第一篇：2013年魯西化工招聘大學生簡章

二〇一三年度魯西化工招聘大學生簡章

魯西化工集團地處山東省聊城市，是國有大型化工企業集團，集團目前總資產 153 億元，職工 1 萬余人，年產能 360 萬噸化工產品、330 萬噸化肥產品，化工裝備年制造能力 10 萬噸以上，擁有五大系列五十多個產品，產業涉及化肥、化工、裝備制造安裝和化工設計研發等領域，建有國家級技術中心，具有一定的研發和創新能力。為滿足持續發展需要，經研究決定二○一三年招聘應屆或近三年正規高校畢業的學生。

一、招聘報名條件

（一）國家正規高校統招的全日制本科或以上學歷，且籍貫或家庭住址在聊城市范圍內的男生優先報名，一本、二本優先錄取。

（二）身體健康、遵紀守法、品行端正、具有敬業精神。

（三）專業要求：機械設計制造、化學化工類、電氣自動化、焊接技術與工程、工業安全與環保、電器儀表、土建工程（建筑、鋼結構、給排水）、工業工程設計專業；外語、經濟類相關專業。

二、招聘報名方式

（一）應屆畢業生： 6 月 30 日前 登錄“山東高校畢業生就業信息網”，查找魯西化工招聘信息，并投放簡歷（請填兩個以上聯系方式）。

（二）往屆畢業生，通過電話報名或到集團勞資處現場報名。

三、咨詢電話： 0635-3481708 1347571825

5歡迎來魯西化工集團參觀咨詢、報名登記，共創美好明天！

第二篇：魯西化工工程學院2011

魯西化工工程學院2011——2012年體育部工作總結、計劃

一工作總結

1對本科班進行了三個多月的早操訓練，訓練成果雖比以前大有提高，但還沒有達到專科班的標準

2隊列紀律比較好，但是精神面貌沒有什么明顯的提高，不能正確的認識早操的意義，把跑步當成一種應付的事去做，口號不夠響亮

3集合速度現在已基本達到要求，但是集合后，各班級較亂，體委沒有進行要求和批評，跑步之前和跑步結束后齊步走太亂

4跑步結束后，各班體委對本版早操情況進行點評，以使本班早操更好

5完成各班級足球隊、籃球隊、乒乓球隊的納新工作

6完成校際舉辦的拔河比賽，并取得優異成績

712月8號，造成由于對通知理解有錯誤，導致本科生早操全體遲到

8進一步完善請假制度的操作，嚴格按規定執行，對違反規定的同學進進行扣分、通報，存在虛報，漏報等情況，若有再次出現，予以嚴厲處罰

9對體育部干事不能很好的運用起來

10工作方向不是太明確

二工作計劃

1開學后對同學們進行嚴格訓練，一個月后進行會操，達到規定要求

2積極參加院級、校級的各項體育活動

3舉辦第一屆2011級本科生籃球賽

4對院內進行運動員選拔來參加校級運動會

5對本部體育干事進行重新考核，并申請辦公室

6提高同學們對早操的認識，改變他們的觀念

三不足，困難

1各班體委對自己班的管理力度不夠，總存在極個別刺頭，體委不太敢去管

2隊伍亂，精神差，緊張度不夠

3體育部干事沒起作用，不知道怎么去更好的利用

4由于自己工作經驗不足，對工作沒有完全認識，管理方法把握不太好

第三篇：c魯西化工有機硅可行報告

有機硅可行性研究報告

分類及用途

有機硅產品按其形態和應用方式大體分為硅油、硅橡膠、硅樹脂和硅烷偶聯劑四大類，前三種是氯硅烷單體(主要為二甲基二氯硅烷)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；硅烷偶聯劑是有機官能基硅烷，一般為非聚合物。國內有機硅消費量及需求預測

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，但在個別時期也出現過波動。1996 年，由于外國主要有機硅生產商聯手 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影響，相對于產量高速膨脹的1997 年，總產量也明顯減小。2012 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.根據國內近幾年供應和需求的發展趨勢，未來 5 年內國內有機硅的主要應用領域仍以硅油、硅橡膠為主，硅烷偶聯劑及硅樹脂因前期發展不足，在這一段時間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，使眾多企業從事有機硅加工業。國內有機硅加工企業數量眾多，規模較小，多數為民營、個體企業上規模的加工型企業較少，僅占企業總數的 10%。隨著“西部大開發”戰略的提出，有機硅行業將有 更多的政策性投入。加入 WTO 后，越來越多的外資企業投資中國的有機硅加工業，大規模的有機硅生產廠會越來越多，國內有機硅加工業將逐漸步入大型化、專業化。國內有機硅加工企業主要集中在華東、華南地區，主要生產硅橡膠、有機硅乳液和硅烷偶聯劑等產品，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和建設部硅酮膠科研生產定點企業只有杭州之江有機硅化工有限公司、浙江凌志精細化工有限公司、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有限公司每年所用混合甲基環硅氧烷（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。浙江凌志精細化工有限公司和廣東南海嘉美化工廠均以進口混合甲基環硅氧烷（DMC）為主，每年只用少量的國產混合甲基環硅氧烷（DMC）。

國內生產高溫膠的廠家主要有：深圳石化精細化工有限公司、深圳市三力有機硅 材料有限公司、深圳天玉有機硅有限公司、江蘇鎮江宏達化工有限公司、南京東爵精 細化工有限公司等，大多數廠家的生產規模均在幾千噸以上，江蘇鎮江宏達化工有限 公司生產規模已經超過 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 是按鍵硅橡膠的主要生產地和主要消費地，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、計算器按鍵等大都產自廣東。廣東地區高溫膠的生產原料 多半依賴進口。國內多數企業與國外公司有合資或合作協議，引進國外資金或先進生 產技術，采用進口原料擴大高溫膠的生產規模，部分產品出口。隨著經濟的發展和人民生活水平的提高，未來幾年，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，對混合甲基環硅氧烷（DMC）的需求也將逐年增 加。在滿足國內市場的同時，大量沖擊國際市場，國內混合甲基環硅氧烷（DMC）的 消費量將大幅增加。20世紀50年代國內開發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φ400→φ600→φ1000→φ1200→φ1500→φ2000→φ2400→φ2800 的漫長歷程。1996 年以來，國內有機硅單體工業呈現出快速發展態勢，國內自行開發設計的10kt/a、20kt/a、50kt/a 生產裝置相繼投產，各生產商在原料生產、質量控制、分析測試、自動化控制等方面積累了豐富的經驗，單體合成的技術指標大幅提高，生產成本逐漸降低。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，國外采用銅催化體系較多，國內兩種催化體系并存。本項目采用銅催化體系。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基本相同，均采用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。混合單 體經過精餾，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真空裂解，得到混合甲基環硅氧烷（DMC），進一步精餾可以得到八甲基環四硅氧烷（D4）。盡管國內外有機硅單體生產的工藝流程基本相同，但與國外相比，國內有機硅單體生產在規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（%）≥99.9

99.98 ≥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 ≥99.0 2、混合甲基環硅氧烷（DMC）

混合甲基環硅氧烷（DMC）純度（%）≥99.5 ≥99.5 八甲基環四硅氧烷（D4）含量（%）76～83 88～92 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 可以看出，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股份有限公司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

硅粉加工采用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。氯甲烷合成采用氣液相法，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，粗氯甲烷再經過水洗、堿洗和硫酸干燥，并經冷凝壓縮后送往氯甲烷貯罐區。單體合成采用流化床直接法合成，即硅粉和氯甲烷在銅系催化劑作用下生成混合單體，混合單體經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。單體精餾采用脫高、脫低、二甲分離、脫輕、共沸、M3 等多塔連續精餾，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紋填料。為了減少冷凍水和冷卻水用量，精餾系統適 當加壓，塔頂冷凝器采用雙管板式。為防止貯槽呼吸過程中空氣進入系統造成單體水 解，減少對環境及設備的污染和腐蝕，貯槽均采用氮氣保護。二甲基單體水解采用恒沸酸水解、碳酸鈉連續中和工藝，使水解反應時間短、收率高、黏度低、環狀低聚硅氧烷含量高。水解后的濃鹽酸脫出氯化氫循環使用。

裂解采用真空裂解工藝，環體收率高，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

7.3.1 工藝特點

a 硅粉加工采用立式磨粉機組，細粉率低，粒度可調，生產能力高。

b 氯甲烷合成單元采用大型搪瓷合成釜，氣體分布器特殊設計，保證氯化氫和甲 醇氣體分布均勻。

c 氯甲烷精制采用水洗滌、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 單體合成單元采用單臺流化床反應器，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 觸體進料方式采用定量加料系統，實現催化劑連續定量加料，以消除流化床床層料面的大幅度波動。

f 除塵系統采用濕法除塵工藝，提高除塵率，降低能耗，使合成系統壓力穩定，縮短停車檢修時間，適應大規模生產的需要。

g 二甲基單體水解采用恒沸酸水解工藝，其水解濃鹽酸脫吸產生氯化氫循環利用，減少環境污染，降低氯化氫消耗。h 精餾采用高效導向篩板和板波紋填料，多塔連續精餾，二甲基單體純度可達到99.98%以上。

i 裂解采用真空裂解技術，裂解釜運行周期長。混合甲基環硅氧烷（DMC）收率高。同時可以生產高純度八甲基環四硅氧烷（D4）產品。7.3.2 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再沸器進行加熱實現蒸餾，這樣，塔的底部會生成類似 于共沸物的氯化氫溶液（約 18.5%Wt），塔頂得到氯化氫氣體。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 100ppm）。HE-3采用循環水冷卻，HE-4 采用乙二醇水溶液冷卻，再經過除霧器后，離

開系統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收氯化氫。也可以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 貯存在甲醇貯罐區的工業甲醇，經甲醇供料泵送至甲醇汽化器中，用蒸汽加熱，調節甲醇汽化壓力0.2MPa（表壓），汽化器的液面用甲醇供料泵的出口調節閥控制恒定，溫度由蒸汽量控制在 90～95℃，用調節閥控制其流量與脫吸單元 600#來的壓力為0.2MPa 的氯化氫氣體（流量由調節閥控制）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均勻，與預熱至 140～145℃的氯化鋅溶液接觸，溶解并進行反應。氯化鋅溶液的預熱采用釜外循環方式。反應器底部出來的氯化鋅溶液由循環泵打入預熱 器，預熱器的溫度由蒸汽控制調節在 140～145℃，然后 再回到反應器中。在反應過程中，反應器的溫度控制采用回流冷酸水（或體外循環）的方式控制在 140～145℃，物料在反應器的表觀接觸時間為 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控制反應器液位，另一部分去酸水儲罐中。氣相產物 粗氯甲烷經酸水洗塔，吸收大部分未反應的氫化氫氣體和甲醇后，進入堿洗塔，徹底吸收剩余氯化氫氣體和除掉 部分水份，之后進入硫酸干燥塔，經過三塔串聯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，通過泵直接將液態甲醇送 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

從罐區來的新鮮 CH3Cl 與回收循環 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 250℃，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 其混合完全均勻后用 CH3Cl 輸送到流化床反應器。在流化床反應器內部，當 溫度達到 285~300℃時，CH3Cl 與硅粉在添加劑的作用下發生合成反應，反應生成的混合單體及未反應的硅粉、CH3Cl 經過一旋分離器、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。閃蒸后的氣相經過閃蒸冷凝器送至高沸物貯罐區貯存。洗滌塔頂部氣相經塔頂冷凝器冷到 40℃，并經冷凝器二級深冷至10℃，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 45℃后，送往氯甲烷壓縮單元，進行循環氯甲烷壓縮。粗單體進入粗單體塔中部，控制塔頂壓力 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。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槽。不凝氣也送至氯甲烷緩沖罐。壓縮后的循環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-25℃，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，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，送入氯甲烷循環槽，經氯甲烷循環泵送回與新鮮氯甲烷混合后去氯甲烷汽化器。本單元分別設置反應區熱油系統、A 區熱油系統和 B 區熱油系統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

新鮮氯甲烷壓縮系統：由 100#氯甲烷合成單元過來的氯甲烷氣體經新鮮氯甲烷入口緩沖罐進入新鮮氯甲烷壓縮機壓縮。壓縮后的氯甲烷氣體部 分進入新鮮氯甲烷回流冷卻器冷卻。通過壓縮機入口壓力調節，冷卻后的氯 甲烷氣體回到新鮮氯甲烷入口緩沖罐。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，冷凝后送往罐區貯存。循環氯甲烷壓縮系統：由 200#單體合成單元過來的氯甲烷氣體經循環氯甲烷入口 緩沖罐進入循環氯甲烷壓縮機壓縮。壓縮后的氯甲烷氣體部 分進入循環氯甲烷回流冷卻器冷卻。通過壓縮機入口壓力調節，冷卻后的氯 甲烷氣體回到循環氯甲烷入口緩沖罐。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：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 單元主要工藝流程敘述如下。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℃后進入脫高塔中下部。塔頂氣相物流（t=84.2℃）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=134℃）送至高沸物塔。脫高塔塔底 采用由中壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調節蒸汽量控制塔的操 作溫度。脫高塔操作壓力 160kPa，頂溫 84.2℃，塔底操作溫度為 134℃。脫高塔塔底的高沸物進入高沸物塔，在這里對 M2 進行回收。塔頂氣相物流（t=85.3℃）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℃）冷卻至 40℃，送至高沸

物產品貯罐。高沸物塔塔底采用由中壓蒸汽加熱的熱 虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調節蒸汽量控制塔的操作溫度。高沸物塔操作壓力160kPa，頂溫 85.3℃，塔底操作溫度 為 156.2℃。二甲塔為三塔串聯。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 塔頂的氣相物料（t=76℃）進入二甲塔頂冷凝器冷凝冷卻至 72.1℃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℃）與脫高塔的進料換熱后，冷卻至 40℃送至 M2 出料罐。二甲塔 C塔底采用 由低壓蒸汽 加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調節蒸汽量控制塔的操作溫度。二甲塔 塔頂操作壓力為 160kPa，頂溫 76℃，塔底操作溫度約為 106.1℃。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=55℃）進入脫低塔塔頂冷凝器冷凝冷卻至 52.4℃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。脫低塔塔底采用由低 壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量，通過調節蒸汽量控制塔的操作溫度。塔頂操作壓力為 160kPa，頂溫 55℃，塔底操作溫度約為 82.3℃。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℃）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℃），冷卻至 40℃后送至 M1出料罐。M1 塔塔底采用由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再 沸器向塔內提供熱量。通過調節蒸汽量控制塔的操作溫度。塔頂操作壓力為 160kPa，頂溫 71.7℃，塔底操作溫度約為 87.1℃。從 M1 塔塔頂出來的物料進入 M3 塔中上部，塔頂 M3 和 SiCl4 氣相物料

（t=69.3℃）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 40℃后送到共沸物貯罐。M3 塔塔釜采出的采出 M3 產品（t=76.3℃）冷卻至 40℃后送至 M3 產品貯罐。M3 塔塔底采用由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調節蒸汽量控制塔 的操作溫度。塔頂操作壓力為 160kPa，頂溫 69.3℃，塔底操作溫度約為 75.9℃。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℃）進入粗 MH 塔塔頂冷凝器冷凝冷卻后，汽相進 入尾氣吸收系統，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 40℃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 52.3℃，塔底操作溫度約為 66.1℃。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℃）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 40℃送至 MH 產品貯罐。MH塔（T0308）塔底采用由低壓蒸汽加熱的熱虹吸式再沸器向塔內提供熱量。通過調節蒸汽量控制塔的操作溫度。塔頂操作壓力為 160kPa，頂溫 55.7℃，塔底操作 溫度約為 72.1℃。

5、二甲單體水解

自罐區來的鹽酸和二甲單體經一定比例混合后由水解循環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冷卻器冷卻至 20℃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泵控制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。從中和反應器出來 的反應混合物進入中和冷卻器，冷卻至 25℃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，下層返回循環堿 槽循環。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℃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泵循環進入脫氯釜中。由脫氯第二分層器上部出來的水解物，經控制與50%的氫氧化鉀溶液按一定比例進入裂解釜。在 130℃及真空度 720mmHg 條件下，水解物經裂解重排得到環體混合物，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，一部分經流量調節回流入塔，另一部 分由回流罐液位調節控制排入裂解水煮釜。裂解釜液位控制釜底物料的出料調節閥，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 145℃，進一步回收環體物，逼干釜底間歇排出廢渣。環體混合物與按一定比例并預熱到 90℃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 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。來自環體貯罐的環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134.5℃后進入脫低塔。脫低塔塔頂溫度93℃，塔釜溫度 142.3℃，真空度為 510mmHg，脫低塔再沸器采用 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 經流量調節回流入塔，另一部分 D3由塔頂回流罐液位控制送至水解物貯槽。塔釜物料通過脫高塔進料泵經塔釜液位調節送至脫高塔。脫高塔塔釜溫度為 149.5℃，塔頂溫度 107.3℃，真空度為 670mmHg，再沸器采用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 量調節控制回流入塔，另一部分由回流罐的液位控制排入罐區成品 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 60℃后送至罐區 DMC 貯槽。塔釜的高沸物經塔釜液位控制進 入環體冷卻器，通過環體冷卻器將其冷卻至 60℃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，一部分送到環體貯罐，另一部分現場包裝。

本項目單體生產單元工藝流程簡圖見附圖3。

7.4 成本分析

本項目噸產品（DMC+D4）成本為16384 元。若二甲選擇性達到 85%，則噸產品（DMC+D4）成本為15447元。本項目主要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）成本可以降低2182 元。7.5 自控水平

7.5.1 自控要求和設計范圍

生產過程要求自控設計滿足集中控制和檢測的需要，所選現場儀表能適應工況（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。自控設計范圍包括單體生產單元、輔助生產單元及配套公用工程設施的過程檢測與控制，共設置約 200 個調節系統，680個集中檢測回路。

1、自控系統

設置控制分析中心，生產過程主要參數的監視和控制通過安裝在控制室內的DCS來實現。為了便于操作及生產管理，甲醇貯罐區、成品貯罐區、單體/水解物貯罐區、氯甲烷貯罐區、酸/堿罐區設置獨立控制室，由安裝在控制室內的小型貯罐區管理系統實現貯罐區的監測與控制。貯罐區所有信號將通過串行接口送至中央控制室 DCS 集中監視。制冷站、循環水站、導熱油站以及空壓/制氮站等公用工程區設置獨立控制室，制冷站、空壓/制氮站的檢測和控制由常規儀表盤來完成，循環水站的檢測和控制由加藥系統配套的PLC完成。

主要設備設計說明

本項目關鍵設備為氯甲烷合成釜、新鮮氯甲烷壓縮機、循環氯甲烷壓縮機、流化 床反應器、脫高塔、脫吸塔等。

1.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 φ3000mm，總高為 20000mm，筒體采用 16MnR材料，外指型管采用 20G 鋼管，內指型管采用 20#鋼管 2.塔設備

1）脫高塔直徑 φ2200mm，總高為 66600mm。

2）二甲塔直徑 φ3800mm，總高上塔 65805mm、中塔 65805mm、下塔 69055mm。塔體選用 16MnR 鋼板，塔盤及其它內件采用 0Cr18Ni9。3.超限設備

本項目超限設備共 7 臺，考慮運輸等問題，宜選擇本地制造商制造。7.6.4 非標設備材料選用原則

非標設備材料的選用依據《壓力容器安全技術監察規程 》、GB150-1998 以及 HG20581-1998 的規定進行，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格。受壓元件，其板材的選用按由低到高的順序，依次采用 Q235-B、Q235-C、20R 或16MnR 等；其管材一般可采用 20#鋼或 16Mn；其鍛件一般采用 20#或 16Mn 鍛件。非受壓元件（如 支承件及內件等），一般采用 Q235-A。在符合有關鋼材標準并滿足使用要求的情況下，遵循下列原則：

a.在強度設計為主的場合，根據壓力、溫度、介質等使用限制，依次選用 Q235-C、20R、16MnR 等鋼板。

b.不銹鋼厚度大于 16mm 時，采用復合板。

c.碳素鋼一般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。

負荷情況：

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)

0.5Mpa 158℃ 1.0Mpa 180℃

序 號

用 戶

平均 最大平均最大 備 注

氯甲烷合成、鹽酸脫吸

0 24 20 48.8

單體合成33.2 36.8 10.4 11.2 加熱

單體精餾

126.4 44.4 53.6 加熱二甲水解、裂解及環體精餾

3.88 4.08 12.8 13.04 加熱氯甲烷壓縮

0 3.6 0 0 加熱焚燒

0 0 0 0.32 加熱

小 計 151.08 194.88 67.6 126.84 7 副產蒸汽 0 0 0 0

單體合成 0 0-32.4 0 1.2MPa 焚燒 0 0-16-16.8

合 計 151.08 194.88 106.8 237 9.3.2 蒸汽供給方式

本項目所用蒸汽均由聊城A工業基地水汽車間供應，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接供給。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（kg）折標煤（kg）總能耗（t）電 kW.h 1916 0.1229 235.5 47100 2 壓縮空氣 Nm3 100.8 0.04 4.03 806 3 儀表空氣 Nm3 170 0.04 6.8 1360 4 氮氣 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 合計 745.3 149060 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149060 t 標準煤 /t混合單體。

11.3 主要節能措施

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接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再送回裝置蒸發的過程，實現節能。（2）氯甲烷合成采用濃硫酸干燥脫水，取消傳統的硅膠分子篩干燥脫水系統，每噸混合單體節約再生氮氣 8Nm3，節約加熱蒸汽 0.12MJ，節電 2.6kW·h。

（3）單體合成除塵系統由干法布袋除塵改為濕法除塵，每噸混合單體節約反吹氮氣1.8Nm3，節約蒸汽 0.1t。（4）采用循環冷卻水作為冷卻介質，取代直流冷卻水，每噸產品節約一次水82.34t。

廢氣污染治理措施

1、有組織廢氣

a.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。b.氯甲烷合成尾氣經堿液吸收處理后送焚燒裝置處理。

c.單體合成尾氣經深冷回收氯甲烷后送焚燒裝置處理。

d.單體精餾尾氣經堿液吸收處理后送焚燒裝置處理。

e.鹽酸貯罐呼吸閥放空氣經管線收集集中后，經過堿液吸收氯化氫再排入大氣，氯化氫的吸收率為 99%左右。

本項目設置堿洗塔及堿液高位槽，可以保證停電時將排出的氣體中的氯化氫洗 滌干凈。焚燒系統的焚燒爐爐型為 JN-GAS-30BCGS，焚燒溫度≥1100℃，煙氣停留時間2S，焚毀去除率≥99.99%，燃燒效率≥99.9%，焚燒為負壓燃燒方式，因此，本項目在焚燒過程中不會造成二惡英、光氣等污染。廢氣經處理后均滿足《大氣污染物綜合排放標準》（GB16297-1996）二級排放標準要求。

2、無組織廢氣

無組織廢氣主要為罐區貯罐呼吸及生產過程的無組織排放。控制無組織排放措施如下：

a、為了減少廢氣的無組織排放，采用密封性能高的閥門和輸送泵，有效地減少了原料和產品在輸送過程中的逸散。b、生產過程中及安全閥和不正常操作排放出來的廢氣全部密閉集中輸送到焚燒裝置處理，不使其逸散外界。

定員

本項目總定員 212 人，其中，生產人員 205 人，管理人員 7 人。裝置定員詳見表

15-1 裝置定員表。

表 15-1 裝置定員表

單元 名 稱 崗位名稱 班次 每班定員 合計氯甲烷合成 操作人員 4 2 8 氯甲烷壓縮機廠房 操作人員 4 1 4 3 單體合成 操作人員 4 3 12 4 觸體配制 操作人員 白班 2 2 5 單體精餾 操作人員 4 2 8 6 二甲水解 操作人員 水解物裂解 操作人員4 2 8 8 鹽酸脫吸 操作人員 4 2 8 硅粉加工（含硅塊倉庫）操作人員 4 3 12 單 體 生 產 單 元

值班長 4 1 4 酸、堿貯罐區 操作人員 4 1 4 2 氯甲烷貯罐區 操作人員 4 1 4 3 單體貯罐區 操作人員 4 1 4 4 甲醇貯罐區 操作人員 4 1 4 5 成品貯罐區 操作人員 4 1 4 輔 助 及 公 用 工 6 灌裝站 操作人員 2 4 8 7 裝卸車棧臺 操作人員 白班 4 4 值班長 4 1 4 制冷站 操作人員 4 1 4 2 循環水站 操作人員 4 1 4 3 空壓/制氮站 操作人員 4 1 4 4 變配電站 操作人員 4 1 4 5 導熱油站 操作人員 4 1 4 6 消防水站 操作人員 4 4 16 7 污水預處理站 操作人員 4 1 4 值班長 1 4 4 分析、化驗 操作人員 4 8 32 2 維修人員 維修 白班 6 6 工藝工程師白班 9 9 技術人員 機械工程師白班 6 6 儀表工程師白班 6 6 其 他 4 管理人員 7 合計 212

銷售收入

產品的銷售價格見表18-1。

表18-1 產品銷售價格一覽表

品名 產量(噸)價格(元/噸)年銷售收入(萬元)有機硅 210000 21000 420000 總計 420000 18.3.2 成本費用

生產中原材料、輔助材料及燃料動力等各項消耗均為工藝專業設計，價格均參考市場價格。具體原材料的市場價格見表18-2。

表18-2 原輔材料的市場價格一覽表

生產負荷達100%后，每年外購原輔材料的費用為83036.82 萬元。人員工資平均為1.9 萬元/（人·年），職工福利費按工資總額的14%計算。固定資產折舊采用直線折舊法，建設投資殘值率為8%，設備殘值率為8%，建設投資折舊年限為20 年，設備投資折舊年限為15 年。本項目動力消耗定額見表18-3。動力總費用為10328.4×200000=206568 萬元。

品名 原材料用量(噸)價格(元/噸)合計(萬元)硅塊 50400 8200 41328 甲醇 119200 2350 28012

原料濃鹽酸 427680 280 11975.04 濃硫酸 3600 550 198 催化劑 208 48000 998.4 氯化鋅 10 7000 7

氫氧化鉀 25 7000 17.5 純堿 17 1000 1.7 液堿 4500 800 360 氯化鈣 180 510 9.18 導熱油 260 5000 130 合計 606080 83036.82

第四篇：魯西化工2013年員工職業技能大賽方案

發往：各企業、各處室簽發：張金成 編號：ZXC-[2013]46號擬稿：陳會軍審核：姜吉濤 蔡英強

魯西化工

2013年員工職業技能大賽方案

為適應集團轉方式，調結構和快速發展的需要，培養高素質、技術過硬的員工隊伍，增強廣大員工自我學習的積極性。同時為為愿意學習、善于學習的員工搭建成才和自我展示的舞臺，形成人才輩出的機制，經集團研究，決定舉辦2013員工職業技能大賽。方案如下：

一、2013員工職業技能大賽的原則與特點：

1、本次技能大賽強調全員參加，以提高員工整體技能和基礎能力為重點，要求各單位廣泛發動，增加參與人員。

2、本次技能大賽以化工基礎知識和崗位操作知識為重點，既強調員工的基礎能力，又與各單位、每個人的實際操作相結合。每個項目的競賽內容均包括理論考試、仿真考試、實際操作考核三個部分。

3、本次職業技能大賽企業裝置、二級集團、集團公司層層舉行，以賽促學，持續時間長，不抽調人員組織集中培訓，不影響正常工作。

4、本次技能大賽和目前集團組織的員工職業技能鑒定相結合，— 1 —

成績優秀的可直接通過相應鑒定，聘為高級工、技師、高級技師等。

5、以本次技能大賽為主線，集團大力弘揚好學上進、積極學習業務知識的主旋律，樹立先進典型。利用會議、報紙、電視等多種形式，對于成績優秀的員工給予宣傳報道。在全集團形成“學習光榮，成績優秀者光榮”的良好風氣。

6、本次技能大賽對于組織得力、成績突出的企業、裝置、二級集團同時給予表彰、獎勵。各單位組織內部比賽，要最大限度的提高參賽人員數量，認真進行內部培訓、輔導，真正達到以賽促學、提高技能的目的。

二、成立大賽組委會

主任：姜吉濤蔡英強

委員：陳會軍 李月芳 田子明

各二級集團生產、技術負責人、企業廠長、裝置負

責人

下設大賽組委會辦公室

主任：陳會軍

成 員：范廷順陳玉國 馮硯林 劉憲磊 郭廣勇 黃孝鵬 宋

淑芹 麻鑫各二級集團及企業負責政宣、人力資源、培訓等部門負責人。

三、職責

大賽由政工宣傳處、勞資處、培訓處主辦。

大賽組委會負責大賽的組織和管理工作。組委會辦公室具體 — 2 —

負責大賽的日常組織工作。

三、競賽項目

化工儀表維修工、維修電工、焊工、化學檢驗工、維修鉗工化工總控工六個項目和化工基礎知識、裝備制作基礎知識兩個基礎知識比賽。

四、競賽方式和內容

1、大賽分企業、裝置、二級集團、集團公司三級比賽（園區集團可根據裝置的實際情況，對參加比賽人數較少的裝置進行整合，組成參賽隊伍進行比賽）。

（1）企業、裝置比賽由本單位根據集團大賽組委會設定的競賽項目盡可能多的組織比賽，組織技術人員將本單位崗位知識技能納入競賽內容，組織本單位比賽，選拔推薦優秀選手參加二級集團大賽。

（2）二級集團比賽根據集團組委會設定的比賽工種和本集團知識技能需要組織本集團技能比賽，在命題上，將本集團員工需要的重要操作知識、技能納入比賽范圍，在比賽工種上要盡可能多。二級集團通過比賽選拔推薦優秀選手參加集團大賽。

2、集團大賽選手參賽資格為二級集團比賽的優秀選手（本工種2年及以上；已獲得集團及以上大賽前3名成績的不再參加比賽）。化工儀表維修工、維修電工、焊工、化學檢驗工、維修鉗工、化工總控工競賽知識范圍為國家職業標準三級（高級工）、本崗位技能鑒定知識、本崗位操作知識和實操。化工基礎知識、裝備制作基礎知識兩個理論專項比賽參賽選手資格可以放寬。化工基礎

知識、裝備制作基礎知識比賽內容另行印發。

五、獎勵辦法

1、集團大賽設個人獎和團體獎。以參賽選手個人成績決出個人名次，以選派單位組隊的所有選手個人成績之和決出團體名次。

2、集團大賽個人獎勵執行集團《職業技能大賽獎勵實施辦法》及魯化政【2012】33號文件規定。前十名獲獎選手可直接參與技術工人等級評定：第1名，可參與聘任高級技師、獎勵2000元；第2-3名，可參與聘任技師，第2名獎勵1500元、第3名獎勵1000元；第4-10名，未取得高級工資格的直接聘任高級工，第4-5名獎勵800元、第6-10名獎勵500元。聘任時根據平時工作表現、解決問題的能力，以及所從事專業的時間2年及以上，凡頒發資格證書者按照《薪資管理辦法》規定享受技術工人補貼（高級技師、技師、高級工每月分別為150元、100元和50元）。其他獲獎選手：11-20名，每人獎勵300元，21-30名，每人獎勵200元。此外，集團比賽的前3名選手，年終評先時優先推薦集團勞動模范。化工基礎知識、裝備制作基礎知識兩個理論專項比賽獎金參照本條款執行，但不參與技術等級評定。

3、對二級集團比賽的第1名參照集團大賽第2名獎勵標準進行獎勵(1500元)，第2名參照集團大賽第3名獎勵標準進行獎勵(1000元)，第3名參照集團大賽第4-5名獎勵標準進行獎勵(800元)，4-6名參照集團大賽第6-10名獎勵標準進行獎勵（500元）。另外，二級集團比賽的前10名，年終評先時優先推薦集團先進生產、工作者。

4、對各企業、裝置認真組織比賽的第1名參照集團大賽第3名獎勵標準進行獎勵(1000元)，2-3名參照集團大賽第4-5名獎勵標準進行獎勵(800元)，4-6名參照集團大賽第6-10名獎勵標準進行獎勵（500元）。另外，各企業裝置前3名年終評先時優先推薦二級集團先進生產者。

5、對各二級集團、企業全員培訓、比賽情況進行跟蹤和評價，組織會議交流，對領導重視、內部題庫編制有創新、比賽組織規范，正式參賽人數多、組織工作得力、成績突出，獲得集團大賽團體第一名的二級集團，由組委會頒發優秀組織獎榮譽證書，獎勵10000元。對團體成績取得前3名的企業裝置，分別給予8000元、6000元、4000元的獎勵，對取得4-6名的企業，各給予3000元的獎勵。用于獎勵組織比賽貢獻突出的單位負責人、具體責任人。同時評選3個較差企業或裝置給予通報批評。

六、學習和參賽要求

大賽要求各級領導高度重視，由二級集團牽頭，企業、裝置實行一把手負責制。要求集團各企業、裝置合理安排學習時間，要層層選拔推薦參加上一級比賽。組委會將對各單位組織學習的情況進行檢查通報。

1、6月份，組委會制定比賽方案。各企業裝置、二級集團成立技能比賽組織機構，確定競賽工種和學習培訓內容。

2、7-8月份各單位組織學習培訓，達到全員提高的目的。組委會對組織學習培訓情況進行檢查評比。

3、9月份企業、裝置、二級集團組織比賽。組委會對各單位 — 5 —

組織情況進行跟蹤評價。

4、10-11月份，集團組織化工儀表維修工、維修電工、焊工、化學檢驗工、維修鉗工、化工總控工技能大賽。對優秀單位和選手進行表彰獎勵。

七、其他

大賽組委會辦公室聯系人

范廷順 電話：（0635）3481327

宋淑芹 電話：（0635）3481983

電子郵箱：songshuqin@lxhg.com

附件：各競賽項目要求及競賽須知。

政工宣傳處

二○一三年六月十九日

第五篇：招聘簡章

招聘簡章

公司介紹：

招聘崗位 崗位名稱： 所屬部門： 學歷要求： 工資待遇： 其他福利： 具體要求：1、2、3、4、崗位職責：1、2、3、4、面試地點： 聯系人：