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设计 毕业设计

北京化工大学北方学院毕业设计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贡献均已在文中做了明确的说明并表示了谢意。若有不实之处，本人承担一切相关责任。本人签名年月日北京化工大学北方学院毕业设计I苯乙烯生产中年处理35万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，设计的基本内容是，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66587MM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北京化工大学北方学院毕业设计IITECHNOLOGYSEPARATIONOFSECTIONANNUALPROCESSINGCAPACITYOF3500TONSOFETHYLBENZENEANDPOLYETHYLBENZENEINTHEPRODUCTIONOFSTYRENEABSTRACTINTHEPRODUCTIONOFSTYRENE,THESEPARATIONOFETHYLBENZENEANDPOLYETHYLBENZENEWASONEOFTHEMOSTIMPORTANTLINKSTHEPACKEDDISTILLATIONCOLUMNWASUSEDINTHISDESIGNTHEBASICCONTENTSOFTHEDESIGNWERE,COMPLETEDMATERIALPACKINGTOWER,ENERGYBALANCE,THETHEORETICALPLATENUMBERWAS13,THETOWERDIAMETERWAS600MM,HEIGHTWAS66587M,ANDTHECONDENSER,REBOLIER,PREHEATER,PUMPWERECALCULATEDANDSELECTEDTHEPROCESSFLOWDIAGRAMWITHCONTROLPOINTSANDTHEWORKSHOPEQUIPMENTLAYOUTWEREDRAWNKEYWORDSETHYLBENZENEPACKEDDISTILLATIONCOLUMNPROCESSDESIGN北京化工大学北方学院毕业设计目录前言1第一章物料衡算2第11节基本数据2第12节物料衡算2第13节相对挥发度和温度的计算4第二章能量衡算8第21节基本数据8第22节能量衡算9第三章填料塔设计计算13第31节全塔理论塔板数13第32节精馏塔流量及物性参数13第33节填料的选择19第34节塔径设计计算19第35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41节冷凝器23第42节再沸器23第43节预热器24第44节塔管径的计算及选择24第45节液体分布器25北京化工大学北方学院毕业设计第46节支承板的选择27第47节塔釜设计27第48节除沫器28第49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第九章“三废”处理与综合利用37结论38参考文献39致谢41北京化工大学北方学院毕业设计0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。北京化工大学北方学院毕业设计1第1章物料衡算第11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11基本物性数据表12原料中成分的质量分数第12节物料衡算图11填料塔物料衡算121原料中各成份的摩尔分数名称分子式相对分子质量（G/MOL）沸点（）乙苯C6H5C2H5106161362二乙苯C10H1413422181二苯基乙烷C13H12182272645二苯基甲烷C14H1416824284名称乙苯二乙苯二苯基乙烷二苯基甲烷质量分数9087097503255北京化工大学北方学院毕业设计290/16X0921690/1687/3427582035/16874F乙苯5/二乙苯8/1091/2F二苯基乙烷325/6874X090687403516874二苯基甲烷表13摩尔分数122原料液流量F092160751342058127085162487/FMKGMOL76KMOL/H3024180原料液流量123塔顶乙苯的摩尔分数塔顶乙苯的质量分数为996，二乙苯的质量分数为0496/10X0968432D106814/MKGMOL124塔釜乙苯的摩尔分数塔釜的主要成分为乙苯为25（质量分数），二乙苯8483，二苯基甲烷317，二苯基乙烷951。则0251608431209518270316824397/FMKGMOL/6X55/W125塔顶产品流量D和塔釜产品流量W总物料衡算FDW由FWD名称乙苯二乙苯二苯基乙烷二苯基甲烷摩尔分数092160070500058150002085北京化工大学北方学院毕业设计3（11）FXDW（12）则W31766KMOL/HD374745KMOL/H表14物料衡算数据结果进料塔顶塔釜组分KMOL/HXFKMOL/HXDKMOL/HXW乙苯37464109216373546099680103200325二乙苯286590070501199000322772208727二苯基甲烷0236400058150082900261二苯基乙烷00847600020850218200687总计40651113747451317661第13节相对挥发度和温度的计算131相对挥发度的计算（关键组分法）以总压为1013KPA，查石油化工数据手册3和石油化工数据手册续篇4。表15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/KPA110473751045715014478740540120642161514116018441354277130855442144417023203471519140112122976218028867598450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。ABP北京化工大学北方学院毕业设计4QY09754DQMINXR38表16各温度下的挥发度温度/1401501601701803767235715339763244429322平均相对挥发度5370泡点进料Q1，QFX216由平衡方程QY1XQ（13）计算得最小回流（14）取回流比为最小的回流比的2倍，即MINR2039785132操作线方程的确定L54210/DKMOLH（15）VR（1）07935678L/（16）LQF462KOL/H（17）V即精馏段操作线方程N1NNXY043152RD（18）提馏段方程北京化工大学北方学院毕业设计5M1YX10472X016VWML（19）133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，P101KPA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15。125481039APKAPA62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I（110）0861PKA（111）而且KIYX（112）则950FAXKY（113）同理求得211FB（114）因为106BAY所以进料温度为139时符合进料要求。得TF139（2）填料塔塔顶的温度填料塔在常压进行，P101KPA查石油化工数据手册3和石油化工数北京化工大学北方学院毕业设计6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15。125481037APKAPA2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I（115）0281PKA（116）而且KIYX（117）则9820FAXKY（118）同理求得1FB（119）因为109BAY所以塔顶温度为137时符合进料要求。得TD139（3）填料塔塔釜的温度同理TW180北京化工大学北方学院毕业设计7第二章能量衡算第21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21不同温度下的摩尔比热容温度/130140150160170180190CP乙苯/KJ/KMOL22575229692336923772241752458725002CP二乙苯/KJ/KMOL29590300863056831062305533205832566CP二苯基甲烷/KJ/KMOL31066315733207532577330703356033559CP二苯基乙烷34065347133534635975365893719437800北京化工大学北方学院毕业设计8211进料摩尔热容进料方式为泡点进料Q1,XQXF，进料温度TF13913091304257257968PC苯CP乙苯2281968KJ/KMOL同理CP二乙苯3003100KJ/KMOLCP二苯基甲烷315567KJ/KMOLCP二苯基乙烷342786KJ/KMOL212塔顶摩尔热容塔顶温度TD137同理CP乙苯2285136KJ/KMOLCP二乙苯2993300KJ/KMOLCP二苯基甲烷314567KJ/KMOLCP二苯基乙烷34686KJ/KMOL212塔釜摩尔热容塔釜温度TW180同理CP乙苯2458680KJ/KMOLCP二乙苯3205000KJ/KMOLCP二苯基甲烷335599KJ/KMOLCP二苯基乙烷37194KJ/KMOL表22精馏塔内特殊温度下的摩尔热容温度/137139180/KJ/KMOL北京化工大学北方学院毕业设计9CP乙苯/KJ/KMOL228513622819682458680CP二乙苯/KJ/KMOL299330030031003205000CP二苯基甲烷/KJ/KMOL315567314567335599CP二苯基乙烷/KJ/KMOL3427863468637194第22节能量衡算图21填料塔能量衡算221进料液热量QF进料温度为TF139原料液平均摩尔比热容PC28513609230753160581342760854KJ/KMOL（21）原料液的焓23450619320875KJ/FPHCTKMOL（22）原料液带入的热量406513287513268KJ/FQHH北京化工大学北方学院毕业设计10（23）222塔顶蒸汽带出的热量QV塔顶温度为TD137塔顶料液平均摩尔比热容281960828476KJ/PCKMOL（196）301（24）塔顶料液的焓PC284671329457J/KOLDHT（25）回流液带入的热量QL（泡点回流）LPC2847613294581KJ/KMOLHT（26）0731294583291657KJ/LLHRDH（27）塔顶蒸汽的焓（R为汽化热）V36102847613956812KJ/PHCTKMOL（28）塔顶蒸汽带出的热量VQH1079513475639812453792KJ/VRDH（29）223塔底产品带出的热量QW塔釜温度为TW180釜液平均摩尔比热容PC28513602930872315602134786047KJ/KMOL（210）釜液的焓北京化工大学北方学院毕业设计11W304719608375KJ/PHCTKMOL（211）釜液带出去的热量Q317640837512647J/WHH（212）224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NQ01BBFLVW（213）BVFL12678409KJ/H（214）绝对压力23209KPA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R32964KJ/MOL水蒸汽用量BSQ7809M45KOL/HR（215）225塔顶冷凝器的热量QC塔顶馏出液的热量L3745129872483/DQHKJH（216）冷凝器的热量24907/CVDLJH（217）冷凝水的进入温度为20出口温度为502130T查化工原理5，水在2050的平均比热容为北京化工大学北方学院毕业设计1241785/KGCKJ水冷凝水的用量（218）CSC2QM937601/HT水1（）表23能量衡算结果数据进料塔顶塔釜组分KJL/HXFKJL/HXDKJL/HXW乙苯12198610609216452023853099684311368700325二乙苯933161873007051451119910003211577017908727二苯基甲烷7696930100058153462360100261二苯基乙烷2759776700020859113568600687总计1323633861453474973113265747641北京化工大学北方学院毕业设计13第三章填料塔设计计算第31节全塔理论塔板数311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NMIN109681034MINMLGLG6752XDWN（31）0795380151IR（32）由吉利兰图查的0412MIN（33）解得N13（不包括再沸器）312精馏塔理论塔板数1F0968126MINMLGLG514234XDN（34）由吉利兰图查的0412MIN（35）解得N6（不包括再沸器）第32节精馏塔流量及物性参数北京化工大学北方学院毕业设计14321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31塔顶塔釜进料黏度MPAS塔顶137塔釜180进料139乙苯023080179002276二乙苯027680218002716二苯基甲烷070404810708二苯基乙烷054204080539表32塔顶塔釜进料密度KG/M3塔顶137塔釜180进料139乙苯747871517453二乙苯726172327320二苯基甲烷09217879209127二苯基乙烷09322865608968322塔顶条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量MVDXD乙苯二乙苯（1X）069134209610627KMOL/H（36）液相平均相对分子质量LD1627KG/OL（37）气相密度30VDMTP162731596/2447KGM（38）液相密度TD137，乙苯7478KG/M3,二乙苯7216KG/M3L10964170782乙苯二乙苯乙苯二乙苯北京化工大学北方学院毕业设计15（39）所以3LD74106KG/M液相黏度TD137，乙苯02308MPAS,二乙苯02768MPASLD乙苯X乙苯二乙苯（1X乙苯）02308099602768（10996）02310MPAS（310）塔顶出料口质量流量D374745106272239824976KG/H（311）表33塔顶数据结果流量D符号L1MDKGMOLV1DKL3KGMLD3LDMPAS质量流量KGH1摩尔流量KMOLH1数值10627221062722315967477106023102944880374745323塔底条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量VWMXMXXWWX乙苯乙苯二乙苯二乙苯二苯基甲烷二苯基甲烷二苯基乙烷二苯基乙烷106325140872102618406789KG/MOL（312）液相平均相对分子质量LW13689KG/OL（313）气相密度30VMTP32715689/2440KGM（314）液相密度TW180,视为纯二乙苯，LW二乙苯7232KG/M3液相黏度北京化工大学北方学院毕业设计16TW180，乙苯01790MPAS,LD二乙苯0218MPAS017932501872048126048676LWXXXXMPAS乙苯乙苯二乙苯二乙苯二甲苯甲苯二甲基甲苯二甲基乙苯二甲基乙苯（315）塔底出料口质量流量W3176613689934348743KG/H（316）表34塔底数据结果流量W符号LW1MKGMOLV1KLW3KGML3LWPAS质量流量KGH1摩尔流量KMOLH1数值136899313689933683972320002366434874331766324进料条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量VFMXMXXWWWX乙苯乙苯二乙苯二乙苯二苯基甲烷二苯基甲烷二苯基乙烷二苯基乙烷1069213407518205168240587KG/MOL（317）液相平均相对分子质量LFVM10872KG/OL（318）气相密度3F0VTP1027352164/2449KGM（319）液相密度TF139，乙苯7453KG/M3,二乙苯7320KG/M3北京化工大学北方学院毕业设计17LF3109216705810254396740乙苯二乙苯二苯基甲烷二苯基乙烷乙苯二乙苯二苯基甲烷二苯基乙烷（320）所以LF7439483KG/M3液相黏度TF139，乙苯02276MPAS,二乙苯02716MPAS，二苯基甲烷0808MPAS，二苯基乙烷0539MPASLF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02276092160271600705080800058150539000208502320MPAS（321）进料质量流量73510F491/2KGH（322）表35进料数据结果流量F符号LF1MKGMOLF1KLVF3KGMLF3LFPAS质量流量KGH1摩尔流量KMOLH1数值10871021087102321647439480232044191919406511325精馏段的流量及物性参数气相平均相对分子质量VDFJM1062781027483/KGMOL（323）液相平均相对分子质量LDFJ1062781027483/KGOL（324）液相密度北京化工大学北方学院毕业设计183VDFJ31596241879/2KGM（325）气相密度3LDFJ741063475821/22KG（326）液相黏度3LDFJ031015/22KGM（327）气相流量V（R1）D（079551）374745672855KMOL/H（328）V672855107484372321349KG/H（329）液相流量LRD07955374745298109KMOL/H（330）L298109107484332042037KG/H（331）326提馏段的流量及物性参数气相平均相对分子质量VFWTM10872369123/2KGMOL（332）液相平均相对分子质量LFWT10872369123/2KGOL（333）液相密度3FLWLT74398273508/2KGM（334）北京化工大学北方学院毕业设计19气相密度3VFWT3216483942/KGM（335）液相黏度3LFT0236024/KG（336）气相流量VVQ1FV672855KMOL/H（337）V672855121993282083735KG/H（338）液相流量LLQFLF298109406511704620KMOL/H（339）L704620121993285958849KG/H（340）精馏段、提馏段数据结果见表36。表36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JM/KGMOL10748431219932液相平均相对分子质量L/L10748431219932气相密度V/KG/M33187934422液相密度L/KG/M374582717335008气相摩尔流量KMOL/H672855672855北京化工大学北方学院毕业设计20气相质量流量KG/H8026823782083735液相黏度MPAS0231502343液相摩尔质量KMOL/H298109704620液相质量流量KG/H3204203785958849第33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表面，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，当与散装填料有相同的比表面积时，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MELLAPOK250Y型填料7。北京化工大学北方学院毕业设计21第34节塔径设计计算341精馏段塔径计算由贝恩霍根关联式（341）2023LGFGLUAA1184GL75式中干填料因子；3A液体黏度，MPAS；LA250Y型为0291；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L7458271KG/M3，G31879KG/M3，L02315MPAS，L32042037KG/H，G80268237KG/M，A0291代入式中求解得UF75213M/S空气塔速05721360/FMS（342）994FDTT（343）体积流量33S567285314V0186/79036MS（2）（344）S4D2431M（345）圆整后，D600MM，空塔气速UF0639M/S342提馏段塔径计算北京化工大学北方学院毕业设计22由贝恩霍根关联式（346）2023LGFGLUAA1184GL75式中干填料因子；3A液体黏度，MPAS；LA250Y型为0291；L、G液体、气体质量流速，KG/S；L、V液体、气体密度，KG/M3G重力加速度，M/S提馏段G34422KG/M3，7335008KG/M3，L85958849KG/H，G82083735KG/M代入式中求解得UF115335M/S空气塔速105530768/FMS（347）W91FTT（348）体积流量313S56728534V0176/70136MS（827）（349）1S4D423M（350）圆整后，D600MM，空塔气速UF06285M/S343选取整塔塔径精馏段和提馏段塔径圆整后D600MM,为精馏塔塔径。第35节填料层高度的计算北京化工大学北方学院毕业设计23351精馏段填料层高度计算UV06391M/S，V31879KG/M3，所以132JF06918720（KG/M）（351）查塔填料产品及技术手册8得2/13PA/MPZ查化工原理课程设计9对于规整填料HETPH/1520，250Y板波纹填料H60M，取系数为15，得HETP04M精馏段填料层高度ZHETPN0462MT精（352）精馏段总压降22/1349501PA精精（）（353）352提馏段填料层高度计算UG06285M/S，V34422KG/M3，所以132JF06285412785（KG/M）（354）查塔填料产品及技术手册8得2/170PA/MPZ查化工原理课程设计9对于规整填料HETPH/1520，250Y板波纹填料H60M，取系数为15，得HETP04M精馏段填料层高度ZHETPN04728MT提（355）精馏段总压降22P/13601PA提提（）（356）353全塔填料层压降北京化工大学北方学院毕业设计24222P950137601801提精（357）354全塔填料层高度Z2403675M提精（358）表37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/SKG/M2051200212785压降P/ZAM12300102117001022400102总压降/PA295201023276010262280102填料层高度/M240003266756667第四章附属设备及主要附件的选型计算第41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K550KCAL/M2H23012KJ/M2H出料液温度137（饱和气）137（饱和液）冷却水温度2050逆流操作T187，T2117128710264LNLMT（41）传热面积2CQ249071A043KT36MM北京化工大学北方学院毕业设计25（42）设备型号第42节再沸器选用220饱和水蒸气加热，取传K550KCAL/M2H23012KJ/M2H料液温度220190热流体温度180（饱和气）180（饱和液）逆流操作T140，T210124012640LNLMT（43）传热面积2BQ2678409A5381KT31MM（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AESXY50010556/252REAB5770019512428931439RZDH5019第43节预热器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AESXY40010153/254REAB15600053681212516RZDL4004北京化工大学北方学院毕业设计26选用150饱和水蒸气加热，取传K550KCAL/M2H23012KJ/M2H料液温度25139热流体温度150（饱和气）150（饱和液）逆流操作T1125，T211125431LNLMT（45）传热面积2FQ13268A1537KT04MM（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AESXY325251545/192REAB15800053601395458RZDH3005第44节塔管径的计算及选择441进料管440651D0439736037398FFLMW（47）查标准选用195MM的无缝钢管442回流管对于直立回流一般选用0205M/S，取WR040M/SRRL443207D0613606158M（48）查标准选用734MM的无缝钢管443塔顶蒸汽管北京化工大学北方学院毕业设计27操作压力为常压，蒸汽速度WV20M/SV44859D021943603601236M（49）查标准选用27315MM的无缝钢管444塔釜出料管塔釜流出液体速度WW取06M/SL442139D0185360360675M（410）查标准选用253MM的无缝钢管第45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。451回流液分布器流速系数取08205,H取006MW20829106879M/GHS（411）小孔输液能力计算32L30247Q160/658S（412）3421F/W079MS（413）422356612303104ND孔（414）式中W小孔流速，M/S；北京化工大学北方学院毕业设计28孔系速度取08；F小孔点面积，M2；N小孔数；H推动力液柱高度H600MM；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2COTSINGRHRW（415）式中R喷射圆周半径，M；喷射角。0375752D（416）29810COT474856326SINHM（417）452进料分布器由前知W08679M/S32L419Q64910/3607830MS（418）取D0003M，08332145F276410/W089S（419）3229373140ND孔（420）取40，75MM2COTSINGRHRW（421）北京化工大学北方学院毕业设计29莲蓬头直径一般为塔径的2050，取莲蓬头直径为120MM，喷射角约为400，莲蓬头高度为75MM。第46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47节塔釜设计料液在釜内停留15MIN，装填系数05塔釜高H/塔径D21塔釜液量13W5847391L02560M（422）塔釜体积3235V04710（423）2W,/4DH3310471V,6942VM（424）H2D20669413389M（425）表41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133893002005666775喷头高喷头弯曲半径喷头上方空隙塔顶空隙塔高北京化工大学北方学院毕业设计3042907530066587第48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、液分离，故采用丝网除沫器，装入设备上盖12。第49节泵的设计及选型491进料泵F406511KMOL/H由QMQV得3406518702594/39VMH（426）设备选型功率KW型号转速RMIN1流量M3H1扬程M效率轴功率电机功率必需汽蚀余量M质量（泵/底座）KGYG50321251450635540160552032/38492回流泵D374745KMOL/H由QMQV得337451062756/VMH（427）北京化工大学北方学院毕业设计31设备选型功率KW型号转速RMIN1流量M3H1扬程M效率轴功率电机功率必需汽蚀余量M质量（泵/底座）KGYG5032200145063125420510752052/38493出料泵W31766KMOL/H由QMQV得3317268905/VMH（428）设备选型功率KW型号转速RMIN1流量M3H1扬程M效率轴功率电机功率必需汽蚀余量M质量（泵/底座）KGYG50321602900753434415932050/46北京化工大学北方学院毕业设计32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。（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项目的工程费用为计算基础，以工程建设总承包费25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。北京化工大学北方学院毕业设计33（13）财务费用按国家有关规定及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51总概算表概算价值/万元价值合计占总值百分率/序号主项号工程和费用名称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4081619616654942加热装置43761165662493集中控制室80426310779小计533193113838622二辅助生产项目4分析实验室26632298225机修1852020515小计4515250337三公用工程项目6供排水146146117供电及电讯8972811178878供气163163129总图运输11411408北京化工大学北方学院毕业设计3410厂区外管909007小计897680114169125四服务性工程项目五福利性工程项目六厂外工程项目合计6672661241057785七第二部分其他费用1建设单位管理费212212162生产准备费8585063土地使用费4勘察设计费317317245家具购置费6363056联合试运转费323224合计99599574八第三部分总预备费1基本预备费925925692涨价预备费52152139合计145145108九第四部分专项费用1投资方向调节税2建设期贷款利息46246234合计46246234十总概算价值66726612342901347100序号费用名称费用/万年北京化工大学北方学院毕业设计35表52成本估算第6章厂址的选择生产负荷80生产负荷1001外购原材料6536532外购燃料、动力2152153工资及福利费4583894折旧费114895修理费43356摊销费1087财务费用1651378其他费用2281839总成本费用18111624其中固定成本934747可变成本877877经营成本153140北京化工大学北方学院毕业设计36厂址的选择应对原料、水源、资源、土地供应、市场需求、交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，北京至秦皇岛的电气化铁路、北京至哈尔滨的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，有利于厂房内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、三废处理厂及其他设施的用地要求和环境条件，还留有适当的发展用地；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。北京化工大学北方学院毕业设计37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，物料的流向以及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（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。北京化工大学北方学院毕业设计38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范和规定化工装置设备布置设计规定HG/T20542009、建筑设计防火规范GB500162006、石油化工企业设计防火规定GB501602008、化工企业安全卫生设计规定HG205171995、工业企业厂房噪声标准GB123482008、爆炸和火灾危险环境电力装置设计规定GB500581992、中华人民共和国爆炸危险场所电气安全规程（试行）（1987）等15。北京化工大学北方学院毕业设计39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料、油漆、粘结剂等16。北京化工大学北方学院毕业设计40结论在苯乙烯生产中，乙苯