摘要本設計是年產50萬噸苯乙烯（SM）工藝設計。主要是對苯乙烯生產工藝的研究，本文對我國苯乙烯工業生產技術，SM的性質及用途，發展進程，以及苯乙烯的生產方法都做了敘述。并且對苯乙烯的生產和應用進行了簡單的敘述，還就生產苯乙烯的工藝選擇，原理方法，工藝選擇的必要性以及苯乙烯的影響因素進行了詳細的概述。在確定苯乙烯生產工藝的基礎上對主要設備進行了物料衡算，熱量衡算，設備選型等。討論了生產安全的相關問題與三廢的排出和處理方案。最后在上述內容的基礎上繪制了帶控制點的工藝流程圖，希望本設計能夠為苯乙烯生產工藝的創新和改進有所幫助。關鍵詞：苯乙烯；脫氫；精餾；物料衡算；熱量衡算；三廢處理AbstractThedesignisanannualoutputof500000tonsofstyrene(SM)processdesign.Researchismainlyforstyreneproductionprocess,theproductiontechnologyofstyreneinChinaindustry,propertiesanduses,SMdevelopmentprocess,andaprocessfortheproductionofstyrenearedescribed.Theproductionandapplicationofstyrenearebrieflydescribed,processselection,alsoontheproductionofstyreneprinciple,factorsnecessaryprocessselectionandeffectofstyreneisoutlinedindetail.Thestyreneproductionprocessisthemainequipmentforthematerialbalance,heatbalance,equipmentselection,etc...Dischargeandtreatmentschemeisdiscussedissuesrelatedtoproductionsafetyandwaste.Finally,onthebasisofabovecontentrenderingprocessflowchartwithcontrolpoints,Ihopethisdesigncanhelpforstyreneproductionprocessinnovationandimprovement.Keywords:Styrene;Dehydrogenation;Distillation;Materialbalance;Heatbalance;Wastetreatment目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要 I\o"CurrentDocument"Abstract II目錄 III第一章 綜述 -1 -\o"CurrentDocument"1.1 苯乙烯的性質和用途 -1 -\o"CurrentDocument"1.2 原料的性質、用途 -1 -1.2.1乙苯的性質 -1 -1.2.2乙苯的主要用途 -2 -\o"CurrentDocument"1.3 苯乙烯生產技術的發展 -2 -1.3.1乙苯脫氫法 -2 -\o"CurrentDocument"1.3.2新工藝進展 -4 -\o"CurrentDocument"1.4苯乙烯的現狀和發展趨勢 -5-全球產業環境 -5 -國內市場現狀 -5 -\o"CurrentDocument"1.4.3消費結構 -6 -1.4.4國內市場發展趨勢 -6 -\o"CurrentDocument"生產工藝的反應歷程 -6 -1.5.1反應方程式 -6 -\o"CurrentDocument"1.5.2反應過程 -7 -1.5.3生產方式的選取 -8 -\o"CurrentDocument"生產工藝說明 -8 -\o"CurrentDocument"1.6.1生產任務 -8 -1.6.2生產方法的確定 -8 -\o"CurrentDocument"1.6.3生產控制參數及具體操作 -9 -第二章 主要設備物料衡算 - 11 -2.1 主要設備物料衡算 - 11 -計算依據 - 11 -進出脫氫反應器的物料衡算 -12 -2.1.3 冷凝油水分離階段的物料衡算 -13-2.1.4 粗餾塔的物料衡算 -14-2.1.5 乙苯塔的物料衡算表 -14-2.1.6 苯乙烯精餾塔的物料衡算 -14-2.1.7 苯甲苯的物料衡算 -15-第三章 主要設備熱量衡算 -16-熱量衡算 -16-3.1.1能量守恒定律 -16-熱量計算 -16-熱量衡算表 -18-3.2苯/甲苯精餾塔的設計計算 -19-精餾塔的物料衡算 -19-精餾塔的塔體工藝尺寸計算 -20-篩板的流體力學驗算 -21-苯乙烯精餾塔的設計 -23-原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 -24-原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 -24-物料衡算 -24-冷凝器的設計 -24-油水分離器 -25-過熱蒸汽爐 -26-第四章 “三廢”處理和安全事項 -27-廢水 -27-廢氣 -27-廢渣 -27-副產品處理一覽表 -27-廢物處理一覽表 -27-安全事項 -28-參考文獻 -29-結束語 -30-致謝 -31-附錄 -32-第一章綜述苯乙烯的性質和用途苯乙烯，分子式CH，結構式CHCHCH是不飽和芳烴最簡單、最重要的成員，88652廣泛用作生產塑料和合成橡膠的原料。如結晶型苯乙烯、橡膠改性抗沖聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯三聚體（ABS）、苯乙烯-丙烯腈共聚體（SAN）、苯乙烯-順丁烯二酸酐共聚體（SMA）和丁苯橡膠（SBR）。苯乙烯（SM）是含有飽和側鏈的一種簡單芳烴，是基本有機化工的重要產品之一。苯乙烯為無色透明液體，常溫下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯難溶于水，25°C時其溶解度為0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶劑中。苯乙烯在空氣中允許濃度為0.1ml/L。濃度過高、接觸時間過長則對人體有一定的危害。苯乙烯在高溫下容易裂解和燃燒。苯乙烯蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，其爆炸范圍為1.1?6.01%（體積分數）。苯乙烯（SM）具有乙烯基烯烴的性質，反應性能極強，苯乙烯暴露于空氣中，易被氧化而成為醛及酮類。苯乙烯從結構上看是不對稱取代物，乙烯基因帶有極性而易于聚合。在高于100C時即進行聚合，甚至在室溫下也可產生緩慢的聚合。因此，苯乙烯單體在貯存和運輸中都必須加入阻聚劑，并注意用惰性氣體密封，不使其與空氣接觸。苯乙烯（SM）是合成高分子工業的重要單體，它不但能自聚為聚苯乙烯樹脂，也易與丙烯腈共聚為AS塑料，與丁二烯共聚為丁苯橡膠，與丁二烯、丙烯腈共聚為ABS塑料，還能與順丁烯二酸酐、乙二醇、鄰苯二甲酸酐等共聚成聚酯樹脂等。由苯乙烯共聚的塑料可加工成為各種日常生活用品和工程塑料，用途極為廣泛。目前，其生產總量的三分之二用于生產聚苯乙烯，三分之一用于生產各種塑料和橡膠。世界苯乙烯生產能力在1996年已達1900萬噸，目前全世界苯乙烯產能約為2150?2250萬噸。原料的性質、用途1.2.1乙苯的性質乙苯是無色液體，具有芳香氣味，可溶于乙醇、苯、四氯化碳和乙醚，幾乎不溶于水易燃易爆，對皮膚、眼睛、粘膜有刺激性，在空氣中最大允許濃度為100PPM。乙苯側鏈易被氧化，氧化產物隨氧化劑的強弱及反應條件的不同而異。在強氧化劑（如高錳酸鉀）或催化劑作用下，用空氣或氧氣氧化，生成苯甲酸；若用緩和氧化劑或溫和的反應條件氧化，則生成苯乙酮。

表1.1乙苯的其它性質序號常數名稱計量單位常數值備注1分子量106.162液體比重0.8820C3沸點°C136.2101325Pa4熔點°C-94.4101325Pa5液體熱容量kJ/（kgK）1.754298.15K6蒸汽熱容量Kcal/（kgK）0.28527C7蒸發熱kJ/mol35.59正常沸點下8液體粘度104kgSee/M20.67920C9生成熱Kcal/mol2.9820C10在水中溶解度11燃燒熱Kcal/mol1101.1氣體12閃點C1513自然點1=1 八、、C553.014爆炸范圍%（體積）2.3?7.4122乙苯的主要用途乙苯是一個重要的中間體，主要用來生產苯乙烯其次用作溶劑、稀釋劑以及用于生產二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同時它又是制藥工業的主要原料。苯乙烯生產技術的發展目前，世界上苯乙烯的生產方法主要有乙苯脫氫法、環氧丙烷-苯乙烯（PO/SM）聯產法、熱解汽油抽提蒸餾回收法以及丁二烯合成法等。1.3.1乙苯脫氫法乙苯脫氫法是目前國內外生產苯乙烯的主要方法，其生產能力約占世界苯乙烯總生產能力的90%。包括乙苯催化脫氫和乙苯氧化脫氫兩種生產工藝。（1）乙苯催化脫氫工藝乙苯催化脫氫是工業上生產苯乙烯的傳統工藝，由美國Dow化學公司首次開發成功目前典型的生產工藝主要有Fina/Badger工藝、ABB魯姆斯/UOP工藝以及BASF工藝等。乙苯催化脫氫法的技術關鍵是尋找高活性和高選擇性的催化劑。一開始采用的是鋅系、鎂系催化劑，以后逐漸被綜合性能更好的鐵系催化劑所替代。目前，國外苯乙烯催化劑主要有南方化學集團公司開發的Styromax-1、Styromax-2、Styromax-4以及Styromax-5型催化劑；美國標準催化劑公司推出的C-025HA、C-035、C-045型催化劑；德國BASF公司開發的S6-20、S6-20S、S6-28、S6-30催化劑；Dow化學公司開發出的D-0239E型絕熱型催化劑等。我國從20世紀60年代就開始進行與乙苯脫氫工藝相配套的催化劑研究。目前開發成功的催化劑主要有蘭州石油化工公司研究院的315、335、345、355系列催化劑；廈門大學、中國科學院大連化學物理研究所的XH、DC系列以及中國石化集團公司上海石油化工研究院的GS系列催化劑等。蘭州石化分公司研究院還從催化劑配方和制備工藝入手，開發出了以鐵-鉀-鈰-鉬-鎂為主要體系的低鉀型乙苯脫氫催化劑。除了常見的圓柱型催化劑外，蘭州化學工業公司最近還成功地將三葉型催化劑用于苯乙烯的工業生產上。世界乙苯脫氫催化劑的研究正在向低鉀含量、低水比、具有更高穩定性和更長運轉周期的方向發展。乙苯脫氫催化劑最初采用鋅系、鎂系催化劑，以后逐漸被綜合性能更好的鐵系催化劑所替代。生產苯乙烯催化劑主要有南方化學集團公司開發的Styromax-1、Styromax-2、Styromax-4以及Styromax-5型催化劑；美國標準催化劑公司推出的C-025HA、C-035、C-045型催化劑；德國BASF公司開發的S6-20、S6-20S、S6-28、S6-30催化劑；陶氏化學開發出的D-0239E型絕熱型催化劑等。在反應器設計方面，華東理工大學開發出軸徑向反應器和氣-氣快速混合兩大關鍵技術，突破了國外技術的壟斷。（2）乙苯氧化脫氫技術該技術采用較低溫度下的放熱反應代替高溫下的乙苯脫氫吸熱反應，從而大大降低了能耗，提高了效率。典型的生產工藝有乙苯脫氫選擇性氧化技術（Styro-Plus工藝）和苯乙烯單體先進反應器技術（Smart工藝）。該工藝于20世紀90年代初期開發成功，是UOP公司開發的乙苯脫氫選擇性氧化技術（Styro-Plus工藝）與Lummus、Monsanto以及UOP三家公司開發的Lummus/UOP乙苯絕熱脫氫技術的集成。該工藝是在原乙苯脫氫工藝的基礎上，向脫氫產物中加入適量氧或空氣，使氫氣在選擇性氧化催化劑作用下氧化為水，從而降低了反應物中的氫分壓，打破了傳統脫氫反應中的熱平衡，使反應向生成物方向移動。“Smart”藝流程與Lummus/UOP苯乙烯工藝流程基本相同，但反應器結構有較大的差別，主要是在傳統脫氫反應器中增加了氫氧化反應過程。該工藝采用三段式反應器。一段脫氫反應器中乙苯和水蒸汽在脫氫催化劑層進行脫氫反應，在出口物流中加入定量的空氣或氧氣與水蒸汽進入兩段反應器，兩段反應器中裝有高選擇性氧化催化劑和脫氫催化劑，氧和氫反應產生的熱量使反應物流升溫，氧全部消耗，烴無損失，兩段反應器出口物流進入三段反應器，完成脫氫反應。在脫氫反應條件為620-645°C、壓力0.03-0.13MPa、蒸汽/乙苯質量為1-2:1時，乙苯轉化率為85%，苯乙烯選擇性為92%-96%。目前，世界上有5套苯乙烯生產裝置采用乙苯氧化脫氫工藝進行生產，另外一些新建生產裝置大都準備采用該方法進行生產。新工藝進展（1） 熱解汽油抽提蒸餾回收法GT-苯乙烯工藝GTC技術公司開發了采用選擇性溶劑的抽提蒸餾塔GT-苯乙烯工藝，從粗熱解汽油中回收苯乙烯，提純后苯乙烯純度為99.9%，含苯基乙炔＜50yg/g。據估算，1套以石腦油為裂解原料的30.0萬t/a乙烯裝置大約年可回收1.5萬噸苯乙烯。STAR-TEC工藝該工藝由荷蘭帝斯曼開發，采用萃取精餾技術，實現了從裂解汽油中分離苯乙烯的工業化生產。該工藝分為4個單元：①預處理單元，將原料中比C8重的和比C4輕的組分分離出去；②萃取精餾單元，采用特殊的溶劑萃取精餾苯乙烯；③溶劑回收再生單元；④苯乙烯精制單元，主要是對苯乙烯進行脫色處理。（2） 丁二烯合成路線陶氏化學以負載在Y-沸石上的銅為催化劑，丁二烯在1.8MPa和100C下，在裝有催化劑的固定床上進行環化二聚，丁二烯轉化率為90%，4-乙烯基環己烯（4-VCH）的選擇性接近100%。之后的氧化脫氫采用以氧化鋁為載體的錫/銻催化劑，在氣相中進行。VCH的轉化率約為90%，苯乙烯的選擇性為90%，副產物為乙苯、苯甲醛、苯甲酸和二氧化碳。（3） 苯和乙烯直接合成路線由日本旭化成最新開發成功，苯和乙烯的氣相混合物在含有HZSM-5沸石催化劑的存在下，在490C的反應溫度下，在含有氫分離膜的反應器中經過處理，得到選擇性達93%的苯乙烯。該反應器內的氫分離膜是由鍍鉑燒結管制得。該公司開發的另一種直接制苯乙烯的技術是在含有氫滲透膜的反應器中，使苯和乙烯在氣相條件下與沸石催化劑接觸發生反應合成苯乙烯。該工藝中的沸石催化劑是用元素周期表中III-V族中的至少1種金屬交換的。苯和乙烯在裝有氫滲透膜的反應器中在鋅交換的Na型ZSM-5催化劑存在下，于500C反應，苯乙烯選擇性為89%，乙烯轉化率為88%。此工藝仍處于實驗階段，距離工業化應用尚有許多工作要做。除此之外，其它尚在開發中的苯乙烯合成工藝還包括甲苯甲醇合成法、乙烯-苯直接偶合法、苯乙酮法、甲苯二聚法以及甲苯和合成氣反應法等。苯乙烯的現狀和發展趨勢由于PS和ABS樹脂等下游產品消費的強勁拉動，近年來世界苯乙烯的生產發展很快。2000年世界苯乙烯的生產能力只有2324.1萬噸，2005年增加到2745.0萬噸，同比增長4.90%。美國萊昂德爾化學公司是世界上最大的苯乙烯生產廠家，生產能力達到126.0萬噸約占世界生產能力的4.59%。苯乙烯下游衍生物主要是合成樹脂，其用途可代替天然材料，被廣泛的用于電子工業、汽車行業和日用輕工產品等領域。我國苯乙烯生產始于20世紀50年代末。采用傳統的三氯化鋁液相烷基化工藝，建成一套5000噸/年苯乙烯生產裝置，以后又陸續建成幾套生產裝置，但大都生產規模小，能耗和物耗較高，產量低，因而發展緩慢。1.4.1全球產業環境2009年世界苯乙烯產能約3535萬噸/年，主要分布在亞太、西歐和北美地區，其中亞洲地區1889萬噸/年，約占53.4%；西歐地區692.7萬噸/年，約占20%；北美地區653.6萬噸/年，約占18%。2009年世界苯乙烯消費量為2836萬噸，其中亞洲（不含我國）占32%，我國占21%，北美占19%，西歐占19%，中/南美占4%，中/東歐占4%。亞洲，尤其是我國，是最主要的凈進口地區，但消費量較小，進口數量也較少。中東及北美地區仍是最主要的凈出口地區，西歐也略有凈出口量，但量不大。隨著亞洲及中東地區苯乙烯新建裝置的不斷投產，拉動全球苯乙烯裝置產能增速達5.4%，產量增速為4%，需求增速為3.9%。預計2011-2016年，全球苯乙烯的供需還將保持繼續增長，但增速明顯低于前5年，能力年均增速降至1.3%，而產量及需求的年均增速為2%。預計2016年全球苯乙烯的生產能力將達3959萬噸/年，產量及需求量均為3476萬噸。目前苯乙烯世界產能已超過需求量，而且世界產能及消費量增長趨勢已逐漸放緩。1.4.2國內市場現狀國內的苯乙烯裝置基本上都是采用國外先進的成熟技術，技術水平較高，如中海殼牌裝置采用殼牌公司第三代SM/PO聯產技術；部分采用國內的自主技術，如海南實華嘉盛化工有限公司的催化干氣制乙苯技術，是采用大連化學物理研究所與撫順石油二廠研究開發的第三代催化干氣制乙苯技術，它相比用純乙烯與苯合成乙苯工藝的成本要低6.2%。他們研制成功的兩種新型分子篩催化劑具有低溫活性高、選擇性好和壽命長等特點，用于固定床和催化蒸餾反應工藝中，可大大降低反烴化和烴化的反應溫度，顯著提高乙苯產品的

質量。其技術屬國內先進水平。另外，山東菏澤玉皇化工有限公司新投產了我國首套大型乙醇直接烴化制苯乙烯裝置。該方法為沒有乙烯資源的企業生產苯乙烯提供了一條新路線。與傳統乙烯法工藝相比，新工藝的烴化產物中的重組分較少，烴化液中乙苯得率在20%?15%；苯塔頂幾乎不排放烴化尾氣。截止2010年5月我國苯乙烯的主要生產企業有20多家，總產能約為526.9萬噸/年，約占世界總產能的15%。雖然國際市場苯乙烯產能有所富裕，但是國內苯乙烯的產量仍然遠遠低于需求，產能、消費量及進口量均增長明顯，自給率維持在40%左右，市場缺口約為320萬噸左右，并呈現增長趨勢。國內苯乙烯市場發展潛力較大。1.4.3消費結構我國苯乙烯主要用于生產PS、ABS/SAN、不飽和聚酯樹脂、丁苯橡膠、丁苯膠乳以及苯乙烯系熱塑性彈性體等。其中，PS為苯乙烯最主要的下游產品，約占苯乙烯消費量的50%。受國家各類扶持政策影響，國內苯乙烯下游PS、ABS、丁苯橡膠等生產企業于2009年經濟危機時期的困境，從而增加了對苯乙烯的消費。2009年，我國苯乙烯下游對苯乙烯需求量達到了640萬噸左右，較2008年同期有較大增長。隨著經濟的好轉，苯乙烯需求將繼續上升。1.4.4國內市場發展趨勢（1） 苯乙烯下游市場需求對苯乙烯的價格的變化起著重要的作用，特別是PS/ABS等行業對苯乙烯價格變化影響較大。（2） 由于國內苯乙烯自給率較低，大量產品進口，因此國內苯乙烯價格在一定程度上受到國際苯乙烯價格的影響。（3） 從全球苯乙烯的產能增長情況與下游需求情況來分析，全球需求最旺。增長最快跌的市場集中在我國大陸。因此，我國大陸是未來幾年最具潛力的市場，而供應的增長也恰恰集中在該區域。該區域不僅占有高速增長的市場需求優勢，而且能保證系列原料供應的相對穩定，以此可以推斷，未來幾年我國苯乙烯市場的變化格局將會直接影響全球市場。生產工藝的反應歷程1.5.1反應方程式CH＜催化劑＞1.5.1反應方程式CH＜催化劑＞25除脫氫反應外，同時發生一系列副反應，副產物甲苯、甲烷、乙烷、焦油等；CHCHTCH+CH65256624CHCH+HTCHCH+CH652526524CHCH+HTCH+CH652526626CHCHT8C+5H6 52 5 2CHCH+16HOT8CO+21H6 52 5 2 2 2為了減少在催化劑上的結炭，需要在反應器進料中加入高溫水蒸氣，從而發生下述反應：C+HOTCO+2H222脫氫反應式1mol乙苯生成2mol產品（苯乙烯和氫氣），因此加入蒸氣也可使苯乙烯在系統中的分壓降低，有利于提高乙苯的轉化率。催化劑以三氧化二鐵為主，加上氧化鉻、氧化銅、氧化鉀等助催化劑涂于氧化鐵或碳酸鉀等載體上，投料比為水蒸氣：乙苯=2?3:1（質量比），反應所得的氣體混合物經冷凝、油水分離、多塔分離和精制，制得苯乙烯。反應過程（1）脫氫過程在脫氫反應器中，苯乙烯的產率與水蒸氣用量和反應溫度有關。水蒸氣用量太少或反應溫度太低，反應不完全，產率低；水蒸氣用量過多或反應溫度過高，催化劑結炭而降低產率。將原料中的水蒸氣（按比例過量）有助于反應向右移，也要嚴格控制反應溫度。（2）冷凝過程在冷凝器中，將脫氫反應的產物冷凝，降低其溫度。（3） 油水分離過程冷凝后，因反應中的水蒸氣變為水，通過氣體壓縮機和油水分離器，將有機相和水分離。（4） 多塔分離過程油水分離的有機相進入粗餾塔，并加入阻聚劑防止苯乙烯聚合，還要進入乙苯塔、苯乙烯精餾塔、苯甲苯塔，將依次它們分離出來，把分離出來的乙苯送回脫氫反應器，使其循環。1.5.3生產方式的選取化工生產的操作可分為全間歇、半間歇、連續和半連續四種：在全間歇操作中，整批物料投在一個設備單元中處理一定時間，然后整批輸送到下一個工序；半間歇操作過程是間歇操作過程的連續操作過程。全間歇與半間歇(統稱間歇式操作)的優點是設備簡單，改變生產品種容易；其缺點是原料消耗定額高，能量消耗大，勞動生產率低，產品質量不穩定。連續式操作，原料及能量消耗低，勞動生產率高，因此比較經濟；但總投資較大，占地面積較大，一般單線生產能力為2-10萬噸/年。半連續操作與連續操作相比設備費用較少，操作較簡單，改變生產品種較容易，但產品質量不如連續操作穩定，與間歇操作相比，生產規模更大，勞動生產率也更高，用與較大規模的品種生產，一般為1-2萬噸/年。由于苯乙烯用量很大，需連續化大生產。采用連續式操作比較有利。苯乙烯生產能力根據設計任務規定為年產50萬噸。取年工作日為300天，則每晝夜生產能力為1666.6x103kg。每日生產能力同樣為1666.6x103kg苯乙烯，這樣的規模采用連續操作是比較合理的。1.6生產工藝說明1.6.1生產任務年產50萬噸精苯乙烯，純度〉9.8%。1.6.2生產方法的確定本工藝參照魯姆斯(Lummus)公司生產苯乙烯的技術，采用低活性、高選擇性催化劑，以乙苯脫氫法生產苯乙烯⑴。魯姆斯(Lummus)公司經典苯乙烯單體生產工藝技術具有深度減壓，絕熱乙苯脫氫工藝。乙苯(EB)脫氫是在蒸汽存在下，利用蒸汽來使并維持催化劑處于適當的氧化狀態。蒸汽既加熱反應進料、減少吸熱反應的溫度降，同時蒸汽也降低產品的分壓使反應平衡向著苯乙烯(SM)方向進行，且又可以連續去除積炭以維持催化劑的一定活性。高溫、高壓蒸汽稀釋和低反應系統壓力能提供良好的反應平衡曲線，對乙苯(EB)轉化為苯乙烯(SM)有利，在有兩個絕熱反應器的工業生產裝置中，乙苯(EB)的總轉化率可達到70%?85%。新鮮乙苯和循環乙苯先與一部分蒸汽混合，然后在一個用火加熱的蒸汽過熱器內進行過熱，再與過熱蒸汽相混合，在一個兩段、絕熱的徑向催化反應系統內進行脫氫。熱反應產物在一個熱交換器內冷卻以回收熱量并冷凝。不凝氣(主要是氫氣)壓縮后，經回收烴類后再用作蒸汽過熱器的燃料，而冷凝液體分為冷凝水和脫水有機混合物(DM)。在脫水有機混合物（DM）（苯乙烯、未反應乙苯、苯、甲苯和少量高沸物）中加入一種不含硫的阻聚劑（NSI）以減少聚合而損失苯乙烯（SM）單體，然后在乙苯/苯乙烯單體（EB/SM）分餾塔進行分離，塔頂輕組分（EB及輕組分（苯/甲苯）從塔頂取得）去乙苯分離塔，從而從乙苯分離出苯和甲苯，回收的乙苯返回脫氫反應器原料中。EB/SM塔底物（苯乙烯單體和高沸物）在最后苯乙烯分餾塔內進行分餾，塔頂產品即為苯乙烯（SM）單體產品，少量的塔底焦油用作蒸汽過熱器的燃料，蒸汽過熱器所需大部分燃料來自脫氫廢氣和苯乙烯焦油。生產控制參數及具體操作（1）溫度控制在600°C左右，負壓⑵；多塔投料配比水蒸氣:乙苯=3:1（質量比）（2）溫度、壓強和時間脫氫分離控制在常溫，常壓。（3）催化劑催化劑以三氧化二鐵為主，加上氧化鉻、氧化銅、氧化鉀等助催化劑涂于氧化鐵或碳酸鉀等載體上，使反應更好的發生，有利于苯乙烯的生成。（4） 阻聚劑在苯乙烯工藝中，需要阻聚劑的有兩個地方：一是苯乙烯精餾系統，二是苯乙烯產品貯存系統。在精餾塔中，苯乙烯處于120C的高溫，阻聚劑主要用來防止聚合物的生成；在苯乙烯貯存系統中，溫度一般為20C以下，聚合率較低，阻聚劑的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于溫度存在著很大的不同，對阻聚劑的要求也不一樣，所以，在蒸餾塔中使用無硫阻聚劑（2、4-二硝基-鄰-二-丁基酚（DNBP）俗稱NSI）,在苯乙烯貯存系統中使用4-叔丁基鄰苯二酚（TBC）。（5） 生產苯乙烯的工藝流程乙苯在水蒸氣存在下催化脫氫生成苯乙烯，是在段間帶有蒸汽再熱器的兩個串聯的絕熱徑向反應器內進行，反應所需熱量由來自蒸汽過熱爐的過熱蒸汽提供。在蒸汽過熱爐（1）中，水蒸氣在對流段內預熱，然后在輻射段的A組管內過熱到880C。此過熱蒸汽首先與反應混合物換熱，將反應混合物加熱到反應溫度。然后再去蒸汽過熱爐輻射段的B管，被加熱到815C后進入一段脫氫反應器（2）。過熱的水蒸氣與被加熱的乙苯在一段反應器的入口處混合，由中心管沿徑向進入催化劑床層。混合物經反應器段間再熱器被加熱到631C，然后進入二段脫氫反應器。反應器流出物經廢熱鍋爐（4）換熱被冷卻回收熱量，同時分別產生3.14MPa和0.039MPa蒸汽。反應產物經冷凝冷卻降溫后，送入分離器（5）和（7），不凝氣體（主要是氫氣和二氧化碳）經壓縮去殘油洗滌塔（14）用殘油進行洗滌，并在殘油汽提塔（11）中用蒸汽汽提，進一步回收苯乙烯等產物。洗滌后的尾氣經變壓吸附提取氫氣，可作為氫源或燃料。反應器流出物的冷凝液進入液相分離器（6），分為烴相和水相。烴相即脫氫混合液（粗苯乙烯）送至分離精餾部分，水相送工藝冷凝汽提塔（16），將微量有機物除去，分離出的水循環使用［3］。苯乙烯流程見附錄第二章主要設備物料衡算2.1主要設備物料衡算根據以上物料衡算，物料流程見圖2.1(kg/h)乙茉B2Z13水蒸汽258580氧氣111088188.472300169.111255乙茉塔乙茉B2Z13水蒸汽258580氧氣111088188.472300169.111255乙茉塔816S.4T2300i関.1112552Y10761022.4勸■甲苯甲苯169.1苯 血蕓乙席精僭塔茉乙烯6936.9圖2.1物料流程圖2.1.1計算依據根據設計任務，苯乙烯的年生產能力為50萬噸/年。開工因子=生產裝置開工時間/年自然時間。為了充分利用設備，開工因子應取的較大，接近1,但又不能等于1。因為還要考慮到設備的檢修以及開停車等情況。開工因子一般取為0.7?0.8。全年365天，則年生產250?300天；因此除去季保養、月保養、修理、放假等總計65無則年工作日為(365-65)天=300天。定每天生產為1批料，每小時生產為1班。可知每批料的生產能力為(500000x103/300)kg/天=1666.6x103kg/天。以此作為物料衡算的標準。依據質量守恒定律，對研究系統做物料衡算，可用下式表示:=工G+ZG+ZG出 損 積式中工G—輸入物料量總和;進工G—離開物料量總和；出工G一總的損失量；損工G—系統中積累量。積進出脫氫反應器的物料衡算投料量計算對連續生產可確定計算基準為Kg/批，則需計算每批產量及原料投料量。乙苯的脫氫反應(見反應歷程)其中原料規格：乙苯(99.6%) 水蒸氣(95%)原料乙苯含甲苯0.02%、含苯0.014%，含焦油0.006%。原料水蒸氣含5%的雜質氣體。每批產苯乙烯：G=1666.6Kgs投料比：水蒸氣:乙苯=3:1(質量比) 轉化率：脫氫過程為90%分離率：多塔分離過程為98%每班理論投料乙苯量：G]=(1666.6/24xl03xl06.16)/(104.15x90%x98%x98%)=8.1884xl04Kg每班理論投水蒸氣量：G=3x8.1884x104=24.565x104Kg2每批原料實際投入量：G=(8.1884x104/0.996)Kg=8.2213x104KgG=(24.565x104/0.95)Kg=25.585x104Kg2雜質：G=(25.585-24.565)x104Kg+(8.2213-8.1884)x104Kg=1.3259x104Kg3催化劑的量：G4=(25.585+8.2213)x104x0.3%Kg=1.3259x103Kg脫氫過程計算 轉化率為：90%苯乙烯的產量G=(8.1884x104x104.15x90%)/106.16Kg=7.23x104Kg5氫氣的產量：G=(8.1884x104x90%x2)/106.15Kg=1.3885x103Kg6氧氣的加入量：G=(0.5x32x1.3885x103)/2=1.1108x103Kg7乙苯剩余量：G=8.1884x104x(1－90%)=8.1884x103Kg8生成水G=(1.3885x103x18)/2=1.2496x104Kg9進出脫氫反應器的物料衡算見表2.1：

表2.1進出脫氫反應器的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質量Kg序號物料名稱質量Kg1乙苯（99.6%）822131乙苯（100%）8188.42水蒸汽（95%）2585802水蒸汽2585803氧氣111083水蒸汽124964催化劑1022.44苯乙烯723005甲苯169.16苯1127焦油558催化劑1022.4總計352923總計3529232.1.3冷凝油水分離階段的物料衡算脫氫結束后用冷凝器加以冷凝，除去水，溫度必須控制在20°C左右。進出冷凝油水分離器的物料量如下表2.2：表2.2進出冷凝油水分離器的物料衡算表（Kg/批）輸入 輸出質量序號物料名稱質量Kg序號物料名稱Kg1乙苯8188.41乙苯8188.42苯乙烯723002苯乙烯723003甲苯169.1有機層3甲苯169.14苯1124苯1125焦油555焦油556水蒸汽2710766水271076無機層7催化劑1022.47催化劑1022.4總計352923總計352923

2.1.4粗餾塔的物料衡算將有機相加入粗餾塔中進行分離，同時加入阻聚劑防止苯乙烯聚合。加入阻聚劑的量為：（8188.4+72300+169.1+112+55）x0.3%=242.45Kg粗餾塔的物料衡算結果如下表2.3：表2.3粗餾塔的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質量Kg物料名稱質量Kg1乙苯8188.4乙苯8188.42苯乙烯72300塔頂甲苯169.13甲苯169.1苯1124苯112苯乙烯723005焦油55塔底焦油556阻聚劑242.45阻聚劑242.45總計81066.95總計81066.952.1.5乙苯塔的物料衡算表將粗餾塔塔頂的物料加入到乙苯塔中，進行分離。物料衡算結果如下表2.4表2.4乙苯塔的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質量Kg序號物料名稱質量Kg1乙苯8188.4甲苯169.12甲苯169.1塔頂苯1123苯1124塔底乙苯1637.68總計8469.5總計8469.52.1.6苯乙烯精餾塔的物料衡算將粗餾塔塔底的物料加到苯乙烯的精餾塔中進行分離，進一步濃縮苯乙烯的濃度。苯乙烯精餾塔衡算表如下表2.5：

表2.5苯乙烯精餾塔的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質量Kg序號物料名稱質量Kg1苯乙烯723002焦油55塔頂苯乙烯723003阻聚劑242.45焦油55塔底阻聚劑 242.45總計72597.45總計總計72597.45總計72597.452.1.7苯/甲苯的物料衡算將乙苯塔塔頂的物料送到苯甲苯塔中，進行分離。計算結果如下表2.6：表2.6苯/甲苯塔的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質量Kg序號物料名稱質量Kg1苯112塔頂苯1122甲苯169.1塔底甲苯169.1總計281.1總計281.1第三章主要設備熱量衡算和設計3.1熱量衡算3.1.1能量守恒定律熱量衡算按能量守恒定律，在無軸功條件下，進入系統的熱量與離開熱量應該平衡，在實際中對傳熱設備的衡算可由下式表示Q+Q+Q二Q+Q+Q （1—1）123456式中：Q—所處理的物料帶入設備總的熱量；1Q—加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱量（符號規定加熱劑加入熱量為“+”，2冷卻劑吸收熱量為“-”），KJ；Q—過程的熱效率，（符號規定過程放熱為“+”；過程吸熱為“-”）；3Q—反應終止時物料的焓（輸出反應器的物料的焓）；4Q—設備部件所消耗的熱量，KJ；5Q—設備向四周散失的熱量，又稱熱損失,KJ；6熱量衡算的基準可與物料衡算相同，即對間歇生產可以以每日或每批處理物料基準。（計算傳熱面積的熱負荷必須以每小時作為基準，而該時間必須是穩定傳熱時間）熱量衡算溫度基準，一般規定25°C。從（1—1）式中可得：Q二Q+Q+Q-Q-Q （1—2）2 4 5 6 1 3式中各項可用以下計算方法3.1.2熱量計算（1）Q和Q的計算14Q和Q均可以用下式計算：14Q=工mcT（T）ii12式中：m—反應物體系中組分i的質量，Kg;ic—組分i在0—TC時的平均比熱容，KJ/(Kg.°C)或KJ/(Kmol?°C);iT(T)—反應物系反應前后的溫度，C12Q=(mc+mc+mc)x3731乙苯乙苯水水氮氣氮氣=[(81884xl.738)+(245650x4.2)+(11108x3.5)]x373=452420052.2KJQ=(mc+mc+mc+mc+mc)x3734乙苯乙苯苯乙烯苯乙烯甲苯甲苯苯苯焦油焦油=[(8188.4x1.859)+(72300x1.555)+(169.1x1.834)+(112x3.5)+(55x1.828)]x333=42774317.87KJQ5的計算冷凝器帶走的熱量Q=376146336.9KJ5Q6的計算設備向四周散失的熱量Q可用下式計算：6Q=工Axa(T-T)0x10-36w式中A—設備散熱銘記(mJ；T一設備外表溫度，°C；wT—環境介質溫度，°C；e—操作過程持續時間(s)；a—對流傳質系數，W/(m2.°C)當空氣做自然對流，散熱層表面溫度為50?350°C時，經計算得：A=(8.8x兀x1+2x0.785)+(7.6x兀x1+2x0.785)+(5x兀x1+2x0.785)+(10.0x兀x1+2x0.785)=104.926m2a=8+0.05T=8+0.05x60=11W/(m2?°C)wQ=104.926x11x(100-25)x3x3600x10-36=934890.66KJ過程效應熱Q3的計算過程效應熱可分為兩類，一類是化學過程熱效應即化學反應熱效應；另一類是物理過程熱效應。物料經化學變化過程，除化學反應熱效應外，往往伴隨著物料狀態變化熱效應但本工藝流程中物理過程熱效應較低，可忽略不計，故過程熱效應可由下式表示：Q二Q+Q3rp式中Q—化學反應熱效應，KJ；rQ—物理過程熱效應，KJ；(可忽略不計)pQ可通過標準化學反應熱q0計算：rrQ=(1000G/M)q0rAAr式中q0—標準化學反應熱，KJ/mol；rG—參與化學反應的A物質質量，Kg；AM—A物質分子量。Aq0二工(q0)-工(q0)rcRcP反應體系中各物質標準焓為乙苯(40.219KJ/mol)苯(33.871KJ/mol)甲苯(18.029KJ/mol)q0=(33.871+18.029-40.219)KJ/mol=51.86KJ/molrQ=Q=(1000x72300x51?86/104.15)=36000748?9KJr3(5)熱負荷Q2的計算Q=(Q+Q+Q)-(Q+Q)245613=(42774317.87+376146336.9+934890.66)-(452420052.2+36000748.9)=-68565255.67KJ查手冊得冷卻水得C為4.187KJ/(Kg.°C),則冷卻水的用量：pG=Q/[C(t-1)]=68565255.67/[4.187x(60-25)]=467878.5Kgp出進熱量衡算表由能量守恒定律Q+Q+Q=Q+Q+Q，能量衡算結果見表3.1：1 2 3 4 5 6表3.1熱量衡算表輸入輸出符號符號意義結果KJ/h符號符號意義所處理的物料Q1帶入設備總的452420052.2Q4反應終了時物料的焓42774317.87熱量Q22加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱量68565255.67Q55設備部件所消耗的熱量376146336.9Q3過程的熱效率36000748.9Q6物理過程熱效應934890.66Qr化學反應熱效應36000748.9總計419855545.4419855545.43.2苯甲苯精餾塔的設計計算Dx通過計算D=1.435kmol/h,一d=耳,設耳二98%可知原料液的處理量為FxFF=7.325kmol/h，由于每小時處理量很小，所以先儲存在儲罐里，等20小時后再精餾。故D=28.7koml：h,F=146.5kmol/h,組分為x二0.18,要求塔頂餾出液的組成為x二0.90,塔底F D釜液的組成為x二0.01。W設計條件如下：操作壓力:4kPa(塔頂表壓)；進料熱狀況:自選；回流比:自選；單板壓降S0.7kPa；全塔壓降:E二52%。T3.2.1精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 MA二78.11kg/kmol甲苯的摩爾質量 MB二92.13kg/kmolx=0.18 x=0.90 x=0.01F D W原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量

Mf二0.18x78.11+(l-0.18)x92.13=89.606kg/kmolMD二0.9x78.11+(1-0.9)x92.13=79.512kg/kmolM-MW-0.01x78.11+(1-0.01)x92.13=91.9898kg/kmol(3)物料衡算原料處理量F=146.5kmol/h總物料衡算146.5=D+W苯物料衡算146.5x0.18=0.9xD+0.01xW聯立解得D=27.89kmol/hW=118.52kmol/h精餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VM— VM— Vm—S3600pVm89.248x81.5863600x2.93—0.690m3/sLM Lm—3600p61.358LM Lm—3600p61.358x82.993600x802.1—0.0017m3,sLm由umaxC式中C由式計算，其中的C由課本查取，圖的橫坐標為見(附錄式中C由式計算，其中的C由課本查取，圖的橫坐標為見(附錄2)20°.0017X3600(爛)—0180.007x3600 2.93取板間距H—0.40m，板上液層高度hL=0.06m，則

TLH-hL =0.40-0.06=0.34mTL查圖(見附錄2)得C=0.07220C—C20/0.2C—C20/0.2—0.07220.41嚴20丿—0.0723Vu=C^l生=1.196m..sVu=C^l生=1.196m..smax p取安全系數為0.7，則空塔氣速為u=0.7u=0.7xl.l96=0.837m/smaxD二沁90二1.02m兀x0.837按標準塔徑園整后為D=1.2m塔截面積為TOC\o"1-5"\h\z兀 兀A=—D2=x1.2=0.942m2T4 4實際空塔氣速為0.693 0 ■u= =0.883ms0.785(2)精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z=(N-1)H=(10-1)x0.4=3.6m坐主 坐主 T精 精 T提餾段有效高度為Z=(N-1)H=(15-1)x0.4=5.6m提提T在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z+Z+0.8=3.6+5.6+0.8=10m精提篩板的流體力學驗算塔板壓降1)干板阻力h計算c干板阻力h由下式計算，即c(u)2(h=0.051亠c丿I0由d'5=5；3=1.67，查圖得,c=0.7720，0

r11.56丫2.92丿丿L0.772丿1801.1丿=0.0416m液柱故h=0.051c(2)氣體通過液層的阻力九計算氣體通過液層的阻力h1由下式計算，即h=Bh1LVu= Vu= s——aA—ATf0.6210.785—0.0567=0.853m/sF=0.853、2.92=1.46kg1/2/（M-s"2）0取B=0.61故h=Bh=B(h+h)=0.6K0.047+0.013)=0.0366m液柱1LWow液體表面張力的阻力h由下式計算，即h= l-5PgdL0h= l-5PgdL0=0.0021m液柱802.1x9.81x0.005氣體通過每層塔板的液柱高度h可下式計算，即ph=h+h+hpc1 5h=0.0416+0.0366+0.0021=0.080m液柱p氣體通過每層塔板的壓降為AP=hpg=0.08x802.1x9.81=629Pa＜設計值700PappL液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即eV=液沫夾帶量由下式計算，即eV=5.7x10-6ru]<H—h‘Tf3.2h=2.5h=2.5x0.06=0.15mfL5.7x105.7x10—6r0.85320.41x10-3（0.40—0.15A3.2=0.014kg液/k氣丿故本設計在液沫夾帶在允許的范圍內。4漏液對篩板塔，漏液點氣速U 可由下式計算，即0，minu =4.4(0.0056+0.13h-h)PJp0，min LG/V=5.985mS實際孔速u二11.56m/s011.565.985=11.565.985=1.93>1.5uK=―u0,min故設計中無明顯漏液。5液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高H應服從下式的關系dH“(H+h)dTw苯-甲苯物系屬一般物系，取申二0.5，則申(H+h)=0.5(0.40+0.047)=0.224mTw而H=h+h+hdpLd板上不設進口堰，h可由下式計算，即dh=0.153(u)2=0.001m液柱d0H=0.08+0.06+0.001=0.141m液柱dH“(H+h)dTw故本設計中不會發生液泛現象。3.3苯乙烯精餾塔的設計通過計算可知原料液的處理量為F=452.02kmol/h，組分為x=0.3，要求塔頂餾出液F的組成為x=0.997,塔底釜液的組成為x=0.001[4]。DW設計條件如下：操作壓力：4kPa(塔頂表壓)；進料熱狀況：自選；回流比：自選；單板壓降＜0.7kPa全塔壓降E二52%。T3.3.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯乙烯的摩爾質量 M=104.15kg/kmolA焦油的摩爾質量(假設) M二300kg/kmolBx=0.3 x=0.997x=0.001FDW原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M二0.3x104.15+(1-0.3)x300=241.245kg/kmolFM二0.997x104.15+(1-0.997)x300=104.738kg/kmolDM二0.001x104.15+(1-0.001)x300=299.8042kg/kmolB物料衡算原料處理量F=2260.1kmol/h再根據物料衡算可知，m=72300kg，m二55kg；可見苯乙烯精餾塔中只有微苯乙烯 焦油量的焦油，故可設定塔高和塔徑：精餾段有效高度Z=(N—1)H=(10-1)x0.4=3.6m精 精 T提餾段有效高度Z=(N—1)H=(5-1)x0.4=1.6m提 提 T在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z+Z+0.8=3.6+1.6+0.8=5m塔徑取D=1.2m精提3.4冷凝器的設計冷凝器按其制冷介質和冷卻方式，可以分為水冷式,空氣冷卻式和蒸發式三種類型。蒸發式冷凝器主要是利用冷卻水蒸發時吸收潛熱而使制冷劑蒸氣凝結［5］。根據能量守恒原理，假設熱損失可忽略不計，則單位時間內熱流體放出的熱量等冷流體吸收的能量［6］。熱負荷Q為：Q=Wc(t—t)hpc12

式中c-流體的平均比熱容，KJ/(Kg.°C)；pt—冷流體的溫度，C。Q=376146336.9kJ管殼式換熱器的對數平均溫度按逆流計算，即AtiAtAtiAt-At—2*lAtln2At1(600-100)-(20-10)—500

ln10—125.6C查得A申—0.65，所以At—A申Ati—0.89x125.6—111.784Cmm故S-QMt-黑鵲4-7159-2通過計算可知，選用TB4715-92，列管尺寸為直徑19mm；管心距為25mm；管程數為1;管子總根數為1267個；中心排管數為39個;管程流通面積為0.2239m2列管長度6000mm，換熱面積446.2m2，所以需要16個這樣的換熱器⑺。3.5油水分離器重力法脫除水中的油滴其基本原理是利用水與油的密度差，使含油污水中的油滴在設備中上浮而除去。按照Stokes定律，油滴的脫除效率只與油滴粒徑、油與水物性、處理量和浮升面積有關,而與浮升高度無關，這就是所謂的“淺池原理”。根據“淺池原理”即可以采用低浮升高度的多層板結構，以增大浮升面積，提高油滴脫除效率。而且由于多層板組當量直徑的減小，可使液流在較大流量下保持層流狀態，也有利于油滴的有效分離。但是，在一定的設備高度內，增加多層板層數、縮短板距，必然帶來要固定多層板而需的結構上的復雜與困難。所以，一般多層板除油裝置板距均較大，且不能十分保證水流分布均勻，其處理效率的提高及設備的緊湊化，就受到限制。另一種強化途徑是，使含油污水中的細小油滴通過聚結床合并為大油滴，則能使脫油效率得到較大的提高，這就是油滴的聚結。但采用聚結技術，也有限制，即流速要在一定范圍內，且不但需要另外的浮升分離空間，還需定期反洗，增加了投資和操作費用。本高效油水分離器，正是將“淺池原理”和“聚結技術”結合起來，用特殊的內部分離構件和配置，保證了在一定設備容積內，可提供最大的油滴浮升面積，以及盡可能多的油滴聚結機會，并使得水中油滴在浮升中聚結，在聚結中浮升，且內部液流分布均勻，防止了液流的短路與溝流，故在較短的停留時間內，可獲得較高的脫油效率［8］。高效油水分離器為一水平放置的臥式容器，主要由進水部分、出水部分、集油室和由斜通道波紋板構成的主體板組等構成，其結構特點為：可以采用盡可能小的板距而無需固定支撐構件，從而在一定高度設備內，有更多的油滴浮升分離層，保證了在較短的停留時間內，可脫除較小的油滴，得到較高的脫油效率；多層板組的當量直徑較小，可在較大流速下，保持層流狀態，避免了高處理量下湍流對油滴浮升所帶來的不利影響；由于斜通道波紋板一正一反迭放的特殊配置方式，整個板組內形成相互連接的之字形通道，水流在三維方向上不斷改變方向，這就為油滴之間的碰撞聚結和油滴與構件之間的勃附聚結，提供了更多的機會，在整個板組中，油滴在浮升中聚結，在聚結中浮升，更進一步促進了脫油效率的提高；由于板組之字形通道，也使板組內液流分布比較均勻，避免由于液流不均對脫油帶來的不利影響；固體懸浮物也有一定的脫除作用；內構件可采用較薄的碳鋼、鋁、不銹鋼或塑料制造，成本較低，制造、安裝和維護清洗都很方便；整個設備可以做成密閉式，可保證安全和防止二次污染。3.6過熱蒸汽爐過熱蒸汽爐的設計依據是按《蒸汽鍋爐安全技術監察規程》和《工業鍋爐通用技術條件》的規定,并以“安全可靠、節能經濟、保護環境、配套齊全、好用好造”為原則設計的。選用HS201或HS219。第四章“三廢”處理和安全事項4.1廢水化工廢水是指化學工業生產中產生的廢水