苯乙烯生产中年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与全面的总结。尽我所知，除了文中特别加以标注和致中所罗列的容以外，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贡献均已在文中做了明确的说明并表示了意。若有不实之处，本人承担一切相关责任。本人签名： 年 月 日40 / 47苯乙烯生产中年处理3.5万吨乙苯和多乙苯分离工段的工艺摘 要在苯乙烯生产中，乙苯和多乙苯的分离是其中的一个重要的环节。选用填料精馏塔进行设计

2、，设计的基本容是，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 styrene, the s

3、eparation 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 600mm, height

4、 was 6658.7m, andthe 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 基本数据2第1.2 节 物料衡算2第1.3节 相对挥发度和温度的计算4第

5、二章 能量衡算8第2.1节 基本数据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 精馏塔流量与物性参数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 附属设备与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 塔管径的计算与选择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 泵的设计与选型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第九章 “三废”处理与综合利

6、用37结 论38参考文献39致 41前 言苯乙烯是生产塑料和合成橡胶的重要基本有机原料,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。多组分分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。使用填料精馏塔是分离乙苯和多乙苯是最适宜的分离方法。第一章 物料衡算第1.1节 基本数据 查石油化工数据手册3和石油化工数据手册续篇4表1.1 基本物性数据

7、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0.92160.07050.0058150.0020851.2.2原料液流量F1.2.3塔顶乙苯的摩尔分数 塔顶乙苯的质量分数为99.6%，二乙苯的质

8、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%。则：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） 则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2.86590.07050.11990.00322.77220.8727二苯基甲烷0.23640.005

9、8150.08290.0261二苯基乙烷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/kpa11047.37510.457150144.78740.54012064.21615.141160184.41354.27713085.54421.444170232.03471.519

10、140112.1229.762180288.67598.450 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/1401501601701803.76723.57153.39763.24442.9322 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操作线方程的确定（15）（16）（17） 即精馏段操作线方程：（18）提馏段方程：（19）1.3.3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，P=1.01kPa

11、查石油化工数据手册3和石油化工数据手册续篇4用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）则 （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）则 （118）同理求得

12、（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 基本数据 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/kmol310.66315.73320.75325.77330.70335.60335.59

13、CP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=346.86KJ/kmol2.

14、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 能量衡算图2.1 填料

15、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：（23）2.2.2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：（212）2.2.4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）（214

16、） 绝对压力2320.9Kpa下水蒸气的最高温度为220。 再沸器用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（215）2.2.5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93316.18730.070514511.19910.0032

17、115770.1790.8727二苯基甲烷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 精馏塔流量与物性参数 3.2.1 基本数据查

18、石油化工数据手册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 塔顶条件下的流量与物性参数 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+0.2768（1-0.996） =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

20、.2.3 塔底条件下的流量与物性参数 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 进料条件下的流量与物性参数

21、气相平均相对分子质量：（317） 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

22、量流量：（322）表3.5 进料数据结果符号流量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 精馏段的流量与物性参数 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+1）D=（0.7955+1）37.4745=67.2855kmol/h （328） V=67.2855107.4843=7232.1349kg/h （329） 液相流量： L=RD=0.795537.4745=29

23、.8109kmol/h （330）L=29.8109107.4843=3204.2037kg/h （331）3.2.6 提馏段的流量与物性参数 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

24、 （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

25、提供了气、液两相相接触传质与传热的表面，与塔件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是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表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有一样的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。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、 比表面积与通用板式塔相比，可提高近1

26、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，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降与效率有很大改善。3、 工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料与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、

27、V液体、气体密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2。精馏段：L=745.8271kg/m3，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

28、速度，m/s提馏段：G=3.4422kg/m3，=733.5008kg/m3，L=8595.8849kg/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） 查塔填料产品与技术手册8得： 查化工原理课程设计9对于规整填料：HETP=h/(1

29、520)，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） 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） 查塔填料产品与技术手册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)

30、(kg/m2)0.51.20021.2785 压降1.23001021.17001022.400102总压降/Pa2.95201023.27601026.2280102填料层高度/m2.40003.26675.6667第四章 附属设备与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

31、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)15.60.0053681212516RZDL4004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)57.70.019512428931439RZDH501

32、9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 塔管径的计算与选择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.

33、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4.4.4 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表面较好湿润。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，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；

34、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表面距离计算：（415） 式中r喷射圆周半径，m； 喷射角。（416）（417）4.5.2 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 塔釜设计料液在釜停留1

35、5min，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）（424）h=2d=20.6694=1.3389m （425）表4.1 填料塔各部分高度（mm）塔釜鞍式裙支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、丝网除沫器以与旋流板除沫器。本设计塔径小，且气、液分离，故采用丝网除沫器，装入设备上盖12。第4.9节 泵的设计与选型4.9.1 进料泵 F=40.6511km

36、ol/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YG50-32-12514506.35540.160.552.032/384.9.2 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)-

37、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其他费用的编制，其编制包括以下的部分：（1） 建设单位管理费 以“工程费用”为计算基础，按照建设项目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 以项目“工程费用”为计算基础，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容要求进行编制。 （4）生产准备费核算

38、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）生产用办公与生活家具购置费 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、财政部发布的建设项目环境影响评价费标准与方法进行计算。

39、（9）工程保险费 此项费按国家与保险机构规定计算（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项目的工程费用为计算基础，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 按化工引进项目工程建设概算编制规定计算。（13）财务费用 按国家有关规定与金融机构服务收费标准计算。（14）预备费：基本预备费按如下公式计算：基本预备费=计算基础基本预备费率其中 计算基础=（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

40、境影响评价费+工程保险费+引进技术和进口设备其他费）（15）经营项目流动资金 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/万元第一部分工程费用一主要生产项目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53319311383862.2二辅助生产项目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项目6供排水14.614

41、.61.17供电与电讯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小计89.768.011.416912.5四服务性工程项目五福利性工程项目六厂外工程项目合计667266124105778.5七第二部分其他费用1建设单位管理费21.221.21.62生产准备费8.58.50.63土地使用费4勘察设计费31.731.72.45家具购置费6.36.30.56联合试运转费32322.4合计99.599.57.4八第三部分总预备费1基本预备费92.592.56.92涨价预备费52.152.13.9合计14514510.8九第

42、四部分专项费用1投资方向调节税2建设期贷款利息46.246.23.4合计46.246.23.4十总概算价值66726612342901347100序号费用名称费用/万年生产负荷80%生产负荷100%1外购原材料65.365.32外购燃料、动力21.521.53工资与福利费45.838.94折旧费11.48.95修理费4.33.56摊销费10.87财务费用16.513.78其他费用22.818.39总成本费用181.1162.4其中：固定成本93.474.7可变成本87.787.7经营成本15.314.0表5.2 成本估算第六章 厂址的选择 厂址的选择应对原料、水源、资源、土地供应、市场需求、交

43、通运输和环境保护等诸多因素进行全面考虑，权衡利弊。 燕郊镇位于潮白河东部，地表水系发达，水质能满足生产的要求；交通便利，至的电气化铁路、至的102国道横贯全境，各村街公相连，运输方便、畅通、便捷，也有利于废水、废渣自流输送；气象是暖温带半湿润、半干旱大陆性季风气候区，有良好的自然通风条件，有利于厂房外烟尘和废气的扩散；地形总体西北高，东南低，地形坡度降下千分之一左右，地震烈度9度以下，能满足生产工艺流程和运输布置的要求，并有适当的发展余地，不受洪水、海潮等自然灾害的影响和大型水库崩溃的威胁。厂址选择应在燕郊镇的经济开发区，厂址面积可以满足生产区、三废处理厂与其他设施的用地要求和环境条件，还留有

44、适当的发展用地；远离城镇和居民区，符合城镇对人防设施的要求；符合城镇对生产、防震、消防、安全、卫生等方面的要求。第七章 工艺流程设计在化工设计中最重要的环节是工艺流程设计，它是以工艺流程图的形式，反映了化工生产从原料进入到产品输出的过程，包括物料和能量的变化，物料的流向以与生产中所经历的工艺过程和使用的设备仪表14。在本设计是原料流入原料罐（V101），经过原料输送泵（P101）到原料预热器（101），进入填料塔（T101），塔顶产品通过冷凝器（E104）流入回流罐（V103）经过回流泵（P103）进行回流，再流入塔顶产品罐（V104）中，经过塔顶产品（P104）流出界区，塔底产品通过再沸器（

45、E102）流入塔底冷却器（E103）中，再流入塔底产品罐（V102）中，经过塔底产品泵（P102）流出界区。第八章 车间布置车间布置是指对车间各基本工段、辅助工段、生产服务部门、设施、设备、仓库、通道等在车间和平面上的相互位置的统筹安排。车间的平面布置要根据工厂的生产大纲和车间分工表、生产流程、工艺路线、生产组织形式、机器设备和起重运输设备的种类、型号、数量等多方面因素共同确定。因此本设计在车间布置时严格遵守如下规和规定：化工装置设备布置设计规定HG/T2054-2009、建筑设计防火规GB50016-2006、石油化工企业设计防火规定GB50160-2008、化工企业安全卫生设计规定HG20

46、517-1995、工业企业厂房噪声标准GB12348-2008、爆炸和火灾危险环境电力装置设计规定GB50058-1992、中华人民国爆炸危险场所电气安全规程（试行）（1987）等15。第九章 “三废”处理与综合利用 “三废”的排放是造成污染、危害的根源，也是物质的损失和能源的浪费，对其应该实施综合利用。在乙苯和多乙苯分离过程中，任何一个环节都会产生“三废”，对于产生的带有乙苯和多乙苯的废液来说，应该集中收集和处理，并送入废液罐中，经过一定的处理后再次送入填料塔中进行分离；对于产生还有大量乙苯的废气来说，应采取压缩回收做燃料，保证做到不污染环境；对于产生的多乙苯废渣来说，可将残渣热解回收用作燃

47、料、油漆、粘结剂等16。结论在苯乙烯生产中，乙苯和多乙苯的分离是其中的一项重要的环节，经过对苯乙烯生产中年处理3.5万吨乙苯的多乙苯分离工段的设计。设计的结果是，进料温度为139，塔顶温度为137，塔釜温度为180，理论塔板数13块，精馏段为6块，选用Mellapok-250Y型填料，塔径600mm,塔高6658.7mm。设备一览表设备名称型号冷凝器AESX(Y)400-1.0-15-3/25-4REa(b)再沸器AESX(Y)500-1.0-55-6/25-2REa(b)预热器AESX(Y)325-2.5-15-4.5/19-2REa(b)进料泵YG50-32-125回流泵YG50-32-2

48、00出料泵YG50-32-160参考文献1小明,惠萍.我国苯乙烯生产消费现状与市场前景J.业界观察.2004,（2）:61-63.2Shan Guan,XiuJun Lun,Sumin Lu.“Development of a Catalyst for Ethylbenzene Dehydrogenation to Styrene:Dehydrogenation to Styrene:A Learning Project for Chemical Engineering Students”.Internation Conference on Frontiers of EnergyJ,2013,32(5):212-216.33P312-313、3P342-343、3P444-445卢焕章.石油化工数据基础数据手册M.：化学工业.1982.02.44P412-413、4P442-443、4P498-499马沛生.石油化工数据基础数据手册续篇M.：化学工业.1998.5祖荣.化工原理第二版M.：化学工业.2009.6建林,王源平.乙苯脱氢-氢选择氧化苯乙烯生产工艺探析J.化工.2004,32(6):45-55.7Chen Jianping,He Da