建设年产65万吨苯酚丙酮装置环境影响评价评价.docx

建设年产65万吨苯酚丙酮装置环境影响评价评价.docx

《建设年产65万吨苯酚丙酮装置环境影响评价评价.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《建设年产65万吨苯酚丙酮装置环境影响评价评价.docx（52页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

建设年产65万吨苯酚丙酮装置环境影响评价评价

建设年产65万吨苯酚丙酮装置

环境影响评价

1建设项目概况

1.1项目地点及相关背景

1.1.1建设地点

拟建项目建设地点位于某化学工业园区长芦三期规划中的3C1和3C2地块，占地面积249657.86平方米，其中绿化面积为47000平方米，绿化率为18.82%。

1.1.2建设背景

本项目将由某石油化工有限公司和某苯酚中国有限公司合资建设，经营体制为中外合资企业，双方股比暂定各为50％，合资期限为50年。

某石油化工有限公司（以下简称扬子石化）改制前是扬子石油化工公司，成立于1983年9月，1984年开始基本建设，1990年全面建成投产。

1998年实施资产重组。

经过20多年的持续高效健康发展，扬子石化已经成为我国重要的石化生产基地。

现拥有以800万吨/年原油加工、72万吨/年乙烯、140万吨/年芳烃、105万吨/年精对苯二甲酸（PTA）、87万吨/年塑料、30万吨/年乙二醇、21万吨/年丁二烯为主的40余套大型石油化工装置，每年可生产聚烯烃塑料、聚酯原料、基本有机化工原料、油品、合成橡胶5大类60余种产品800余万吨，是目前国内最大的纯苯、对二甲苯、邻二甲苯、PTA、乙二醇、丁二烯和环氧乙烷生产供应商之一。

扬子石化的关联企业——扬子分公司拥有装机容量36万千瓦电厂、66万吨/日供水、3450立方米/小时污水处理等公用工程辅助设施。

为应对全球化市场竞争，扬子石化坚持对外合资合作，先后建立了10家合资企业。

某集团是1998年建于英国的一个私人公司，在收购了BP亿诺化学之后成为全球第三大化学公司，2007年销售额474亿美元，员工总数15500人，在全球14个国家拥有65个生产基地，石油化学产品总产能4000万吨/年，炼油能力40万桶/天。

某集团下设17个子公司，某苯酚是其中一个重要的子公司，其销售额占集团公司的10％左右。

某苯酚公司是世界上最大的苯酚和丙酮生产商，其经营范围主要从事苯酚、丙酮、异丙苯，AMS和苯乙酮的生产和销售。

它在全球的苯酚和丙酮总生产能力是世界排名第二到第四的三家公司产能的总和。

某在欧洲和美洲建有三个世界级规模的苯酚丙酮生产厂，分别位于德国的GLADBECK、比利时的ANTWERP和美国的MOBILE，这些生产厂产品的销售已经形成一个全球性的销售网络，这使得某苯酚可以在全球范围内向用户供应质量安全可靠、价格具有竞争力的苯酚和丙酮产品，实现世界级规模的规模经济效益。

为缓解日益增加的供需矛盾，逐步提高国产苯酚和丙酮产品自给率，优化产业布局，实行产业结构升级，提高企业产品竞争力，提高我国大型异丙苯技术国产化水平，扬子石化和某苯酚中国有限公司拟在某化学工业园长芦片区合资建设65万吨/年苯酚丙酮装置项目。

从我国异丙苯技术的总体水平看，中国石化已基本具备“以我为主”，自主建设大型异丙苯装置的能力。

苯酚丙酮的生产技术，被国外少数几家公司垄断，目前，国内尚未掌握核心设计技术，不具备自主建设年产65万吨/年苯酚丙酮装置的能力。

因此在本项目建设中，异丙苯装置拟采用中国石化自有的异丙苯技术，苯酚丙酮装置拟引进某苯酚公司自有的苯酚丙酮技术。

1.2项目建设内容

1.2.1项目组成与工程内容

拟建项目是以苯和丙烯为原料，采用异丙苯法工艺生产高纯度的苯酚、丙酮产品。

本项目评价范围仅包括装置界区范围内，界区外管线运输等配套服务项目另行环评。

项目组成见表1.2-1，生产规模及产品方案见表1.2-2和图1.2-1。

表1.2-1拟建项目组成表

工程名称

设计能力

备注

主体

工程

异丙苯

生产装置

占地面积5920m2，年产异丙苯

537309.68t

主要包括烃化和反烃化系统

苯酚、丙酮生产装置

占地面积35668m2，年产苯酚

400443.44t、丙酮249190t。

主要包括氧化工段、精馏工段、提浓工段和分解工段新建

贮运工程公

用、辅助工程

中间罐区

占地面积5805m2，包括：

苯罐

2×800m3、混苯罐1×1000m3、烃焦油罐1×500m3、新鲜异丙苯罐

2×1000m3、苯酚日罐2×1500m3、丙酮日罐2×1000m3、循环异丙苯罐

1×2000m3、重组分罐1×500m3、轻组分罐1×50m3、分解产品罐

1×750m3、油水分离罐1×500m3、污水罐1×500m3。

产品罐区

占地面积9516m2，包括：

新鲜异丙苯罐

2×7000m3、苯酚成品罐2×7800m3、丙酮成品罐2×7250m3、污水罐

1×230m3。

酸碱存储

硫酸罐1×46m3、氢氧化钠储罐

331×116m3、1×8.6m3

给水

生产

用水

新鲜水年耗水量为2923440吨

某化工园水业有限公司提供

自来

水

新鲜水年耗水量为24000吨

某远古水业有限公司提供

排水

废水量1121520m3/a

经预处理达到接管标准后，排

入某化工园污水处理厂

循环水场

设计循环水量22500t/h

脱盐水站

设计规模50t/h

进水为蒸汽凝结水

供热

采用外供4.1MPaG蒸汽，共计138t/h，外送1.0MPaG蒸汽9t/h。

化工园热电厂

供电

年耗电量16258.8×104kWh，新建

110/10kV降压站一座（另行环评）

由本项目的东侧约1公里处六合供电公司规划建设的黄巷220kV变电站引入

压缩空气

微油螺杆空气压缩机一套，排气量排气量

3

3840m3/h

正常运行时压缩空气来自工

艺压缩机

氮气

装置的边界区有1.0MPa管道氮气，0.6/1.0MPa氮气从界区外的管道直接或经减压至0.6MPa接入取用；2.5MPa氮气用量10Nm3/h，拟采用150磅杜瓦钢瓶氮气，经减压至2.5MPa后送至工艺用户。

天然气

天然气用量1440000Nm3

中燃或中石化普光气田川气

东送或中石油西气东输管道

提供

冷冻机组

工艺用低温水系统合计用冷量为2344kW，制冷系统拟选用一套离心式冷水机组，制冷量2989kW。

维修车间

维修车间与仓库合在一个建筑内，维修车间占地1368m2。

仓库

设置仓库一个，占地1080m2。

用于存放催化剂、预处理吸附剂、活性碳等

分析化验室

占地368m2，包括原料分析、成品分析、水质分析、光谱分析、标准溶液配备等。

中央控制室

内含主操室、机柜室、工程师站室、UPS室、空调机、交接班室、消防室等，总面积约为1638m2。

火炬

设置全密封地面火炬系统一套，设计燃烧最大流量为240t/h。

高度38m，内径14m。

环保

工程

废水处理

生化预处理系统一套，设计规模

4000t/d

废气处理

工艺热氧化器（PTO）处理系统1套可再生热氧化器（RTO）处理系统1套

固废处理

固废暂存场，占地240m2

消防水池

占地1575m2

事故池

有效容积5000m3

厂内绿化

47000平方米

绿化率18.82%

表1.2-2拟建项目产品方案

生产线

产品名称

产品规格

设计能力

（t/a）

年运行时数

（h/a）

备注

异丙苯

生产线

异丙苯

纯度99.92%

537309.68

8000

中间产品

混苯

—

3727.44

副产品

烃焦油

—

5788.56

副产品

苯酚、丙酮

生产线

苯酚

纯度（干基）

99.98％

400443.44

8000

产品

丙酮

纯度（干基）

99.9％

249190

产品

轻组分（酮类）

—

3304.72

副产品

重组分（酚焦油）

—

19001.28

副产品

注：

根据扬子公司对副产品去向的说明，送到扬子石化芳烃厂，作为重整装置DA302塔的进料，重油副产品作为扬子石化延迟焦化装置的原料，轻油用作自备热电厂，做电厂助燃油使用，具体使用途径见附件说明。

原料苯354951.36

丙烯192755.2

烃化、反烃化

图1.2-1产品方案简图（t/a）

1.2.2项目概况

项目名称：

扬子石化－某合资建设65万吨/年苯酚丙酮装置建设单位：

某石油化工有限公司、某苯酚中国有限公司建设性质：

新建建设地点：

某化学工业园区长芦三期规划中的3C1和3C2地块投资总额：

296860万元，其中环保投资11565万元，占总投资的3.9％。

建设周期：

30个月。

职工人数：

本项目将设置定员150人。

工作时数：

年工作时数为8000小时。

1.2.3工艺

1.2.3.1异丙苯生产工艺拟建项目异丙苯生产采用上海石油化工研究院（ST）开发的S-ACT异丙苯技术，工艺流程及产污环节如图1。

异丙苯生产装置主要包含以下三个部分：

原料处理部分、反应部分和分离部分。

⑴原料处理原料预处理工序包括丙烯和苯的一级和二级保护，以脱除对催化剂有害的杂质。

丙烯一级保护床用于除去丙烯原料中的硫化物。

每个保护床内装有BASF提供的SelexsorbAs分子筛。

来自界区外的丙烯进入丙烯进料缓冲罐后由丙烯进料泵经一级和二级保护床泵入烃化反应器。

丙烯在丙烯一级保护床中以环境温度自上向下流动。

SelexsorbAs分子筛的预期使用寿命为2年。

定期更换产生废分子筛（S1）。

丙烯二级保护床用于去除丙烯原料中所含的水和氮化合物。

每个保护床内都装有BASFSelexsorbCDX分子筛。

丙烯自下而上流经床层，然后进入烃化反应器。

每个吸附剂床层运行周期为10～15天（根据实际分析数据可延长或缩短运行周期），然后进行再生处理。

SelexsorbCDX分子筛的预计使用寿命为2年，定期更换产生废分子筛（S2）。

期间可采用热氮气频繁再生。

再生用氮气采用再生气换热器和再生气电加热器进行加热。

丙烯退料罐和丙烯退料泵用于回收丙烯二级保护床在再生之前退出的丙烯原料，退料丙烯由丙烯退料泵送回丙烯进料缓冲罐。

来自罐区的新鲜苯原料进入苯一级保护床，以除去对分子筛催化剂有害的碱性氮化合物。

两个苯一级保护床设计成既可单独操作又可串联操作。

在正常运行过程中，采用串联操作，并且使相对活性较高的保护床处于第二位置运行。

当一台保护床需要更换白土时，将该保护床从流程中隔离出来，而另一台保护床保持运行。

每个白土处理床的预期寿命为6个月。

定期更换产生废白土吸附剂（S3）。

新鲜苯经苯一级保护床处理后通过新鲜苯换热器回收异丙苯产品的热量，从而达到预热的目的。

进入苯塔的新鲜苯温度通过控制经过换热器的异丙苯旁路流量调节的。

预热后的苯进入苯塔。

苯二级保护床用于去除苯进料中对分子筛催化剂有害的氮化合物和弱碱性氮化合物。

来自苯塔侧线抽出的循环苯由干苯循环泵送入苯二级保护床处理，然后再作为原料进入烃化反应器和反烃化反应器。

苯二级保护床内装填有13X型分子筛吸附剂。

两个苯二级保护床设计成既可单独操作又可串联操作。

在正常运行过程中，建议采用串联操作，并且使相对活性较高的保护床处于第二位置运行。

当一台保护床需要更换白土时，将该保护床从流程中隔离出来，而另一台保护床保持运行。

每个保护床的预期寿命为3个月。

定期更换产生废13X型分子筛吸附剂（S4）。

为有效地去除氮化合物，装有13X型分子筛的苯二级保护床要求在较高的温度下运行。

因此，该保护床设置在苯塔下游，此处循环苯的温度为129℃左右（在推荐的100-140℃范围内）。

（2）反应工序

反应工序包括烃化反应和反烃化反应两部分。

在烃化反应器中，丙烯与苯进行烃化反应，生成异丙苯、二异丙苯、三异丙苯和其它一些微量组分。

反应在中温中压条件下进行。

烃化反应器包括四个催化剂床层。

在四层催化剂床层之间分配丙烯物料的优点在于：

在每个反应器床层中保持较高的苯/丙烯比，以保持较高的选择性；降低每一段催化剂床层的温升。

由于烃化反应是放热能力较强的放热反应，若不采用分段进料流程，反应温升很大，造成反应产物中的正丙苯含量超标，影响异丙苯产品的质量。

因此，通过丙烯分段进料、烃化反应液外循环以及段间加入冷却后的烃化液来控制每个催化剂床层的入口温度和床层温升。

来自丙烯二级保护床的新鲜丙烯在流量控制下分为四股，其中的第一股与来自苯二级保护床的苯以及烃化循环液一起汇合后从烃化反应器顶部进入反应器，进入反应器的温度由外循环空冷器出口到第一段催化剂床层的冷循环液流量控制。

二、三、四段的丙烯分别和冷却后的烃化反应液混合，通过控制冷却后的烃化反应液流量的方式使每段催化剂床层的入口温度保持在145℃左右。

设计工况下，每段床层的温升为12℃。

烃化反应器出口液分为两股，一股经背压控制阀泄压后进入苯塔进行分离；另一股物料进入烃化反应器外循环泵增压，增压后的外循环液又分为两股，其中一股循环到反应器的顶部作为外循环液，另外一股进入烃化反应器外循环空冷器冷却后循环进入反应器的一、二、三、四段催化剂床层，以控制每个反应床的温度。

反烃化反应器的作用是将多异丙苯通过与苯的反烃化反应转化回异丙苯，以降低苯和丙烯的单耗。

与烃化反应不同的是，反烃化反应几乎是等温反应，经过反应后温度只略微有所升高。

来自苯二级保护床的循环干苯与来自多异丙苯塔侧线采出的多异丙苯混合后首先在反烃化反应器进出料换热器中与反烃化反应器出料换热，预热后的反烃化反应原料再由反烃化进料加热器加热至反应温度，然后进入反烃化反应器。

在反应器入口有一在线水分仪监测原料中的水含量。

如果水含量上升，那么将需要提高反应温度以保持转化率。

反烃化反应器的压力由位于其进料加热器下游的背压调节阀控制，其出料进入苯塔进行产品回收。

烃化反应、反烃化反应分别采用上海石油化工研究院提供的分子筛催化剂MP-01、MP-02，催化剂更换产生废分子筛催化剂MP-01（S5）、废分子筛催化剂MP-02（S6）。

（3）分离工序分离工序包括苯塔、异丙苯塔和多异丙苯塔三个分离系统。

苯塔具有多重作用：

一是回收反应液中未反应的苯；二是脱除原料丙烯中带入的丙烷；三是去除苯原料中带入的非芳烃组份；四是对进入装置中的新鲜苯进行脱水干燥。

烃化反应器反应产物和反烃化反应器反应产物分别进入苯塔。

苯塔是一座加压条件下操作的分馏塔，采用浮阀塔盘。

塔顶操作压力约为0.25MPaG，温度约为118℃；塔底操作压力约为0.31MPaG，操作温度约为224℃。

苯塔塔顶压力是通过分程控制调节，如果塔内压力过高，则将含丙烷尾气（G1）排放至PTO进行焚烧降低塔内压力；如果塔内压力过低，则引入氮气以升高塔内压力。

塔顶物料蒸汽经苯塔塔顶冷凝器冷凝至45℃后进入苯塔回流罐。

凝液经苯塔回流泵增压后，在流量与苯塔回流罐液位串级均匀控制下回流至苯塔塔顶，为防止非芳烃在系统中累积，从塔顶采出少量物料作为非芳烃的排污经冷却后送至界外混苯罐。

苯塔回流罐切水（W1）收集后送厂内污水处理厂站预处理。

新鲜苯以及未反应的循环苯经分离后从苯塔侧线出料塔板抽出，自流进入干苯缓冲罐，这样能确保循环苯在返回至反应部分之前尽可能地脱除水份。

新鲜苯的补充量根据干苯缓冲罐的液位来确定，这样就能使装置中苯的循环量保持恒定。

循环苯由干苯循环泵送入苯二级保护床进一步处理，然后再进入烃化反应器和反烃化反应器。

干苯回流液由干苯回流泵送回苯塔。

为防止与苯沸点接近的非芳烃在系统中的累积，也可在苯塔侧线抽出少量物料作为混苯和塔顶混苯一起经冷却送至界外混苯罐，在实际运转过程中，该股混苯可根据循环苯纯度间歇排放。

苯塔再沸器采用中压蒸汽作为加热介质。

苯塔塔底含异丙苯、多异丙苯和其它重组分的物流在流量与塔釜液位的串级控制下进入异丙苯塔。

异丙苯塔的功能是实现异丙苯产品与丁苯、甲基异丙苯和少量正丙苯等杂质的分离。

异丙苯塔在常压条件下操作，采用浮阀塔盘设计。

塔顶操作压力约为0.01MPaG，温度约为156℃；塔底操作压力约为0.05MPaG，操作温度约为225℃。

塔顶物料蒸汽在异丙苯塔蒸汽发生器中冷凝，同时产生0.3MPaG低压蒸汽。

凝液进入异丙苯塔回流罐，采用氮封保持微正压操作。

凝液经异丙苯塔回流泵增压后，定流量控制回流至异丙苯塔塔顶，异丙苯产品则采用流量与回流罐液位串级控制采出。

异丙苯产品首先在新鲜苯换热器中与新鲜苯换热后再进入异丙苯产品冷却器中冷却并送至界外异丙苯产品储罐。

异丙苯塔再沸器采用中压蒸汽作为加热介质。

异丙苯塔塔底含多异丙苯和其它重组分的物流在流量与塔釜液位的串级控制下进入多异丙苯塔。

多异丙苯塔的功能是从侧线回收二异丙苯和三异丙苯（统称多异丙苯），从塔顶脱除丁苯、甲基异丙苯等杂质，同时从塔釜脱除烃焦油重组分（主要是双环芳烃，如二苯基丙烷）。

多异丙苯塔在真空条件下运行，真空由真空系统保持。

塔顶操作压力为21KPaA，温度约为128℃，塔釜温度约为225℃。

塔顶物料蒸汽经多异丙苯塔塔顶空冷器冷凝后，冷凝液在多异丙苯塔回流罐中收集，然后由多异丙苯塔回流泵送至多异丙苯塔，回流量采用流量与回流罐液位串级均匀控制。

从多异丙苯塔回流泵采出少量含有甲基异丙苯和丁苯的物料，这股物料与苯塔的混苯混合后，经混苯出料冷却器冷却后送至界外混苯罐。

回流罐不凝气经多异丙苯塔尾气冷凝器冷凝到20℃，以尽量多地回收物料，其它不凝气（G2）由多异丙苯塔真空泵抽出，送PTO进行处理。

多异丙苯侧线采出，经多异丙苯塔侧线出料泵送至反烃化反应器进出料换热器，经反烃化反应器进料和出料加热器换热后进入反烃化反应器，反应生成异丙苯。

塔底残留液由多异丙苯塔塔底泵增压，经烃焦油出料冷却器冷却后送出界区。

多异丙苯塔塔顶温度是指示塔顶排出量的重要指标。

如果温度过低，意味着塔顶的异丙苯过多，需提高芳烃的排出量，以除去更多的异丙苯及丁苯和甲基异丙苯。

如果温度过高，则意味顶部二异丙苯过多，应减少芳烃排出量，让更多的二异丙苯回流返回塔中。

多异丙苯塔再沸器采用3.5MPaG蒸汽对多异丙苯塔进行加热。

该再沸器是一台强制循环再沸器，其循环流量由多异丙苯塔塔底泵提供。

塔釜液位串接控制多异丙苯塔再沸器的凝液流量。

塔底出料（烃焦油）在直接流量调节下由多异丙苯塔底泵泵出并经烃焦油出料冷却器冷却后送出界区。

通过手动调节烃焦油流量使塔底温度控制在225℃左右。

如果烃焦油流量过高，则多异丙苯不能被回收，就会在塔底流失。

如果烃焦油流量过低，则一些重组分会连同多异丙苯在侧线馏分中抽出并循环回到反烃化反应器，而重组分将导致反烃化催化剂失活。

白土废白土13X型分子筛废13X型分子筛

吸附剂吸附剂S3吸附剂吸附剂S4

图1.2-1异丙苯生产工艺流程及产污环节图

1.2.3.2苯酚、丙酮生产工艺苯酚、丙酮的生产采用某苯酚公司的苯酚丙酮技术为生产技术，工艺流程及产污环节如图4.1-2

某苯酚公司苯酚丙酮生产工艺包括五个主要工段：

氧化、提浓、分解、中和/脱盐/热水处理、精馏。

（1）氧化

氧化反应在气－液反应器中发生，压力0.4MPaG，温度100℃左右。

为达到需要的生产能力，两条氧化生产线并联生产。

空气由工艺空气压缩机供应。

新鲜的异丙苯和循环的异丙苯一起从异丙苯储罐送入反应器。

液相反应产物在真空罐中闪蒸，将溶解的轻组份和一些未转化的异丙苯部分蒸发出来，冷凝后循环。

氧化反应产物主要为30wt%浓度的CHP，其余为未转化的异丙苯和少量的副产品，反应产物将被送至提浓工段。

去除所有可凝组份后，反应器尾气（G3）送入吸收单元和最终尾气处理装置RTO（U-2201单元）。

U-2201为可再生热氧化反应器（RTO），尾气中的有机组分经其氧化最终转化为二氧化碳和水。

RTO需要通入空气和少量的燃料。

尾气中的冷凝液送入液相分离罐，分离出富含异丙苯的有机相，送入异丙苯储罐，供返回氧化反应器循环使用。

分离罐的水相送入1#热水处理单元，以去除其中溶解的有机物，降解其中的有机过氧化物。

顶部馏分主要含甲醇和丙酮，作为副产品（轻组分）外售。

底部废水（W2）送生化处理单元进一步处理。

吸收单元活性炭2年更换一次，产生废活性炭（S7）。

来自氧化工段真空系统的废气（G4）收集并送入工艺热氧化反应器（PTO，U7200）焚烧处理。

（2）提浓

在提浓工段，来自氧化反应器的CHP稀溶液通过蒸馏浓缩至70-82wt%。

由于CHP的活性，提浓分两步进行——预提浓和主提浓。

两步提浓均在高度真空条件下进行，以减少热应力。

两步提浓均使用新鲜的异丙苯作为回流液。

提浓后的CHP作为塔底物料送入分解工段。

预提浓和主提浓塔顶物料主要含异丙苯，经冷凝后送至异丙苯储罐循环使用，不凝气体送入氧化工段真空系统。

（3）分解

在分解工段，提浓后的CHP在硫酸的催化作用下发生分解反应。

分解反应在不同的操作条件下分两步进行，以减少副产物的生成。

第一步反应在反应器（R-2610-30，R-2640-60）中进行，操作条件为常压、常温（45-55℃）。

部分液体循环以便移除该强放热反应所产生的热量。

第二步反应在反应器R-2601/02，R-2611/12中进行，反应压力升高、反应温度为140-150℃。

为了达到需要的生产能力，与氧化工段相似，分解工段也采取两条并联的生产线。

（4）中和/脱盐/废水处理

在中和/脱盐/热水处理工段，来自分解工段的酸性产物用酚盐碱液进行中和后，送入两个串联的混合/分离罐中，分离成水相和有机相，中和生成的盐集中于水相。

水相在中经酸化后送入苯酚脱除器，用异丙苯将溶解的苯酚从水相里萃取出来，并在异丙苯洗涤单元中用NaOH溶液将苯酚从溶液中进一步萃取出来。

水相废液在2#热水处理单元中去除其中残留的有机组分。

与1＃热水处理单元不同，2#热水处理单元的顶部馏出物返回工艺系统循环。

底部排出的废水（W3）则送往界外的废水生化处理装置。

（5）精馏来自中和工段的有机相，其主要成分有丙酮、异丙苯、苯酚和副产物，送入预分离装置，分离成粗丙酮、粗苯酚和循环异丙苯。

粗丙酮通过用NaOH溶液处理，经三塔精馏生产出合格的丙酮产品。

精馏塔分离出来的酮类馏分为少量中沸点副产物，作为副产品（轻组分）外售。

各精馏塔顶部不凝轻组分送真空系统处理，真空系统废气（G5）送PTO焚烧处理。

精馏塔底部含酚钠废水送中和工段的苯酚脱除单元。

粗