苯乙烯生产中处理乙苯和多乙苯分离工段的工艺

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1、诚信声明本人申明：我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下对四年专业知识而进行的研究工作及全面的总结。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中创新处不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，也不包含为获得北京化工大学北方学院或其它教育机构的学位或证书而已经使用过的材料。与我一同完成毕业设计论文的同学对本课题所做的任何奉献均已在文中做了明确的说明并表示了谢意。假设有不实之处，本人承当一切相关责任。本人签名： 年 月 日 可修改 欢送下载 精品 Word苯乙烯生产中年处理3.5万吨乙苯和多乙苯别离工段的工艺摘 要在苯乙烯生产中，乙苯和多乙苯的别离是其中的一个重要的环节。选用

2、填料精馏塔进行设计，设计的根本内容是，完成填料塔的物料衡算、能量衡算等得到理论塔板数13块、塔径为600mm、塔高为6658.7mm并进行冷凝器、再沸器、预热器、泵的计算和选型。画出带控制点的工艺流程图和设备的车间布置图。关键词：乙苯 填料精馏塔 工艺设计Technology separation of section annual processing capacity of 3500 tons of ethylbenzene and polyethylbenzene in the production of styrene AbstractIn the production of styr

3、ene, the separation of ethylbenzene and polyethylbenzene was one of the most important links. The packed distillation column was used in this design.The basic contents of the design were, completed material packing tower, energy balance, the theoretical plate number was 13, the tower diameter was 60

4、0mm, height was 6658.7m, and the condenser, rebolier, preheater, pump were calculated and selected. The process flow diagram with control points and the workshop equipment layout were drawn.Key words: ethylbenzene packed distillation column process design目 录前 言1第一章 物料衡算2第1.1节 根本数据2第1.2 节 物料衡算2第1.3节

5、相对挥发度和温度的计算4第二章 能量衡算8第2.1节 根本数据8第2.2节 能量衡算9第三章 填料塔设计计算13第3.1节 全塔理论塔板数13第3.2节 精馏塔流量及物性参数13第3.3节 填料的选择19第3.4节 塔径设计计算19第3.5节 填料层高度的计算21第四章 附属设备及主要附件的选型计算23第4.1节 冷凝器23第4.2节 再沸器23第4.3节 预热器24第4.4节 塔管径的计算及选择24第4.5节 液体分布器25第4.6节 支承板的选择27第4.7节 塔釜设计27第4.8节 除沫器28第4.9节 泵的设计及选型28第五章 经济分析30第七章 工艺流程设计35第八章 车间布置36第

6、九章 “三废处理与综合利用37结 论38参考文献39致 谢41前 言 苯乙烯是生产塑料和合成橡胶的重要根本有机原料,主要用于生产聚苯乙烯、ABS,也可用于制备丁苯橡胶、苯乙烯-顺丁烯-苯乙烯嵌段共聚物、不饱和聚物等,此外,也是生产涂料、染料、合成医药的重要原料。在苯乙烯生产中，通常是用苯和乙烯脱氢制得苯乙烯，在此过程中，会有副产物乙苯和多乙苯的产生1。多组分别离操作是目前在精馏过程中最重要的，操作简单，且只需要提供能量和冷却剂就能得到高纯度的产品，所以被广泛的应用2。使用填料精馏塔是别离乙苯和多乙苯是最适宜的别离方法。第一章 物料衡算第1.1节 根本数据 查?石油化工数据手册?3和?石油化工数

7、据手册续篇?4表1.1 根本物性数据名称分子式相对分子质量g/mol沸点乙苯C6H5C2H5106.16136.2二乙苯C10H14134.22181二苯基乙烷C13H12182.27264.5二苯基甲烷C14H14168.24284表1.2 原料中成分的质量分数名称乙苯二乙苯二苯基乙烷二苯基甲烷质量分数%908.70.9750.3255第1.2 节 物料衡算 图1.1 填料塔物料衡算 1.2.1原料中各成份的摩尔分数表1.3 摩尔分数名称乙苯二乙苯二苯基乙烷二苯基甲烷摩尔分数0.92160.07050.0058150.002085 1.2.2原料液流量F1.2.3塔顶乙苯的摩尔分数 塔顶乙苯

8、的质量分数为99.6%，二乙苯的质量分数为0.4% 1.2.4塔釜乙苯的摩尔分数塔釜的主要成分为乙苯为2.5%质量分数，二乙苯84.83%，二苯基甲烷3.17%，二苯基乙烷9.51%。 那么：1.2.5塔顶产品流量D和塔釜产品流量W 总物料衡算 F=D+W 由F=W+D 11 12 那么W=3.1766kmol/h D=37.4745kmol/h表1.4 物料衡算数据结果组分进料塔顶塔釜kmol/hxFkmol/hxDkmol/hxW 乙苯37.46410.921637.35460.99680.10320.0325二乙苯2.86590.07050.11990.00322.77220.8727二

9、苯基甲烷0.23640.0058150.08290.0261二苯基乙烷0.084760.0020850.21820.0687总计40.6511137.474513.17661第1.3节 相对挥发度和温度的计算 1.3.1相对挥发度的计算关键组分法 以总压为101.3kpa，查?石油化工数据手册?3和?石油化工数据手册续篇?4。表1.5 乙苯A与二乙苯B的饱和蒸汽与温度的数据关系温度t/pA/kpaPB/kpa温度t/pA/kpaPB/kpa11047.37510.457150144.78740.54012064.21615.141160184.41354.27713085.54421.4441

10、70232.03471.519140112.1229.762180288.67598.450 将体系视为乙苯-二乙苯的双组份理想体系 所以，由此求得140、150、160、170、180摄氏度下的相对挥发度。表1.6 各温度下的挥发度温度/140 150 160170 1803.76723.57153.39763.24442.9322 平均相对挥发度：泡点进料q=1， 由平衡方程 13 计算得最小回流 14 取回流比为最小的回流比的2倍，即1.3.2操作线方程确实定 15 16 17 即精馏段操作线方程： 18 提馏段方程： 191.3.3填料塔温度的计算 1填料塔进料的温度 填料塔在常压进行

11、，P=1.01kPa查?石油化工数据手册?3和?石油化工数据手册续篇?4用内插法求得特定温度下的压力。设进料温度为139 温度与饱和蒸汽压关系见表表1.5。混合溶液可视为理想液体，气液相平衡遵从拉乌尔定律又因 110 111而且 112那么 113同理求得 114因为所以进料温度为139时符合进料要求。得tF=139（2） 填料塔塔顶的温度填料塔在常压进行，P=1.01kPa查?石油化工数据手册?3和?石油化工数据手册续篇?4用内插法求得特定温度下的压力。 设进料温度为139温度与饱和蒸汽压关系见表表1.5。混合溶液可视为理想液体，气液相平衡遵从拉乌尔定律又因 115 116而且 117那么

12、118同理求得 119因为所以塔顶温度为137时符合进料要求。得tD=139（3） 填料塔塔釜的温度同理 tW=180第二章 能量衡算第2.1节 根本数据 查?石油化工数据手册?3和?石油化工数据手册续篇?4表2.1 不同温度下的摩尔比热容温度/130140150160170180190CP乙苯/KJ/kmol225.75229.69233.69237.72241.75245.87250.02CP二乙苯/KJ/kmol295.90300.86305.68310.62305.53320.58325.66CP二苯基甲烷/KJ/kmol310.66315.73320.75325.77330.7033

13、5.60335.59CP二苯基乙烷/KJ/kmol340.65347.13353.46359.75365.89371.94378.002.1.1进料摩尔热容进料方式为泡点进料q=1,xq=xF，进料温度tf=139 Cp乙苯=228.1968KJ/kmol 同理Cp二乙苯=300.3100KJ/kmol Cp二苯基甲烷=315.567KJ/kmol Cp二苯基乙烷=342.786KJ/kmol 2.1.2塔顶摩尔热容塔顶温度 tD=137同理Cp乙苯228.5136KJ/kmol Cp二乙苯=299.3300KJ/kmol Cp二苯基甲烷=314.567KJ/kmol Cp二苯基乙烷=346.

14、86KJ/kmol2.1.2塔釜摩尔热容 塔釜温度 tW=180 同理Cp乙苯245.8680KJ/kmol Cp二乙苯=320.5000KJ/kmol Cp二苯基甲烷=335.599KJ/kmol Cp二苯基乙烷=371.94KJ/kmol表2.2 精馏塔内特殊温度下的摩尔热容温度/137139180CP乙苯/KJ/kmol228.5136228.1968245.8680CP二乙苯/KJ/kmol299.3300300.3100320.5000CP二苯基甲烷/KJ/kmol315.567314.567335.599CP二苯基乙烷/KJ/kmol342.786346.86371.94第2.2节

15、 能量衡算 图2.1 填料塔能量衡算 2.2.1进料液热量QF 进料温度为tF=139 原料液平均摩尔比热容： 21 原料液的焓： 22 原料液带入的热量： 232.2.2塔顶蒸汽带出的热量QV 塔顶温度为tD=137 塔顶料液平均摩尔比热容： 24 塔顶料液的焓： 25回流液带入的热量QL:泡点回流 26 27 塔顶蒸汽的焓r为汽化热 28 塔顶蒸汽带出的热量 29 2.2.3塔底产品带出的热量QW 塔釜温度为tw=180 釜液平均摩尔比热容： 210 釜液的焓： 211 釜液带出去的热量： 2122.2.4塔釜再沸器热负荷QB精馏塔热损失Qn可由热传递速率方程计算，一般估算为 213 21

16、4 绝对压力2320.9Kpa下水蒸气的最高温度为220。 再沸器内用220水蒸汽加热，查?石油化工数据手册?3此条件下220的水的潜热为： 水蒸汽用量 2152.2.5塔顶冷凝器的热量QC 塔顶馏出液的热量： 216 冷凝器的热量： 217 冷凝水的进入温度为20出口温度为50 查?化工原理?5，水在20-50的平均比热容为 冷凝水的用量： 218表2.3 能量衡算结果数据组分进料塔顶塔釜kJl/hxFkJl/hxDkJl/hxW乙苯1219861.060.92164520238.530.99684311.36870.0325二乙苯93316.18730.070514511.19910.00

17、32115770.1790.8727二苯基甲烷7696.93010.0058153462.36010.0261二苯基乙烷2759.77670.0020859113.56860.0687总计1323633.8614534749.731132657.47641第三章 填料塔设计计算第3.1节 全塔理论塔板数 3.1.1全塔理论塔板数 理论塔板数采用简捷法计算，用芬斯克公式计算出最少理论板数Nmin 31 32 由吉利兰图查的 33 解得 N=13不包括再沸器 3.1.2精馏塔理论塔板数 34 由吉利兰图查的 35解得 N=6不包括再沸器第3.2节 精馏塔流量及物性参数 3.2.1 根本数据查?石油

18、化工数据手册?3和?石油化工数据手册续篇?4表3.1 塔顶塔釜进料黏度mPas塔顶137塔釜180进料139乙苯0.23080.17900.2276二乙苯0.27680.21800.2716二苯基甲烷0.7040.4810.708二苯基乙烷0.5420.4080.539表3.2 塔顶塔釜进料密度Kg/m3塔顶137塔釜180进料139乙苯747.8715.1745.3二乙苯726.1723.2732.0二苯基甲烷0.9217879.20.9127二苯基乙烷0.9322865.60.89683.2.2 塔顶条件下的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 36 液相平均相对分子质量： 37 气相密

19、度： 38 液相密度： tD=137，乙苯=747.8kg/m3,二乙苯=721.6kg/m3 39 所以 液相黏度： tD=137，乙苯=0.2308mPas,二乙苯=0.2768mPasLD=乙苯x乙苯+二乙苯1-x乙苯=0.23080.996+0.27681-0.996 =0.2310mPas 310 塔顶出料口质量流量： D=37.4745106.2722=3982.4976kg/h 311表3.3 塔顶数据结果符号流量D质量流量kgh-1摩尔流量kmolh-1数值106.2722106.27223.1596747.71060.2310294.488037.47453.2.3 塔底条件

20、下的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 312 液相平均相对分子质量： 313 气相密度： 314 液相密度： Tw=180,视为纯二乙苯，LW=二乙苯=723.2kg/m3液相黏度：tW=180，乙苯=0.1790mPas,LD=二乙苯=0.218mPas 315 塔底出料口质量流量：W=3.1766136.8993=434.8743kg/h 316表3.4 塔底数据结果符号流量W质量流量kgh-1摩尔流量kmolh-1数值136.8993136.89933.6839723.2000.2366434.87433.17663.2.4 进料条件下的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 31

21、7 液相平均相对分子质量： 318 气相密度： 319 液相密度: tF=139，乙苯=745.3kg/m3,二乙苯=732.0kg/m3 320 所以LF=743.9483kg/m3 液相黏度：tF=139，乙苯=0.2276mPas,二乙苯=0.2716mPas，二苯基甲烷=0.808mPas， 二苯基乙烷=0.539mPasLF=乙苯x乙苯+二乙苯X二乙苯+二苯基甲烷X二苯基甲烷+二苯基乙烷X二苯基乙烷 =0.22760.9216+0.27160.0705+0.8080.005815+0.5390.002085=0.2320mPas 321 进料质量流量： 322表3.5 进料数据结果符

22、号流量F质量流量kgh-1摩尔流量kmolh-1数值108.7102108.71023.2164743.9480.23204419.191940.65113.2.5 精馏段的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 323 液相平均相对分子质量： 324 液相密度： 325 气相密度： 326 液相黏度： 327 气相流量： V=R+1D=0.7955+137.4745=67.2855kmol/h 328 V=67.2855107.4843=7232.1349kg/h 329 液相流量： L=RD=0.795537.4745=29.8109kmol/h 330L=29.8109107.4843=

23、3204.2037kg/h 3313.2.6 提馏段的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 332 液相平均相对分子质量： 333 液相密度： 334 气相密度： 335 液相黏度： 336 气相流量： V=V-(q-1)F=V=67.2855kmol/h 337 V=67.2855121.9932=8208.3735kg/h 338 液相流量： L=L+qF=L+F=29.8109+40.6511=70.4620kmol/h 339 L=70.4620121.9932=8595.8849kg/h 340 精馏段、提馏段数据结果见表3.6。表3.6 精馏段、提馏段数据结果精馏段提馏段气相平均

24、相对分子质量107.4843121.9932液相平均相对分子质量107.4843121.9932气相密度V/kg/m33.18793.4422液相密度L/kg/m3745.8271733.5008气相摩尔流量kmol/h67.285567.2855气相质量流量kg/h8026.82378208.3735液相黏度mPaS0.23150.2343液相摩尔质量kmol/h29.810970.4620液相质量流量kg/h3204.20378595.8849第3.3节 填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气、液两相相接触传质与传热的外表，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是

25、沿着散装填料与规整填料两个方面进行6。本设计选用规整填料，金属板波纹250Y型填料。规整填料是一种在塔内安装均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气、液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比外表积，在同等溶剂中可以到达更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规那么、有对称性，当与散装填料有相同的比外表积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位别离能力大。250Y型波纹填料是最早研制并应用于工厂中的板波填料，它具有以下特点：1、 比外表积与通用板式塔相比，可提高近1倍，填料压降较低，通量和传质效率均有较大幅度的提高。2、 与各种板式塔相比，不仅传质面积大幅

26、度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。3、 工业生产中气液质均可能带入“第三相物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于250Y型填料整齐的几何机构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。鉴于以上250Y型的特点，本设计采用Mellapok-250Y型填料7。第3.4节 塔径设计计算 3.4.1 精馏段塔径计算 由贝恩-霍根关联式： 341 式中干填料因子； 液体黏度，mPaS； A250Y型为0.291； L、G液体、气体质量流速，kg/s； L、V液体、气体密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2。精馏段：L=745.8271kg/m

27、3，G=3.1879kg/m3，L=0.2315mPas，L=3204.2037kg/h， G=8026.8237kg/m，A=0.291 代入式中求解得：uf=7.5213m/s 空气塔速： 342 343 体积流量： 344 345 圆整后，D=600mm，空塔气速uf=0.639m/s 3.4.2 提馏段塔径计算 由贝恩-霍根关联式： 346 式中干填料因子； 液体黏度，mPaS； A250Y型为0.291； L、G液体、气体质量流速，kg/s；L、V液体、气体密度，kg/m3 g重力加速度，m/s提馏段：G=3.4422kg/m3，=733.5008kg/m3，L=8595.8849k

28、g/h，G=8208.3735kg/m代入式中求解得：uf1=1.5335m/s 空气塔速： 347 348 体积流量： 349 350 圆整后，D=600mm，空塔气速uf=0.6285m/s3.4.3 选取整塔塔径精馏段和提馏段塔径圆整后D=600mm,为精馏塔塔径。第3.5节 填料层高度的计算 3.5.1 精馏段填料层高度计算uV=0.6391m/s，V=3.1879kg/m3，所以： 351 查?塔填料产品及技术手册?8得： 查?化工原理课程设计?9对于规整填料：HETP=h/(1520)，250Y板波纹填料h=6.0m，取系数为15，得HETP=0.4m 精馏段填料层高度： 352

29、精馏段总压降： 353 3.5.2 提馏段填料层高度计算uG=0.6285m/s，V=3.4422kg/m3，所以： 354 查?塔填料产品及技术手册?8得： 查?化工原理课程设计?9对于规整填料：HETP=h/(1520)，250Y板波纹填料h=6.0m，取系数为15，得HETP=0.4m 精馏段填料层高度： 355 精馏段总压降： 356 3.5.3 全塔填料层压降 357 3.5.4 全塔填料层高度 358表3.7 填料层高度和压降计算汇总参数精馏段提馏段全塔气动因子/(m/s)(kg/m2)0.51.20021.2785 压降1.23001021.17001022.400102总压降/

30、Pa2.95201023.27601026.2280102填料层高度/m2.40003.26675.6667第四章 附属设备及主要附件的选型计算第4.1节 冷凝器查?化工原理课程设计?9有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/(m2h ) 取K=550kcal/(m2h)=2301.2KJ/(m2h) 出料液温度：137饱和气137饱和液 冷却水温度：2050 逆流操作：t1=87，t2=117 41 传热面积： 42 设备型号：规格型号传热面积管程流通面积管数根整台净重kg管束净重kg图号AESX(Y)400-1.0-15-3/25-4REa(b)15.60.

31、0053681212516RZDL4004第4.2节 再沸器 选用220饱和水蒸气加热，取传K=550kcal/(m2h)=2301.2KJ/(m2h) 料液温度：220190 热流体温度：180饱和气180饱和液 逆流操作：t1=40，t2=10 43 传热面积： 44 设备型号：规格型号传热面积管程流通面积管数根整台净重kg管束净重kg图号AESX(Y)500-1.0-55-6/25-2REa(b)57.70.019512428931439RZDH5019第4.3节 预热器 选用150饱和水蒸气加热，取传K=550kcal/(m2h)=2301.2KJ/(m2h) 料液温度：25139 热

32、流体温度：150饱和气150饱和液 逆流操作：t1=125，t2=11 45 传热面积： 46 设备型号：规格型号传热面积管程流通面积管数根整台净重kg管束净重kg图号AESX(Y)325-2.5-15-4.5/19-2REa(b)15.80.0053601395458RZDH3005第4.4节 塔管径的计算及选择4.4.1 进料管 47查标准选用195mm的无缝钢管4.4.2 回流管 对于直立回流一般选用0.20.5m/s，取WR=0.40m/s 48查标准选用734mm的无缝钢管4.4.3 塔顶蒸汽管 操作压力为常压，蒸汽速度WV=20m/s 49 查标准选用27315mm的无缝钢管4.4

33、.4 塔釜出料管 塔釜流出液体速度WW取0.6m/s 410查标准选用253mm的无缝钢管第4.5节 液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选用此装置能是截面积的填料外表较好湿润。结构简单，制造和维修方便，喷洒比拟方便，安装简便10。4.5.1 回流液分布器 流速系数取0.82-0.5,H取0.06m 411 小孔输液能力计算： 412 413 414 式中W小孔流速，m/s； 孔系速度取0.8； F小孔点面积，m2； n小孔数； H推动力液柱高度H=600mm； D小孔直径取3mm； Q小孔输液能力。 喷洒球面中心到填料外表距离计算： 415 式中r喷射圆周半径，m； 喷射角。 416 4174.5

34、.2 进料分布器 由前知W=0.8679m/s 418 取d=0.003m，=0.8 419 420 取=40，=75mm 421 莲蓬头直径一般为塔径的20%-50%，取莲蓬头直径为120mm，喷射角约为400，莲蓬头高度为75mm。第4.6节 支承板的选择本设计填料高度较低，所以选用支承板。本设计采用波纹板网支承板，板网支撑的结构简单，重量轻，自由截面大，但强度较低11。第4.7节 塔釜设计 料液在釜内停留15min，装填系数0.5：塔釜高h/塔径d=2:1 塔釜液量 422 塔釜体积 423 424h=2d=20.6694=1.3389m 425表4.1 填料塔各局部高度mm塔釜鞍式裙支

35、座塔釜法兰高填料高度喷淋高度1338.93002005666.775喷头高喷头弯曲半径喷头上方空隙塔顶空隙塔高4290753006658.7第4.8节 除沫器为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。常用除沫装置有折柳板式除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径小，且气、液别离，故采用丝网除沫器，装入设备上盖12。第4.9节 泵的设计及选型4.9.1 进料泵 F=40.6511kmol/h 由qm=qv得 426 设备选型型号转速r(min)-1流量m3h-1扬程m效率%功率kW必需汽蚀余量m质量泵/底座kg轴功率电机功率YG50-32-12514506.35540.160.5

36、52.032/384.9.2 回流泵 D=37.4745kmol/h 由qm=qv得 427 设备选型型号转速r(min)-1流量m3h-1扬程m效率%功率kW必需汽蚀余量m质量泵/底座kg轴功率电机功率YG50-32-20014506.312.5420.510.752.052/384.9.3 出料泵 W=3.1766kmol/h 由qm=qv得 428 设备选型型号转速r(min)-1流量m3h-1扬程m效率%功率kW必需汽蚀余量m质量泵/底座kg轴功率电机功率YG50-32-16029007.534.3441.5932.050/46第五章 经济分析根据我国有关主管部颁发文件规定进行工程建设

37、其他费用的编制，其编制包括以下的局部：（1） 建设单位管理费 以“工程费用为计算根底，按照建设工程不同规模分别制定相应的建设单位管理费用率计算。其计算公式为：建设单位管理费=工程费用建设单位管理费率 2临时设施费 以工程“工程费用为计算根底，按照临时设施费率计算。即临时设计费=工程费用临时设施费率。3研究实验费 按设计提出的研究实验内容要求进行编制。 4生产准备费 核算人员培训费=400元/人+850元/人月培训期月培训人 生产单位提前进厂费=308元/人月提前进厂期月设计人员人数 5土地使用费 根据使用土地面积，按照政府制定的标准计算各项补偿费、补贴费、安置补助费、税金等。6生产用办公及生活

38、家具购置费 因工程性质特点而异，对新建工程为800元/人设计人员人数；对改、扩建工程为550元/人新增设计人员人数。 7化工装置联合试运转费 如化工装置为新工艺、新产品时，联合试运转确实可能发生亏损的，可根据情况列入此项费用。8环境影响评价费 此项费按国家物价局、国家环保局、财政部发布的建设工程环境影响评价费标准与方法进行计算。9工程保险费 此项费按国家及保险机构规定计算10工程建设监理费 此项费按国家物价局、建设部1992价费字749号通知中规定费率计算。11总承包管理费 此项费用是以总承包工程的工程费用为计算根底，以工程建设总承包费2.5%计算。12引进技术和进口设备其他费 按?化工引进工

39、程工程建设概算编制规定?计算。13财务费用 按国家有关规定及金融机构效劳收费标准计算。14预备费：根本预备费按如下公式计算：根本预备费=计算根底根本预备费率其中 计算根底=工程费用+建设单位管理费+临时设计费+研究实验费+生产准备费+土地使用费+勘察设计费+生产用办公生活家居购置费+化工装置联合试运转费+环境影响评价费+工程保险费+引进技术和进口设备其他费15经营工程流动资金 是将流动资金的30%作为铺底流动资金13。表5.1 总概算表序号主项号工程和费用名称概算价值/万元价值合计占总值百分率/%设备购置费安装工程费建筑工程费其他费用人民币/万元第一局部工程费用一主要生产工程1生产车间40816196.166549.42加热装置43.76.116.566.24.93集中控制室80.426.31077.9小计53319311383862.2二辅助生产工程4分析实验室26.63.229.82.25机修18.52.020.51.5小计45.15.250.33.7三公用工程工程6供排水14.614.61.17供电及电讯89.728.1117.88.78供气16.316.31.29总图运输11.411.40.810厂区外管9.09.00.7