❶ 苯乙烯装置复杂吗
很复杂。
工艺流程说明——脱氢工序
a）过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热，去第三反应器（R-303）顶部热交换器，将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃，蒸汽去过热炉（F-302）过热，然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器，将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃。蒸汽去过热炉（F-303）过热后，去第一反应器（R-301），与乙苯、一次配汽混合后，依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应。
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网。燃料气自管网进入动力车间燃料气罐，脱液后，进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）。经V-313缓冲后，分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量。
b）乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B），被来自F-303的水加热后，进入乙苯蒸发器（E-303），与来自管网的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合，同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃。
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右，进入第一反应器（R-301），与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀，混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升，其出口温度也上升），在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应，乙苯转化率约40 %，反应后的气体温度降至540 ℃左右。此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器，被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右，进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应，总转化率达到约60 %。反应后，混合气温度降至578 ℃左右。此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器，被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热，温度上升至610 ℃左右，进入第三反应器（R-303）催化剂床层，继续进行乙苯脱氢反应，第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %。
自第三反应器（R-303）出来的反应气体，进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后，自身温度下降至300~320 ℃，再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热。在E-302下段，产生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段，产生0.04 MPa（表）蒸汽。
0.32 MPa蒸汽去管网，作精馏系统热源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源。
c）冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后，温度下降，被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷，温度下降至70 ℃左右，分别进入四组空气冷却器（EC-301），温度降至55 ℃以下，进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离。
V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离。V-307为隔板式分离器，油、水混合物在此靠密度差分层。当油位高过隔板高度时，进入油相区，自流至炉油罐（V-309），与阻聚剂混合后，由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）。由于V-306为负压，而V-307为正压，`故V-306至V-307管线中，存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃。
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝，冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312），在V-312出口有三个阀门，分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统。
当脱氢反应系统为正压操作时，V-311水放掉，尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时，V-311中充水，V-311有一工业水补充管线，防止罐内缺水，空气进入尾气系统，影响系统压力和安全生产。由于系统负压，自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水，保持压力平衡，阻止空气进入系统。
d）真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压，以有利于脱氢反应的进行。
真空系统有二套，一套为液环式真空/压缩机组，用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵，作备用。该泵用0.6 MPa蒸汽作动力，一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用，或在液环式真空泵故障时临时使用。
液环式真空/压缩机组流程：
真空/压缩机组用乙苯作动力，包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁。设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器。真空泵盐水流量为42.3 m3 /h，压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h。
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时，吸入罐（V-312）出口气体，进入真空泵（真空泵入口有一止回阀），与乙苯混合，气、液混合物进入分离罐中，液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下，继续作真空泵动力，多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统。
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右，真空过高，设备振动、噪声大，易损坏设备。
未凝气体进入压缩机后，与乙苯混合，气液混合物进入压缩机分离罐中，不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下，继续作压缩机动力。
二台隔离液泵，分别形成自身循环系统，为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油。
二个分离罐中多余液体排入地槽，地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）。
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的，具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用，设备自身带有氧含量在线分析仪，监视系统氧含量（应低于体积分数0.1 %），以保证设备安全运行。
蒸汽喷射泵流程：
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312，在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵，与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309），冷凝下来的液相进入V-307，气相进入循环水冷凝器（E-310），冷凝液进入V-307，不凝气可到PSA装置（或放空）。
e）污水汽提
自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器，在此油水进一步分离。油相自流入油水分离罐（V-307），水相进入汽提塔预热器（E-307），与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热，再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部。在塔内与塔底上升蒸汽接触，进行传质传热，油与蒸汽的混合物从塔顶馏出。经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后，凝液进入油水分离罐（V-307），不凝气进入尾气盐冷器（E-306），使得汽提塔形成负压。
T-301热源：0.04 MPa蒸汽，当热量不足时，由0.6 MPa蒸汽补充。
T-301底部汽提水进入污水罐（V-310），由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A），加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后，再去E-304B加热乙苯物料，最后送至采暖水罐（V-318），然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐，作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源。
T-301塔为负压塔，压力由PIC-329控制，塔内为二段250Y填料。
此系统于2008年4月检修时，为不影响生产，增加了停汽提塔时的流程。具体流程如下（流程图附后）：
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）。
P-303泵向F-303对流段供水，经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后，进入V-310罐由P-303泵向F-303供水。水不够时可由工业水或动力回用污水补水。
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水。汽提塔及聚结器系统保留原流程。
f）阻聚剂配制
DNBP配制系统：
自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304），DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶），配制成约质量分数10 %浓度的溶液，经搅拌釜搅拌30分钟后，自流入计量罐（V-304A）中，由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷，调整相应加入量），送至脱氢炉油中间罐（V-309）中，加入浓度为300~1000mg/kg。
TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314），TBC粉末从配制釜上部加入5kg，配制成质量分数约0.4 %浓度溶液，经搅拌釜搅拌15分钟后，自流入计量罐（V-314A）中，由隔膜计量泵（根据生产负荷，调整相应加入量）送至E-406气相线，随冷凝液同时进入苯乙烯成品中，控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg。
缓蚀剂配制：
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液。用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中。
g）氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统，即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306），最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机。N2压力提高至150~170kPa左右，至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301，形成N2循环。
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时，反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温。
1.1.3.2精馏系统
a）T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量，经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中，由壳程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水预热后，于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）。轻组份苯、甲苯、乙苯混合物，自塔顶馏出，经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝。大部分组份被冷凝下来，进入回流罐（V-401），未冷凝的气相芳烃组份，继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝，冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统。
V-401中的液相组份，由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流，另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯。T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油，由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402），继续分离。
T-401塔为负压塔，加热热源为0.3 MPa蒸汽。
b）T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入。塔顶组份为苯乙烯，纯度可达质量分数99.8 %以上。气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝，冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵，与T-401塔共用一台真空泵。
来自TBC计量泵的TBC溶液，打入E-406入口气相线，进入塔内，（也可直接进入苯乙烯成品罐中）。V-403中的苯乙烯，由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流，另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却，入苯乙烯中间罐（V-405A/B）。塔加热热源为0.3 MPa蒸汽。
塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加热，蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后，凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售。VF-401A/B为真空操作，由精馏真空泵形成。
c）T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份，在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热，进入T-403塔底部第一段填料的上部，进行精馏。
塔顶蒸出的苯、甲苯，经循环水冷凝器（E-412）冷凝，凝液进入回流罐（V-406）。一部分由P-405打至塔顶作回流，另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）。V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区。
塔釜乙苯先进入E-411加热进料，自身温度下降，又经水冷器（E-425）冷却后，去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）。此部分乙苯称为循环乙苯。
T-403塔为常压塔，加热热源为0.6 MPa蒸汽。
d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后，通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水，换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内。
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后，通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内。
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。
2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后，通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内。
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内。
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内。
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水。
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水，另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后，经P-307泵可向急冷、喷淋供水。
⑶在满足上述情况用水后，其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐。
⑷当V-415回收罐内液位不足时，可通过打开工业水补水阀门方式补水，以满足用水需求。
e）精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯，系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器。乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵，与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合，气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中，液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中，气相从放空管线排出。
1.1.3.3中间罐区
中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台，炉油泵2台，苯乙烯送出泵2台。其中，乙苯罐4台，位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台，位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台，位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）。乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B。
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时，改造为内浮顶罐。
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料，由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后，送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油，经脱水后，由炉油泵（P-505）送至精馏工序。
乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内。
1.1.3.4PSA系统
苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口，压力为0.027 MPa，此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵，出口压力为常压，经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B，一开一备），加压到0.027 MPa，再经冷却器（E-101）冷却至常温后，两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水，再进入压缩机（C-102A、B，一开一备）加压到1.5 MPa。经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水，再进入冷干机（D-101A、B，一开一备）降温，粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等，脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106），经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后，进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统。PSA制氢系统采用6塔操作，2塔同时进料，3次均压，抽空降压解吸的工艺流程。原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器，吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等，弱吸附的氢气等组份未被吸附，在吸附压力下从吸附器顶部流出，得到产品氢气，经流量计（FIQ-102）计量后送往界外。大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上，通过减压，使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附，得到解吸气，同时使吸附剂得到再生。
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤。逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101，程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104），再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105），然后送出界外到工厂火炬管网。
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pdmxamrdkx84632006102011/12/10 19:46:39gjcipbhjtn52785381082011/12/10 19:46:39 1 、河南煤化集团鹤煤投资有限公司 年产10万吨1,4丁二醇项目一期工程PSA制氮、空压站等建筑安装工程 3617*37万元 2011*5*10-2012*3*15 中间罐区、空压站及氮气增压站、PSA制氮、外管、总图等的建筑安装 河南省鹤壁市宝山循环经济产业聚集区 2 、 宜兴协联生物化学有限公司 5万吨/年柠檬酸扩建项目安装工程 1200万元 2011*4*5-2011*12*5 5万吨/年柠檬酸扩建安装工程 宜兴市北郊工业园区，宜兴协联热电有限公司内部西侧 3、 包头市山晟新能源有限责任公司 3000吨/年多晶硅项目 45000万元 2011*03*15-2011*12*30 3000吨/年多晶硅建筑安装施工总承包 内蒙古自治区包头市土石旗 4 、国电宁夏英力特宁东煤基化学有限公司 30万吨/年醋酸乙烯、10万吨/年聚乙烯醇项目建筑安装主体施工B标段工程 18996万元 2011*03*15-2012*07*30 聚乙烯醇装置及相关区域建筑安装工程 宁夏灵武市宁东镇煤化工园区C区国电英力特宁东工业园内 5、 国电宁夏英力特宁东煤基化学有限 国电宁夏英力特宁东煤基化学有限公司乙炔、一氧化碳、脱硫剂多联产项目B标段工程 17000万元 2011*03*15-2012*02*29 电石炉装置辅助设施土建安装工程及公用系统土建安装工程 宁夏灵武市宁东镇煤化工园区C区国电英力特宁东工业园内 6、南京蓝星化工新材料有限公司 4*4万吨/年四氢呋喃(THF)及3万吨/年聚四氢呋喃(PTMEG)项目 1100万元 2011*02*25-2011*09*30 建设内容包括变配电、污水处理、事故应急池、循环水系统、仓库及罐区等配套工程 南京化学工业园区赵桥河路 7、风神轮胎股份有限公司 500万条高性能乘用子午胎工程主厂房C区、D区及动力站设备安装调试施工 1372万元 2011*12*01-2011*06*30 主厂房C区、D区及动力站设备安装调试 河南省焦作市东南路48号 8、 江西星火有机硅厂 12万吨/年有机硅下游系列产品项目W1、W8及外管廊建安工程 4145*9115万元 2011*11*25-2011*8*30 W1、W8及外管廊建安工程 江西省永修县 9、蓝星化工新材料股份有限公司江西星火有机硅厂 20万吨/年有机硅单体工程安装工程（C标段） 1319*17万元 2011*11*18-2011*8*31 20万吨/年有机硅单体工程安装工程（C标段） 江西省永修县杨家岭 10、岱山宏金石油销售有限公司 长涂油品仓储项目 1780万元 2011*11*8-2011*6*18 油罐制造、工艺、消防、给排水、监控管理系统、仪表、钢结构、电气、喷砂、油漆、保温等安装工程 浙江省舟山市岱山县大长涂岛 11、 路博润添加剂（珠海）有限公司 路博润添加剂EPC项目 98000万元 2011*11*1-2012*7*31 一期、二期EPC合同范围内的所有设计、采购、安装工程。 广东省珠海市高栏港经济区 12、蓝星安迪苏南京有限公司 AT88项目主道路、主地下管网工程 2075万元 2011*11*01-2011*02*15 主道路、主地下管网工程 南京化学工业园赵桥河路 13、 安徽华塑股份有限公司 100万吨/年聚氯乙烯项目一期工程 3512万元 2011*10*25-2011*4*12 一期工程烧碱装置区域、总图、管廊土建及钢结构工程施工 安徽省定远县炉桥镇 14、云南禄丰工投能源有限责任公司 10万吨/年炭质还原剂 2500万元 2011*10*09-2011*07*12 10万吨/年炭质还原剂项目一期工程二标段建筑安装工程及机电安装工程、非标制作、筑炉及防腐保温工程 云南省禄丰县 15、云南先锋化工有限公司 褐煤洁净化利用试验示范工程 4000万元 2011*09*25-2011*08*31 先锋褐煤洁净化利用试验示范工程装置区建筑安装工程热电站、热电站开闭所、点火油罐区建筑安装 云南省昆明市寻甸县 16、上海葛兰素史克生物制品有限公司 改扩建项目 1844万元 2011*07*01-2011*06*31 改扩建项目SH0901设备材料采购;新建冷库、扩建收发货平台及包装车间 上海 市浦东新区张江高科技园区牛顿路277号 17、 国电英力特能源化工集团股份公司 宁东120万吨/年煤基多联产项目 13767万元 2011*07*01-2012*06*30 50万吨/年甲醇、10万吨/年一氧化碳提纯、6000吨/年氢气提纯的C标段区内建筑安装 宁夏灵武市宁东镇煤化工园区C区 18、孚宝渤海石化（天津）仓储有限公司 临港石化罐区一期项目EPC工程 22960万元 2011*06*01-2011*07*30 32个产品储罐(32个产品罐区包括：6台5000M3、7台3800M3、2台3100M3、7台2500M3、10台1500M3)、公用设施、建筑物、土建、其他储罐、设备、管线、涂装、保温、电气、仪表等相关工程的设计、施工、采购及试车。 天津临港工业区 19、南京宝宁化工有限公司 5万吨/年改质沥青工程 1830万元 2011*06*05-2011*11*15 沥青改质、沥青固化成型及沥青输送系统的土建安装、沥青堆场和综合楼设备安装、沥青堆场区域主干道、辅助生产设施、设备用才采购。 南京市中华门外 20、蓝星化工新材料股份有限公司江西星火有机硅厂 12万吨/年有机硅项目 5529*68万元 2011*4*22- 2011*1*31 12万吨/年有机硅系列下游产品建筑安装及机电安装工程 江西省永修云山经济开发区 21、中国石油四川石化有限责任公司 中国石油四川石化炼化一体化项目 11000万元 2009*12*21-2013*09*30 中国石油四川石化炼化一体化项目公用工程及辅助生产设施部分炼油区系统管网土建安装过程施工总承包 四川省彭州市隆丰镇 22、 鄂尔多斯市金诚泰化工有限公司 60万吨/年甲醇 6000万元 2009*08*16-2011*06*30 煤浆制备、气化、渣水处理、变换及热回收、区域变电所土建安装，中央控制室、中央化验室安装 内蒙古自治区鄂尔多斯市乌审旗图克工业项目区 23、青海盐湖工业集团股份有限公司 综合利用项目二期12万吨/年PVC项目 8642万元 2009*05*25-2011*03*30 综合利用项目二期12万吨/年PVC项目建筑安装、机电、工艺设备、电气仪表安装工程 青海省格尔木市察尔汗盐湖 24、越南国家石油天然气局 越南金瓯化肥项目 9350万元 2009*04*15-2011*05*03 循环水、除盐水、空压站、氮气站、合成氨分电站、全场外管、全场给排水及总图运输等公用工程；天然气分配站、消防水站等辅助产品设施土建及安装工程；以及餐厅、门卫等服务设施建筑工程；现场临时供水管线、二期临时仓库及住宿设施 越南金瓯省金瓯市乌明县 25、 乌海华油天然气有限责任公司 海南区焦炉煤气综合利用节能减排项目焦炉煤气制LNG工厂设计、采购、施工及开车总承包工程 72000万元 2011*2*22-2012*8*15 15*6*104NM3/h净化装置、10*104NM3/h焦炉煤气甲烷化装置、4*104NM3/h合成天然气液化装置和长输管线输送站（中间站），以及上述工艺装置界区内所有的公用工程和辅助设施 内蒙古自治区乌海市海南区西来峰工业园区 26、乌海华油天然气有限责任公司 乌海市海勃湾区千里山LNG项目设计、采购、施工及开车总承包工程 75000万元 2011*2*22-2012*8*15 15*6*104NM3/h净化装置、10*104NM3/h焦炉煤气甲烷化装置、4*104NM3/h合成天然气液化装置和长输管线输送站（首站），以及上述工艺装置界区内所有的公用工程和辅助设施 内蒙古自治区乌海市海勃湾区千里山工业园区 27、东营港有限责任公司 中海油东营港项目油库区原油罐区及油库区公用工程(PC1） 27510*84万元 2011*6*15-2012*9*6 中海油东营港项目油库区原油罐区及油库区4*100000 m3浮顶罐、2*50000 m3 浮顶罐及配套公用工程施工 山东省东营市东营港经济开发区 28、南京沿江工业开发区管委会市政建设局 沿江工业开发区污水管网及提升泵站建设BT项目 15000万元 2011*05*01-2011*12*01 污水管网、提升泵站等 南京沿江工业开发区 29、新疆美克化工有限责任公司 二期年产10万吨1,4丁二醇项目甲醇、甲醛装置建筑安装工程 3578万元 2011*5*15-2012*9*1 甲醇装置、甲醛装置、制氢装置、罐区、装置内管廊土建、安装工程 新疆库尔勒市经济开发区 30、伊犁新天煤化工有限责任公司 伊犁新天年产20亿立方米煤制天然气项目气化及备煤装置Ⅱ标段工程 30560*43万元 2011*5*1-2013*6*30 公用装置、气化装置、净化装置、甲烷化装置、空分装置、污水处理及回用装置、备煤装置、装置区给排水 新疆伊宁市巴彦岱镇 这是十四化建目前所有在建的项目，至于十四化建好不好，网上评价的也很多很多了，不再评价了，项目分布很广，大西北的偏多，环境比较艰苦。
❸ 臭氧氧化在水处理过程中，投加量怎么确定
3. 1 臭氧投加量的确定
为保证接触装置的设计合理、可靠，应通过模拟试验取得设计参数。但是由于目前没有原水中的COD 组分的详细分析，也没有臭氧投加量的小试数据，因而此处根据公开发表的文献以及臭氧供应商的建议来确定臭氧投加量:《城市污水二级处理水臭氧深度处理初探》的实验结果表明，臭氧对色度的去除非常有效，在臭氧消耗量为5mg/L 和反应时间为5min的条件下，出水色度为3 度以下，脱色率高达80%以上，其结论指出在臭氧氧化和生物处理组合工艺中，考虑到臭氧氧化的目标和经济运行费用，臭氧氧化最佳设计运行参数建议为臭氧消耗量5mg/L，臭氧接触氧化时间5~ 10min; 北京经济技术开发区经开再生水厂(4 万m3/d) 采用CMF+ O3 工艺，臭氧投加量为5~ 8mg/L，接触时间约为34m in; 日本东京有明再生中心臭氧投加量为4. 9mg/L，出水色度小于10。综合考虑本工程原水为一级A 出水，又经过自清洗过滤器和超滤膜处理，水体中的污染物含量以及色度会有所降低(西安建筑科技大学在北京北小河污水处理厂利用二沉池出水直接进行超滤膜处理试验，其试验结论指出总大肠杆菌和粪大肠杆菌的去除率大于99%，对CODcr 的平均去除率为22. 63%，对色度的平均去除率为38. 52%，对氨氮的平均去除率为2. 42%) ，因而此处选用5mg/L 臭氧投加量，臭氧浓度为12%(质量比) ，接触时间约为20min，纯氧需要量为48m3/h。
3. 2 氧源的确定
臭氧发生器的氧源主要包括空气、现场制氧。
采用空气制臭氧，由于其效率低、能耗较高而多用于臭氧量非常小的情况，本工程采用现场制氧再制臭氧的方案，重点对现场制氧的方案进行比较。
(1) 常压解吸变压吸附制氧PSA(推荐)。由空压机增压,再生时放到常压进行解吸，利用余压将产生的氧气供给用户。
(2) 真空解吸变压吸附制氧VPSA。由鼓风机供气，供气压力较低，再生时需要设置真空泵抽真空进行解吸。
(3) 真空解吸制氧VSA。原理同VPSA，只是原料空气进气压力低于VPSA，所以设备规模更大。
❹ 膜分离技术的技术特点
废水进入蒸发器抄之间，与即袭将排除系统的蒸馏水进行热交换，提高废水温度，回收热量，保证系统出水带走的热量降低。
机械蒸汽再压缩时，通过机械驱动的压缩机将蒸发器产生的二次蒸汽压缩至较高压力，通过提高二次蒸汽的品质(温度、压力、焓值、)进入蒸发器循环使用。用机械蒸汽再压缩方式加热的蒸发装置操作仅需很少的热量。机械蒸汽再压缩的工作原理类似于热泵，几乎全部的蒸汽都通过电能进行压缩和再循环，只需很少的生蒸汽用于开车和系统的平衡。
废水零排放之MVPC蒸发器的特点：
(1)低能耗、低运行费用；
(2)占地面积小；
(3)公用工程配套少，工程总投资少；
(4)运行平稳；
(5)无需原生蒸汽。