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1、严禁外传、复印关于尽快实施“甲烷氯化物装置填平补齐，调整产品结构的技改工程”的报告经济运行部：公司甲烷氯化物装置是离子膜法烧碱装置的氯气平衡调剂的重要组成部份，但由于历史原因因四氯化碳比例较高，执行四氯化碳限产的法制规定，本装置规模仅有6000吨，其氯气平衡能力较弱。经氯碱分部仔细研究，认为公司甲烷氯化物装置氢氯部份能力达到10000吨，主体装置可以生产甲烷氯化物1100015000吨，现在主要在于部分设备陈旧或能力偏小，影响了装置的总体发挥。公司可以利用近两年的设备更新机会，增加少量投资，对包括热氯化系统在内的少部分设备或工序进行改造，调整产品结构，使装置适度扩产。力争实现主产二氯甲烷、三氯
2、甲烷，尽可能减少四氯化碳的副产。一方面，通过改造可降低CTC比例，满足国家方案的要求，确保现有资产的保质增值；另一方面，可适当提高甲烷氯化物装置的附加值较高的产品如二氯甲烷的产量，提高氯气平衡能力，促进离子膜装置的连续稳定运行，优化电解槽的科学、经济运行，同时，可利用周期性的市场变化，实现规模化产量，可为公司实现较好的效益。甲烷氯化物装置作为氯气调剂装置现阶段存在是必要的，建议公司尽快投入少量资金对现有甲烷氯化物装置进行适度改造，否则按相关法律规定列入关、停计划。附：甲烷氯化物装置调结构技改工程可行性研究氯碱分部二一一年一月十二日修订抄报：赵董事长、邓总经理 甲烷氯化物装置调结构技改工程可行性
3、研究1. 前 言甲烷氯化物装置是离子膜法烧碱装置的氯气平衡调剂的重要组成部份，但其生产规模由于历史原因四氯化碳比例较高，执行国家方案的法制规定，四氯化碳限产，且本装置规模只有6000吨，其氯气平衡能力较弱，同时由于维护不到位、部分设备老化、腐蚀严重，装置连续运行稳定性较差。现每天产量只有25吨（未控制CTC比例），氯气消耗量2530吨；控制调整CTC比例，产量只有18吨左右，氯气平衡能力只有2025吨。氯气平衡能力差，严重影响烧碱装置的正常运行。同时，甲烷氯化物装置经过历次技改，氢氯化部份能力按8000小时计达到12000吨，装置能力发挥70%左右，即可以最大生产甲烷氯化物1500020000
4、吨，现在主要在于部分设备陈旧或能力偏小，影响了装置的总体发挥。并且本装置由于历史保护不到位，些多设备需要更新，因此，公司可以利用设备更新的机会，增加少量投资，对少部分设备或工序进行改造或扩容，实现调整产品结构，主产二氯甲烷、三氯甲烷，并使装置适度扩产。一方面，通过改造可降低CTC比例，满足国家方案的要求，确保现有资产的保质增值；另一方面，可适当提高甲烷氯化物装置的产量，提高氯气平衡能力，按计划每天可达到5065吨的氯气消耗，促进离子膜装置的连续稳定运行，优化电解槽的科学、经济运行，同时，可利用周期性的市场变化，实现规模化产量，可为公司实现较好的效益。甲烷氯化物即使处于历史低谷，效益也比液氯、盐
5、酸、氯乙酸的效益好，因此，甲烷氯化物装置作为氯气调剂装置是必要的，在近阶段保留是必须的，建议公司投入少量资金对现有甲烷氯化物装置进行适度改造是可行的。2. 甲烷氯化物装置目前状况公司甲烷氯化物装置是北方化学工业公司经过原有装置二十多年、多位技术人员艰苦自行摸索、调试发展成熟的成规模的化工装置。该装置技术与美国道化学的热氯化技术相同，具有工艺流程成熟、操作简单、甲烷氯化物产品比例易于调节等优点，同时，经过多年的发展本装置也形成了自己的一些优点：热氯化采用低压法，动力消耗低、对设备要求不高、投资低、安全性较好；氢氯化采用低压法、系统压力低，氯化氢采用不清晰分割、系统冷量消耗低；精馏采用二氯甲烷加压
6、精馏和共沸干燥技术，产品质量好，三氯甲烷可达到99.9%，达到国内优质产品标准。但本装置由于历史原因和市场的波动，未实现或抓住效益黄金时机，装置长期处于争议的焦点，从而维护上不足、管理缺位、技术重视不够，装置现在基本处于应付的局面，只能维持短期生产，没有长远的考虑。装置的部份设备、部份工艺技术落后，消耗偏高，运行极为不稳定，并且由于技术改造停止(热氯化改造未进行)，CTC比例过高，按国家方案要求已应该关闭。但一旦关闭甲烷氯化物装置，公司只有CPP耗氯（3.5吨/天）、氯乙酸耗氯（15吨/天），有机硅因故停工，且烧碱装置氯气（80吨/天）无法平衡，生产盐酸、液氯亏损严重，烧碱装置只能停工，间歇生
7、产严重影响膜和电槽的安全和运行质量。甲烷氯化物装置于2005年实施的702A、702B的技改工程，现形成年产一氯甲烷1万吨、精馏系统装置1.5万吨的能力，其中二氯甲烷6740吨、三氯甲烷5200吨/年、CTC4000吨/年。但由于设计时CTC比例按小于10%考虑，前端设备淬冷塔、脱氯甲烷塔等处理能力为11360吨/年。由于热氯化反应系统未进行改造，现热氯化反应器生产的反应气组成中CTC比例高达2535%、经冷凝分离下的粗氯化液中CTC比例达3045%。经常造成脱氯甲烷塔堵塞和组份不同造成能力发挥不出，实际处理能力仅达到6500吨9000吨。现将实际生产情况统计如下：表11热氯化反应器生产的反应
8、气组成情况组份%氯化氢一氯甲烷二氯甲烷三氯甲烷CTC高沸物及碳备注批次23.9720.5427.5627.9316.4419.7432.7331.0915.7222.9831.0930.22平均18.7121.0230.5329.75表12粗氯化液组成情况组份%氯化氢一氯甲烷二氯甲烷三氯甲烷CTC高沸物及碳备注批次1.9623.1036.8431.030.052.0822.1749.2535.350.072.2019.8639.6245.230.09平均2.0821.7138.9037.540.07从表中可以看出，现有装置瓶颈在于热氯化反应系统和脱氯甲烷塔，如不改造，装置能力按二氯甲烷、三氯甲
9、烷计最大产能5000吨，并且副产受控物质CTC 3000吨，由于CTC计划价较低，将造成装置无法运行。因此，装置改造势在必行。3. 项目提出背景及意义离子膜法烧碱装置是承接公司纤维素醚类、纤维素酯类、有机硅产业的基础产业，各项产品对碱、酸、氯产品有稳定的需求，因此，稳定和优化氯碱装置的运行，是做大做强公司各项产业的基础。根据氯碱产业的以氯定碱、以氯养碱的特点，公司氯碱板块关键是做好氯碱的平衡，针对公司氯气用户用氯的不平衡、间歇性的特点，为确保烧碱装置的稳定、长周期、经济运行，在公司氯碱用户基础上进行研究，建议对现有甲烷氯化物装置进行填平补齐改造，调整产品结构，使其能力达到1.3万吨/年甲烷氯化
10、物装置(其中：二氯甲烷5000吨/年，三氯7000吨/年，四氯1000吨/年，根据市场情况，可适当提高四氯，氯平衡规模可较大)，以提高公司氯平衡调剂能力，提高烧碱装置的运行负荷，提高综合经济效益。3.1 用氯的不平衡、间歇性决定了公司甲烷氯化物生产装置作为氯气调剂装置的长期保留。3.1.1氯平衡现状：公司总部现有氯碱生产能力3万吨，可联产氯气2.655万吨。主要耗氯产品有甲基氯硅烷、甲烷氯化物、一氯乙酸、氯化聚丙烯、次氯酸钠、盐酸、液氯等。根据公司经营要求和市场需求情况、现有氯产品盈利能力和运行指数分析，氯碱分部氯气优先保证有机硅、氯化聚丙烯、甲烷氯化物、氯乙酸的顺序进行安排。正常每天氯产品平
11、衡方案如下表3-1序号氯产品耗氯量吨备注1有机硅30300600N3计2甲烷氯化物30正常3氯乙酸18正常4氯化聚丙烯3.55盐酸及其它6含次钠、乙基用盐酸、甲纤用酸、高纯酸自用、三氯副酸等6小计87.57烧碱产氯气79.513.6KA、双组电槽8氯气缺口8吨从表31可以看出，正常时，氯气用户的耗氯能力是平衡的。有机硅正常使用时或满负荷时，氯气缺口8吨，一般采用压缩和普公司氯乙酸用氯来平衡。但有机硅生产特点是周期性，每轮生产时间2025天，并且由于设备众多、工艺流程长，不可避免因故停工，因此，其用氯是间歇性的，当其停工时，用氯量大幅降低。用氯总量为49.5吨/天，其烧碱负荷只能开62%左右负荷
12、。液氯、盐酸调剂由于市场原因，量是起不来的，并且，盐酸、液氯、氯气分别亏损217元、520元、470元/吨（尚未计入三项费用摊销）。2010年1月3月，盐酸、液氯、氯气亏损总额达到86万元。因此，公司的氯气用户是不平衡的，氯气调剂能力较弱，全部装置满负荷时氯气不够用、有机硅不开工时氯气又有富余。已严重影响烧碱装置的运行和膜的优化使用、无法确保其使用寿命和效果。2010年元月3月，烧碱装置开工率只有49.38%。故建议对甲烷氯化物进行填平补齐改造，提高产量到15000吨，每天产量达到5055吨，氯气耗量达到6070吨。当有机硅停工时，将氯气用于生产甲烷氯化物，确保系统平衡、稳定生产。如对现有装置
13、不改造，由于CTC原因，只有关闭甲烷氯化物装置，则公司氯气用量当有机硅停用时，只有24吨左右，则烧碱负荷30%左右，烧碱装置将无法运行。氯碱装置不可能随着有机硅的开工情况来随便开停工、降升负荷，经常性的降升电流对电解槽的膜运行相当不好，容易导致膜的恶化，而这种恶化是无法弥补的，直接导致电解效率降低，用电量剧增，生产成本升高。3.1.2二期氯平衡预测：根据公司近期发展计划，正在抓紧建设的扩建7万吨/年有机硅单体装置，用氯量将增加近20000吨/年，每天增加用最大氯气80吨（250天计），因此，烧碱扩产是必须的；则公司每天用氯量见表32序号氯产品耗氯量吨备注1有机硅1106001100N3计2甲烷
14、氯化物30（60）正常3氯乙酸18正常4氯化聚丙烯3.55盐酸及其它6含次钠、乙基用盐酸、甲纤用酸、高纯酸自用、三氯副酸等6小计167.5（197.5）7烧碱产氯气79.513.6KA、双组电槽11913.6KA、三组电槽15913.6KA、四组电槽8氯气缺口7.5吨（）内为扩建甲烷氯化物后的氯气用量。从表32可以看出，二期有机硅上马后，必须配套烧碱装置的扩建，即使关掉甲烷氯化物、氯乙酸等也是不够的。因此，扩建后用氯仍是不平衡的，仍存在氯气调剂的需要，当有机硅装置出现停工检修或其它，且由于无其它调剂装置烧碱将被迫停工。如保留甲烷氯化物并适当提高产量，则有机硅停工后，氯气消耗总量仍可达到50%的
15、负荷，可以维持正常生产，并且，有机硅可以错开停工，可以确保烧碱的总体运行。并且可利用有机硅停工的氯气多生产其它产品，实现装置的优化运行。同时，由于有机硅副产物的综合利用和回用氯化氢比例可继续提高、CMS的市场进一步恶化，可能氯气将有富裕量，但烧碱装置有弹性，按80%的负荷（行业平均负荷68%），氯气仍能基本平衡。因此，甲烷氯化物装置适当扩产，用于调剂生产，氯气装置规模较大些，利于产品的调配，增强氯碱板块的盈利能力和市场竞争力，并有力支持有机硅单体及下游的发展。 二期10万吨/年有机硅工程将于2011年6月建成投产，配套而建的二期烧碱装置如不同期上马，给有机硅提供生产原料氯化氢气体将无法满足。当
16、出现现阶段的市场状况和氯甲烷供不应求时，二期有机硅项目将无法正常运行。3.2国内市场变化和降低成本的需要：甲烷氯化物行业是国内第二大氯气平衡产业，全国现有产能达到130万吨，与国内需求基本持平。2007年、2008年国内甲烷氯化物虽处于历史低谷，但其开工率仍在氯碱行业中处于较高水平。以2008年为例，烧碱装置开工率67%、聚氯乙烯63%、甲烷氯化物达到83%，因此，国内甲烷氯化物的刚性需求决定了短期的市场的稳定和好转。从2008年下半年开始甲烷氯化物市场发生扭转，市场出现产销两旺，就目前市场价格来看，二氯甲烷价格高达6000元/吨，三氯甲烷价格也达5800元/吨，边利约达2000元/吨，公司甲
17、烷氯化物装置由于历史维护水平低、设备老化、腐蚀严重，开工率低，部分工艺过程较为落后，并且四氯化碳比例过高，其价格最高只有4400元，其亏损较大(四氯化碳公司完全成本约5817.84元/吨，其售价不含税3760.68元/吨，吨亏损额2056元/吨)，造成甲烷氯化物装置在价格高位运行时，装置本身仍然大幅度亏损，已严重影响了公司的效益。因此，公司如能填平补齐，扩建甲烷氯化物达到目标，月生产甲烷氯化物1000吨，则可多实现计划边利140万元，2010年1月3月则可多实现420万元，基本可实现实际扭亏为盈。当然，甲烷氯化物由于国内扩产，规模在不断扩大，市场可能出现去年的低谷，但是即使低谷也比卖液氯、盐酸
18、、氯气边利好，并且作为调剂装置，效益不能作为首要条件。根据2010年13月实际三氯甲烷的变动成本为3713元/吨，其中工资性支出及管理费用占750元/吨，如扩大产量由现每月400吨到1000吨，且仅上述支出仅为300元/吨，产品增加边利450元/吨，全年可增加495万元边利。因此，从市场需要、降低成本、增加效益上看，本方案实施是可行的。3.3国家方案实施的需要： 甲烷氯化物包括一氯甲烷、二氯甲烷、三氯甲烷、四氯化碳等，其中，一氯甲烷自产自销为主，并主要用于有机硅的生产配套，其它氯化物具有一定限制，其政策、法规及限制倾向如下1、四氯化碳联合国关于消耗臭氧层物质的蒙特利尔议定书伦敦修正案把四氯化碳
19、列为第一批受控生产和消费的物质。为了履行我国在关于消耗臭氧层物质的蒙特利尔议定书上规定的义务，落实国务院批准的中国逐步淘汰消耗臭氧层物质家方案，执行2002年11月第38次多边基金执委会会议上联合国保护臭氧层多边基金执委会与我国政府签订的关于四氯化碳和化工助剂淘汰协定，我国于2003年起开始执行关于实施四氯化碳化工生产配额许可证管理的通知中的规定，对CTC进行生产配额控制管理，至2007年我公司及国内所属企业均已按零配额控制生产，2010年1月1日起完全停止四氯化碳的生产和消费。2010年国家将加大残液中的CTC的监控并进行了CTC在线监控设施的安装、于9月底投运。公司得到了国家环保总局关于C
20、TC的补偿，理应执行国家方案中的要求，但从公司甲烷氯化物装置情况可以看出，甲烷氯化物装置必须抓紧进行改造，尽快完成热氯化系统的改造，降低CTC的比例，进一步提高二氯甲烷、三氯甲烷的产量比例，使四氯化碳产量不仅满足蒙特利尔协议及国家方案要求，且要进一步降低在甲烷氯化物中的比例，实现关、停、并、转的企业生产目标。2010年应尽快投入资金和人力进行改造，实现合法生产。2、三氯甲烷 (1) 联合国关于消耗臭氧层物质的蒙特利尔议定书伦敦修正案对三氯甲烷的生产和消费作了具体限制，2030年开始限制，2045年完全禁止。(2)三氯甲烷属易制毒品，我国政府对三氯甲烷的生产和销售实行许可制度。3、二氯甲烷欧盟环
21、境委员会1993年通过了关于挥发性有机物的指令，将二氯甲烷列入管辖对象，要求在9年以内，相关行业的挥发性有机物的排放量要减少67%，并且，2年内在欧盟所有成员国生效。美国环保部总署将二氯甲烷列入B2级管理，认为是一种可疑的致癌物质，但于2008年证实并没有致癌可能。国家方案要求决定本项目尽快实施，否则装置运行有法律风险。3.4降低残液量的需要：一氯甲烷热氯化过程产生的比四氯化碳沸点高的物质，主要有四氯乙烯、六氯乙烷、碳黑或多氯代烃，由于其高度稳定性，不易分解，处理难度较高，统称“残液”。其产生的机理如下：在一氯甲烷氯化物反应过程中，反应温度不高时反应按自由基链锁反应进行。当反应温度（指热氯化法
22、）升到370时，链锁反应机理的相对作用随之减少，反应温度超过430，一氯甲烷的氯化反应实际上是一逐级取代不可逆的双分子均相反应。反应过程中三种氯化物同时生成，因此一氯甲烷氯化反应不可得到单一产品。一氯甲烷反应是强烈的放热反应。在反应开始前供给能量，当反应开始后所需能量可由反应热供给。由于放热量大，如果不采取措施控制反应热并及时移走，温度会急剧升高，这样会产生强烈的燃烧反应或使氯化物产生裂解反应。CHCl3 C2Cl4+2HCl3CHCl3C2Cl6+ CH2Cl2 +HCl2CCl4C2Cl4+2Cl22CCl4C2Cl6+ Cl2 在氯化反应器中，对CH3Cl进行氯化，其过程的反应速率各步聚
23、是不同的，各步的反应速率是不同的，通常是通过改变原料的配比及反应气体的循环量来控制甲烷氯化物比例。实验研究得到的投料Cl2与CH3Cl的比率与产物的关系如图。图1 Cl2/CH3Cl比率与产物关系因此，产生甲烷氯化物的残液主要原因在于：温度过高，热量来不及带走，产生燃烧或裂解反应、氯比过高，反应过于激烈、系统带入二碳物杂质（甲醇、天然气带入）。要减少残液一是降低反应温度、二是降低氯比、三是不使用天然气，减少C2带入。从图1可以看出主产二氯甲烷时、氯比低，不易产生残液。同时主产二氯甲烷时，反应温度主要在380400，而主产四氯化碳时反应温度在420431，因此，本技改后生产二氯甲烷、三氯甲烷为主
24、，并且，增设了一氯甲烷汽化系统，使用一氯甲烷作为系统补充气，减少或尽可能不用天然气，残液将大幅减少。目前，CTC比例高时，残液在粗氯化液中的比例约为0.50%，根据国内同类厂家和技术推断，技改后残液在粗氯化液中的比例预计将降约为0.20%，因此，装置规模增加，（80000.50%40吨,150000.20%30吨）残液量并不会增加，由于产量增加，残液量反而减少，处理成本分摊可以降低。4.技术方案的可行性此方案的改造目的是使甲烷氯化物年产1.31.5万吨/年，其中二氯甲烷占40%即5000吨/年、三氯甲烷占50%即7000吨/年、CTC占10%即1000吨/年。生成二氯、三氯及CTC的原料主要有
25、HCL，CH3CL，CL2，因CL2由3万吨/年离子膜烧碱装置提供，能满足生产需求，而HCL，CH3CL这两种原料是自产自用，扩产后能不能满足生产需求，下面我们就此论证：4.1一氯甲烷的平衡：甲烷氯化物装置的氢氯化部份设计一氯甲烷的能力为10500吨/年7000小时，按化工装置的通用生产时间8000小时计，可达到12000吨/年，考虑装置设计压力和运行压力有差别和设备维护水平，装置效率按85%考虑10500吨，按国家方案要求，按5000吨、5000吨、500吨分别用于生产二氯甲烷、三氯甲烷、CTC，则 CH3Cl + 3Cl2 = CCl4 + 3HCl 50.5 213 154 109.55
26、00 210815241084 CH3Cl + 2Cl2 = CHCl3 + 2HCl50.5 142 119.5 735000 1405911831 7227CH3Cl + Cl2 = CH2Cl2 + HCl50.5 71 85 36.55000 7029 8415 3613根据上式列表41：序号氯甲烷用量吨/年氯气量吨/年甲烷氯化物产量吨/年氯化氢副产量备注1500210815241084CTC2500014059118317227三氯甲烷35000702984153613二氯化碳小计10500231962183011924从表41可以看出：以氯甲烷能力计算，现有甲烷氯化物装置可经填平补
27、齐实现最大甲烷氯化物产量21830吨，考虑精馏设计能力二氯甲烷6740吨/年7000小时、三氯甲烷5200吨/年7000小时、CTC4000吨/年，按8000小时计可达到14000吨，考虑CTC量，装置不经大的调整可实现15000吨，因此，本次技改目标甲烷氯化物总量1300015000吨是可行的，存在的主要瓶颈在于热氯反应系统。4.2氯化氢的平衡：按上式计算氯化氢最大产量11924吨，按15000吨折算为8943吨，按氯化氢回收率80%计，则可生产氯甲烷：CH3OH + HCl = CH3Cl + H2O36.5 50.5 7154 9898按15000吨甲烷氯化物计算，其副产的氯化氢可生产9
28、898吨，而其生产需氯甲烷7875吨，尚副产氯甲烷产品近2000吨，考虑现有甲烷氯化物运行时，氯甲烷生产氯化氢过量较大，且基本上讲，氯化氢的回收率只达到75%，氯甲烷能自身平衡。但由于产品比例的原因、反应器效率、操作不当等可能会导致短时氯化反应系统副产HCl量不能保证自给自足。本方案实施时考虑采用以下方案进行解决：新增一氯甲烷汽化器装置一套（已实施），一方面，解决系统补加天然气量，减少残液，另一方面，可适量外购一氯甲烷产品或由有机硅氯甲烷装置提供，分部供氯化氢给有机硅，有机硅反供氯甲烷，通过汽化工艺将一氯甲烷气体直接由水洗塔或压前缓冲罐处送入系统参与热氯化反应，较为彻底解决了HCl不足的问题，
29、同时有助于降低产品的成本消耗、增大装置产量的作用。因此，本装置具备扩产的技术基础，至少可实现制得二氯5000吨/年，三氯7000吨/年，四氯1143吨/年，年总量13143吨。另一方面，生产需13143吨甲烷氯化物需一氯甲烷6257吨/年，装置的氯化氢是能平衡的，从理论上来讲是可以满足扩产后的生产需求。5.具体实施内容根据现有甲烷氯化物生产装置的情况，要实现最终达到1.3万吨/年能力，各装置具体情况分析方案如下：5.1氢氯化部分：氢氯化装置（一氯甲烷）设计能力最大达到12000吨，实际只需要6257吨，装置负荷仅为60%，完全经过适当调整是完全能满足的。根据现有设备运行情况需调整如下：（1）1
30、0%NaOH输送泵需改型换大：10%NaOH输送泵不仅供碱洗塔使用，还要供精馏二氯甲烷及三氯甲烷共沸碱洗系统使用，目前输送泵设计能力仅为最大流量0.05m3/h（单碱洗塔需要碱量0.03m3/h），随着二氯甲烷和三氯甲烷产量的增加，共沸碱洗系统用碱量随之增加，因此该设备已制约扩产后实际生产的需要，需重新选型。（2）氢氯化反应器的改造： 目前，氯化反应由于分布器不合理，分散效果差，甲醇转化率较低，根据项目实施进度进行改造：一是需更新反应器时，考虑反应器改型，如加长设备、分布器改型；二是提压后，考虑串联等。( 3) 氯化工序更新60m2（一氯冷凝器），30m2（反应气回流冷凝器）的石墨冷却器各1台
31、。该2台设备安装于2005年三氯702A技改工程，至今已5年，因使用年限过长，受环境和物料腐蚀性较大，设备在以后的使用过程中不可避免会发生各种泄漏，如果在使用过程中出现泄漏而无备用设备来更换，将会造成生产线停车的状况，既存在安全风险，又直接影响生产的正常运行新购3JK66-60m2，YKD50-30m2，高强度细颗粒石墨设备2台（底部含气液分离器）。主要建设内容包括：旧设备的拆除、吊装及新设备、工艺管道的安装等（4）一氯精制塔再沸器的更新 一氯精制塔再沸器经多年的使用，设备腐蚀严重，已经十数次修补，处于报废状态，对于一氯甲烷的正常生产和产品质量有着直接的影响，应予尽快更换。（5）一氯精制塔釜冷
32、却器 该设备始用于2005年，列管全部穿孔且已报废，现只能当做管道使用，不具备冷却功能，对于正常生产工艺的控制失去作用，应尽快予以更新。（6）2组压缩机大修 压缩机安装于2005年三氯702A技改工程，使用时间已达五年，从2009年开始因甲烷氯化物生产线停产未开，使该设备内部受到严重的腐蚀。在“8.27事故”中又使两组压缩机进一步受损，后进行了大修，但由于当时时间紧，大修不彻底，如B组压缩机一级缸盖、缸体、缸座和A组压缩机的二级缸盖均未更换，使设备在运行时存在不安全隐患，所以需进行彻底的大修以保证安全生产。5.2热氯化部分：5.2.1氯化反应器系统（将热氯化反应两套反应装置能力由原设计年产1万
33、吨能力提高至1.3万吨）的改造：氯化反应机理：甲烷氯化物属自由基链锁反应，首先是氯气在热、光或催化剂的作用下，生成活泼的氯原子中心（游离基）而引起的，然后一个氯自由基与一个甲烷分子作用下生成一个甲基游离基和一个氯化氢，生成的甲基游离基立即与氯气作用生成一个一氯甲烷和一个氯自由基，一氯甲烷可继续与氯游离基作用，然后依次生成二、三、四氯甲烷。具体见图示及说明：说明：甲烷氯化物装置的热氯化反应器设计于2004年初，设计能力为两组反应器，每组反应器设计能力为6000吨，其中：三氯甲烷3600吨、CTC 2400吨，设备规格：13007800。由于本装置设计主要生产三氯甲烷、CTC，CTC比例高达40%
34、。实际运行两组最大年产量达到9000多吨。因此，本方案要实现主产二氯甲烷、三氯甲烷，满足国家方案的要求，热氯化反应器设备本身是应经过改造的。氯化反应过程中二氯甲烷、三氯甲烷及四氯化碳几乎是同时生成的，而装置本身又安装有回流管，则意味着反应后的二、三、四氯部分气体回流继续参与氯化反应，致使四氯化碳、炭黑及其他高沸点物质的大量生成，降低了二氯甲烷在氯化物中的比例，最终导致装置无法达到设计比例的要求，要想根本解决这种现状，就必须对氯化反应系统进行改造，避免低氯化物的二次反应。同时，主产二氯甲烷时，反应温度主要在380400，温度低反应没有生产CTC巨烈，局部反应不彻底，容易产生游离氯。因此，结构上有
35、所调整，可采取加长反应器、串联等形式解决。本方案思路在现有反应器上进行摸索，在不动原系统主体设备的前提下进行扩产改造相关数据摸索，然后重新设计，也或委托国内设计院完成。从而实现降低CCL4比例，并解决好瓶颈问题，实现产量适当增长。1. 根据产量需求进行试验。热氯化目前使用的两组反应装置从2004年至今已有五年多时间，虽经三类压力容器检验合格仍可使用，但其壁厚已逐步变薄，尤其反应器出口管道腐蚀较为严重。随着产量的增加，反应气体对反应器及管道的冲刷必将加剧缩短设备管线的使用周期，出于安全生产的必须性，结合生产现场场地实情，考虑委托设计院参与校核设计相结合的方式重新设计1台产能为1.5万吨/年、材质
36、316L的氯化反应器，并新购反应器出口管道进行更换。根据企业长远发展和安全生产、节能减排的要求，热氯化反应器考虑采用碳化硅远红外辐射加热装置对系统进行升温，取缔天然气的使用。经市场调研及咨询相关生产厂家：该加热装置（含温控系统）单套价格仅为16万元左右，且装置升温速度快而均匀、平稳、温度热缓冲小、温度控制精、运行无噪音、对环境无污染、对人体无伤害、适用性强，解决了天然气加热能耗高、安全隐患大、对环境污染严重等、需设置长明火，天然气消耗高的缺点。同时该加热装置可并入计算机远程连锁控制，直接由DCS操作人员合上开关就能自动运行，具有减少劳动强度，提高经济效益等优点。主要改造内容：热氯化反应器、喷咀
37、、一级混合器、二级混合器、空冷管。另反应器改造利用原甲烷氯化物副产酸区域，新建一个两层水泥结构操作平台及基础。（2）旋风分离器：现有旋风分离器一直使用原3000吨能力装置设计设备，现由于设备偏小，碳黑分离不彻底，经常带入脱氯甲烷塔，造成塔堵塞，造成系统停车，早应该更换。为满足1.3万吨/年的生产要求，需对该设备进行重新计算、放大更新。主要改造内容：新上1000旋风分离器1台（3）淬冷液循环系统：淬冷的目的是洗涤氯化反应气体，达到除尘、高沸物，降低气体温度，由于反应器的改造可使氯化反应产生的副产物、碳黑大幅减少，系统的堵塞将减少，孔隙率增加，从理论上讲塔径满足要求。虽本设计只比原11000吨产能
38、扩大3000吨，但淬冷塔与淬冷釜通气量不足将会成为制约系统产能发挥的瓶颈，同时考虑氯化系统将逐步提压（设计最大工作压力0.3Mpa）生产，现有搪瓷淬冷釜不能满足这一要求，所以将进行淬冷塔设备设计更新，淬冷釜采用碳钢材料加工以解决受压问题。淬冷液循环冷却器根据能量的变化将更新为25 m2石墨冷却器（此为利旧设备，方案中不作考虑）。现使用淬冷液循环泵不能满足技改后系统对其流量及工作压力的需求，将进行重新选型更换。主要改造内容：新上淬冷塔及釜、利旧淬冷冷却器、淬冷液循环泵更新。5.2.2 三级冷凝系统现有三级冷凝装置富裕量较大，现在生产时二级冷凝器未开，本方案暂不做处理，待系统改造时进行热量计算，若
39、能量不够，结合冰机更换适当放大三级冷凝面积和冰机容量等方式改造来实现，同时核定使用压力，可能对部分冷凝器的设备进行更新或重新设计。 (1) 冰机更新（2011年设备更新计划内容）：目前用于氯化工序制冷的两台氟利昂压缩机组是1992年三氯甲烷建线时就投入使用的活塞机组，距今已18年，属超期使用设备，机组工艺技术落后、故障频繁、检修强度大、维修费用高（设备配件已不正常生产）。每次维修设备时因更换氟和冷冻油发生的费用就高达0.8万元，2台设备一年下来的维修成本近10万元，且该设备作为氯化工序的重点设备，因故障频繁已经严重影响到甲烷氯化物车间的正常生产，2010年仅因冰机停工达10余次，停工时间累计近
40、20天，严重影响生产，急需进行更新。新购型号为：JLG16DIIIF经济器螺杆式制冷压缩机组一台。主要建设内容包括：旧设备的拆除、吊装、新做设备基础、新设备、工艺管道的安装等，同时，可能增加一级、二级冷凝器的设备更新。(2) 粗氯化液贮槽更新（2011年设备更新计划内容）：目前使用的粗氯化液贮槽因年限过长，设备筒体及上面的进、出口桩头，受环境和物料腐蚀性较大，设备不可避免的发生泄漏，在2009年、2010年分别对贮槽上的进料桩头及仪表桩头及设备内部腐蚀严重的部位进行了处理。2010年8月2号泸州市质检局对此该设备进行定期检查，虽检查合格，但发现设备底部内表面腐蚀严重，筒体某些地方壁厚已接近报废
41、边缘，同时结合实际情况，该槽储量过低，不能满足正常生产使用要求，提出了对该设备需要进行放大、更换。主要改造内容：更新并适度放大，新加工制作50 m3贮槽1台，将原粗氯化液贮槽作为备用槽或与新加工贮槽串联成低压二级槽，增加粗氯化液贮量，提高装置的调剂能力。1. 更新50m3玻璃钢立式贮槽 1台（2011年设备更新计划内容）现有50m3玻璃钢立式贮槽为报废后修复的利旧设备，目前该设备虽然经过修复，但最多只能盛装30m3的盐酸，不能满足生产的要求，且贮槽上面的桩头已多次出现过泄漏，严重影响生产的正常进行。新做50m3玻璃钢立式贮槽1台。主要建设内容包括：旧设备的拆除、吊装及新设备、工艺管道的对接安装
42、等。1. 更新氯化工序80m2石墨换热器1台（2011年设备更新计划内容）该设备最初安装于1999年，在2003年的甲烷氯化物生产线改造时又将其更换下来作为三氯工序氯化工序的一级冷却器来使用。因设备使用时间长，其外壳和内部的石墨块已经过多次维修更换，现只能勉强维持生产，因其故障率高随时可能出现泄漏而影响生产，建议新购1台作为备用。新购YKD50-80m2的高强度细颗粒石墨设备一台（底部含气液分离器）。主要建设内容包括：旧设备的拆除、吊装及新设备、工艺管道的对接安装等。5.3精馏系统甲烷氯化物现有精馏塔6只。经冷凝收集的粗氯化液经脱氯甲烷塔，脱除一氯甲烷、氯化氢回热氯化反应器或氢氯化后，粗氯化液
43、送二氯甲烷塔加压精馏，采出二氯甲烷，经共沸干燥后外售；二氯甲烷塔底的氯化液经三氯一塔初分后，部分返回二塔，三氯甲烷经三氯二塔蒸馏后经共沸干燥后外售；塔底部分送四氯初塔、二塔蒸馏，经固碱干燥器脱水后包装外售。考虑精馏设计能力二氯甲烷6740吨/年7000小时、三氯甲烷5200吨/年7000小时、CTC4000吨/年，按8000小时计可达到14000吨，而本次技改方案考虑氯化氢的平衡，调整产品结构设定为二氯甲烷5000吨/年，三氯甲烷7000吨/年，四氯化碳1143吨/年，年总量13143吨。二氯产量与原设计相同，CTC大幅减少，后四个塔可以采取重新切分改造，应能满足三氯产量的增加。由于产量增加和
44、实际运行情况、操作难度，本方案改造内容如下：5.3.1脱氯甲烷系统的改造（1） 脱氯甲烷放大改造：原设计甲烷氯化物脱氯甲烷塔按11940吨（其中：二氯甲烷6740吨、三氯甲烷5000吨）设计，实际使用由于四氯化碳比例过高，粗氯化液处理能力仅达到9400吨，由于堵塞经常需停工处理，因此，本设备设计偏小。本方案拟将原500mm更新为700mm脱氯甲烷塔，将处理粗氯化液能力由1万吨/年提升至2万吨/年，实际处理能力可达到15000吨。本设备由于使用年限到期，已列入技改措施，约需费用36.8万元左右。（2）核算现使用脱氯塔顶冷凝器换热面积是否能满足扩产要求原设计换热面积为7.6 m2，目前实际已使用的
45、石墨换热器为15 m2，能满足扩产后使用要求（利旧）。（3）脱氯甲烷塔进料泵需改型据实际生产使用情况：现在用两台2000L/h流量的计量泵难以满足扩产后脱氯甲烷塔进料量的要求，需重新选2台3000L/h流量的计量泵或其它适用的泵型，2011年设备更新提出采购1台多级磁力泵试用，多级磁力泵经液氯装置上使用，抗气蚀能力强，运行平稳、维修量低，同时可满足脱氯甲烷塔改造后产能的需求，否则脱氯甲烷塔的改造将失去意义。5.3.2新增600mm二氯甲烷粗馏塔1支 已于2010年夏季停工检修期间安装到位并调试运行，由于冷却器、调节阀等原因，尚未投入运行。5.3.2.1新增600mm二氯甲烷粗馏塔的目的作为二氯甲烷精馏二塔，对一塔送出的二氯甲烷进行精提。主要是一塔保证二氯甲烷精馏塔釜液二氯甲烷含量0.1%，为三氯甲烷一塔提供合格的原料；二塔作为精馏塔，控制塔顶二氯甲烷纯度，馏出产品。降低目前二氯甲烷精馏塔的生产控制难度，解决制约提高系统产量的瓶颈难题。5.3.2.2 二氯甲烷粗馏塔工艺流程概述脱氯塔釜液靠压差进入二氯甲烷精馏一塔（二氯一塔为中压塔）釜，二氯一塔顶馏出的气相经冷凝、降温、降压后直接
