应生成的气相产物经冷凝冷却、酸水洗、碱洗、浓硫酸洗涤精制后，再经压缩冷凝得到产品氯甲烷，作为单体合成装置的原料。
酸水洗排出的稀酸为过量的氯化氢、未反应的甲醇及反应生成的水所形成的稀酸溶液，经甲醇回收、稀盐酸回收工序回收甲醇和氯化氢并返回氯甲烷合成系统；
排出的为酸性废水。
在甲基单体合成流化床反应器中，氯甲烷与硅粉发生气固相催化反应，反应产物经分离产生二甲基二氯硅烷含量为80%左右的甲基氯硅烷混合单体。
未反应的氯甲烷与单体分离，经压缩、冷凝后返回流化床。
甲基氯硅烷混合单体送至甲基单体分离装置，经脱高、脱低、二元分离、脱轻分离、共沸分离等得到高纯度甲基氯硅烷单体。
其中，三甲基一氯硅烷（Me3）、一甲基二氯硅烷（MeH）、一甲基三氯硅烷（Me1）、共沸物及高沸物等单体送至副产品罐区贮存、装桶包装后出售。
精馏得到二甲基二氯硅烷送往水解单元，进行恒沸酸（18.2%HCl）水解。
水解生产的氯化氢溶于恒沸酸生成33%浓盐酸，经脱吸单元脱出氯化氢，恒沸酸返回水解，形成闭路循环。
得到的水解物送往裂解及环体蒸馏单元，得到的混合甲基环硅氧烷（DMC）及八甲基环四硅氧烷（D4）产品装桶出售。
3各装置工艺流程说明和消耗定额
3.1硅粉加工装置
（1）概述
硅粉加工装置是为甲基单体合成装置提供合格硅粉。
硅块经破碎、研磨合格后，经气力输送至甲基单体合成装置。
本装置的主要特点是在氮气保护下闭路研磨、分级收集、气力密相管道输送。
由于是在微负压下密闭生产，故不会对车间产生污染，废气通过除尘后，达标排放。
（2）装置规模及工作制度
装置规模：
15kt/a；
年产量：
15050t/a（以合格硅粉计）；
年操作时数：
4500hr；
工作制度：
每天两班，每班7.5小时。
（3）原材料及公用工程消耗
原材料及公用工程消耗定额及消耗量见表4.3-1
表4.3-1原材料及公用工程消耗定额及消耗量
名称
规格
单位
消耗定额
（每吨硅粉）
消耗量
每小时
每年
硅块
化学级硅
t
1.0277
3.437
15467
氮气
0.6MPaG
Nm3
1620
磨粉、间断
1250
气力输送、间断
新鲜水
0.4MPaG
m3
间断
仪表空气
14.95
50
蒸汽
0.5MPaG
电
380V
kW·
h
91.43
320
144×
104
副产细硅粉
400
（4）工艺流程简述
袋装经烘干后的硅块由吊车将其吊至块料平台，经人工开包后直接倒入硅块料仓，硅块经料仓下放至槽式给料机，通过槽式给料机将硅块推入自动称重计量胶带运输机,胶带运输机将硅块送入颚式破碎机，硅块经粗碎后由斗式提升机将其提升至上部碎料仓，由振动给料机均匀地将其送入立式磨，磨碎后的硅粉在立式磨中被循环的氮气流带出，经管道进入箱式脉冲布袋收尘器收尘，被收下的硅粉分别进入粗细筛进行筛分，粗筛筛上不合格粗硅粉返回磨机重新再磨，细筛筛上合格硅粉进入称重成品仓，细粉装桶作为副产品外售。
从箱式脉冲袋收尘器出来的含尘氮气大部分再循环，少部分含尘氮气（含尘浓度＜100mg/Nm3）经排气风机再经洗涤后高空排放。
存放在成品仓内的合格硅粉由气力输送泵经管道送至甲基单体合成装置。
硅粉加工装置工艺流程图详见图4.3-1。
3.2氯甲烷合成装置
该装置由盐酸脱吸、氯甲烷合成、甲醇回收及稀盐酸回收等单元组成。
55kt/a；
51170t/a；
年操作时间：
8000hr；
四班三运转。
原材料及公用工程消耗定额及消耗量见表3-2。
表3-2原材料及公用工程消耗定额及消耗量
名称
规格
（每吨MC）
甲醇
≥99.85％
4.1624
33299
氯化氢
99.7％HCl
0.735
4.702
37618.4
烧碱
32％NaOH
0.0053
0.0338
270.6
浓硫酸
≥98％
0.08
0.5118
4094
氯化锌
≥96％
0.001
0.005
40
循环水
0.4MPa（G）
242.33
1550
1240×
0.3MPa（G）
软水
0.0113
0.0725
580
65.04
416
291.2×
0.9MPaG
4.096
26.2
209600
0.45MPaG
0.438
2.8
22400
冷冻量
0℃
kcal
7.973×
51×
40.8×
108
-15℃
4.221×
27×
21.6×
12
0.6MPa（G）
6.25
320000
13
25.014
160
1280000
14
副产稀硫酸
80%
4772.5
外供的31%盐酸与来自二甲水解的33％盐酸分别进入盐酸解吸塔，塔顶气体经冷却和部分冷凝脱水后得到≥99.7%氯化氢，供氯甲烷合成使用；
塔底出来的18.2％盐酸经冷却后分别送至二甲水解、稀盐酸回收，后者回收其中的氯化氢供氯甲烷合成使用。
原料甲醇经计量并汽化后与计量的氯化氢气体进入氯甲烷反应釜，在催化剂氯化锌水溶液存在及一定温度和压力条件下，生成一氯甲烷、水和少量二甲醚；
气体产物经酸/水洗塔除去未反应的甲醇和大部分氯化氢后进入碱洗塔；
酸/水洗塔塔底为含少量甲醇的稀盐酸（~18％HCl）进入甲醇回收塔，塔顶回收的甲醇返回氯甲烷合成继续使用，塔底出来的18.2%酸送稀盐酸回收系统；
产物气体在碱洗塔经10％NaOH水溶液洗涤除去全部HCl，再经三个串联的硫酸干燥塔脱除二甲醚和水份，得到纯净的一氯甲烷气体，再经压缩、冷凝得到液态一氯甲烷产品，供甲基单体合成装置使用。
甲醇回收塔塔底出来的稀盐酸与浓CaCl2水溶液混合进入汽提塔脱出氯化氢，再经冷却脱水后，供氯甲烷合成使用；
汽提塔釜液为稀CaCl2水溶液进入闪蒸浓缩器，蒸出的微酸性水送废水汽提，浓缩后的氯化钙溶液循环使用。
硫酸干燥塔排出的~80%稀硫酸经汽提出二甲醚后作为副产品装车外销，二甲醚气体送焚烧处理。
来自碱洗塔的废碱液与稀盐酸回收单元排出的废酸水混合后进汽提塔，用低压蒸汽汽提出其中的少量有机物（甲醇和氯甲烷），使废水有机物含量降至~150ppm，然后去废水预处理。
汽提出的有机物经冷凝后，凝液返回碱洗塔，不凝气去焚烧。
氯甲烷合成装置工艺流程图详见图4.3-2。
3.3甲基单体合成装置
甲基单体合成是以硅粉和氯甲烷为原料，在铜催化剂体系作用下直接合成甲基氯硅烷。
甲基氯硅烷合成技术是有机硅单体生产的核心技术，该工艺的特点是通过对反应器的合理设计，使操作稳定，二甲选择性提高；
反应器开车升温及正常操作的冷却采用导热油，反应热通过发生副产蒸汽加以回收。
（2）装置规模和工作制度
60kt/a（混合粗单体）；
年实际产量：
60200（混合单体MCS）；
1264t闪蒸高沸物；
7000hr（分批连续运行，累计年操作时数7000hr。
）
四班三运转制。
原材料及公用工程消耗定额及消耗量见表4.3-3。
表4.3-3原材料及公用工程消耗定额及消耗量
序
号
（每吨MCS）
硅粉
Si≥99.3wt%
2.15
15050
氯甲烷
MC≥99.95wt%
7.31
51170
铜粉
特制
0.0387
271
296.28
2548
17836000
32
194.07
1669
1168.3×
10000V
197.2
1696
1187.2×
0.767
6.6
46200
0.465
4.0
28000
冷冻
11.628×
100×
70×
42.9
369
2582800
27.907
240
1680000
经汽化、预热的氯甲烷气体连续进入流化床反应器，硅粉及铜催化剂经计量分别加入床内。
在270～300℃、0.3～0.35MPa（G）条件下，氯甲烷与硅粉进行反应。
出床的气体产物进入一级、二级旋风分离器进行气固分离，一级旋风落尘经受料罐、排料罐返回流化床，二级旋风落尘经受料斗进入废硅粉罐，然后装车外售。
出二级旋风分离器的合成气进入洗涤塔进行洗涤除尘。
洗涤塔再蒸发器用导热油加热，釜底排出的料液进入闪蒸罐，闪蒸出的气体冷凝后进入高沸物回收液槽，再送至甲基单体分离装置回收高沸物。
闪蒸罐最后排出含固~50wt%的浆液，运至残渣中心处理。
洗涤塔塔顶气体经冷凝，凝液一部分回流至洗涤塔顶，其余送至粗单体塔。
粗单体塔塔釜出料为甲基氯硅烷粗单体，送甲基单体分离装置加工，塔顶馏出液为粗氯甲烷，送入氯甲烷塔。
氯甲烷塔塔顶出气经冷却冷凝后，液相全回流，不凝气送氯甲烷压缩系统。
塔釜出料返回粗单体塔。
回收氯甲烷自塔侧线气相抽出，经冷凝后送氯甲烷中间罐。
来自洗涤塔顶二级冷凝器的气体、粗单体塔顶冷凝器的不凝气以及氯甲烷塔顶冷凝器的尾气经压缩冷凝，凝液进入氯甲烷塔，不凝尾气送焚烧装置。
甲基单体合成装置工艺流程图见图4.3-3。
3.4甲基单体分离装置
该装置是将甲基单体合成装置送来的粗单体经精馏分离得到各种精单体和馏分，包括一甲单体、二甲单体、三甲单体、一甲含氢单体、高沸物、低沸物、共沸物，其中二甲单体送二甲水解装置，低沸物送焚烧装置，一甲单体、三甲单体、一甲含氢单体、高沸物、共沸物作为副产品外售。
60kt/a；
年实际处理量：
60200t粗单体
1264.2t闪蒸高沸物（来自甲基单体合成）；
8000hr
四班三运转
原材料及公用工程消耗定额及消耗量见表3-4。
表3-4原材料及公用工程消耗定额及消耗量
（每吨粗单体）
粗甲基单体
7.525
60200
闪蒸高沸
0.158
1264.2
280.4
2110
16880000
42.79
368
294.4×
2.738
20.6
164800
1.116
8.4
67200
9.967×
75×
60×
0.6MPa（G）
13.953
105
840000
26.578
200
1600000
自甲基单体合成装置来的粗单体经粗单体贮槽送入脱高塔。
塔顶馏分进入脱低塔；
塔釜液和来自单体合成装置的高沸闪蒸液送入高沸塔，塔顶轻组分物料返回至脱高塔；
塔釜采出高沸液，送至副产品罐区。
脱低塔为双塔串联，上塔塔顶得到比一甲单体轻的组分，送至脱轻塔；
下塔塔釜馏出液是一甲和二甲单体的混合物，送至二元塔分离。
二元塔为三塔串联，上塔塔顶分离出精一甲单体，经中间检测槽检测合格后送至副产品罐区；
下塔塔底分离出精二甲单体，经中间检测槽检测合格后送至水解装置。
脱轻塔塔顶分离出低沸物，送至低沸物贮罐，再送焚烧装置；
塔釜液送至含氢塔。
含氢塔塔顶分离出一甲含氢单体，经中间检测槽再送至副产品罐区。
塔底馏出液主要含Me3和SiCl4，送至共沸塔分离。
SiCl4与Me3形成的共沸物在共沸塔塔顶馏出，经中间槽再送至副产品罐区；
塔底馏出液送至三甲塔精制。
三甲塔塔顶得到合格的精三甲单体产品，经中间检测槽再送至副产品罐区；
塔釜主要为富含一甲和二甲的混合物，返回脱高塔进料。
甲基单体分离装置工艺流程图详见图4.3-4。
3.5二甲水解/裂解装置
二甲水解采用恒沸酸闭路循环水解、碳酸钠连续中和及连续蒸煮工艺。
该工艺反应停留时间短、水解物收率高、粘度低、环状低聚硅氧烷含量高；
配料比可根据盐酸浓度在一定的范围内调整，水解反应生成的氯化氢以33%盐酸形式送至氯甲烷合成装置。
裂解采用真空连续裂解、间断逼干工艺。
环体蒸馏采用二塔流程。
该工艺自动化水平高，工艺合理，从而提高了环体收率和D4、DMC的质量，减少了废渣排放量。
水解30kt/a
裂解及环体蒸馏30kt/a；
D410000t；
DMC17100t；
原材料及公用工程消耗定额及消耗量见表3-5。
表4.3-5原材料及公用工程消耗定额及消耗量
（每吨D4+DMC）
消耗量
二甲单体
纯度≥99.95%
1.775
6.0175
48140
碳酸钠
工业级
0.0290
0.0984
787
盐酸
18.2%HCl
4.485
15.200
121602.5
KOH
化学纯
0.00614
0.0208
166.6
1.595
5.406
43245.6
53.4×
181×
144.8×
0.885
3.0
24000
0.561
1.9
15200
165.3
560
448×
32.45
110
880000
2.95
80000
29.503
100
800000
a.二甲水解
二甲单体经计量进入水解反应环路系统；
由盐酸脱吸装置送来的恒沸盐酸和工艺水连续进入水解反应环路系统，反应环路系统由水解循环泵、冷却器和预分
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