年产5.5万吨丁二烯毕业设计

目前国内工厂生产丁二烯的方法主要有三种。乙腈法、二甲基甲酰胺法和NMP法。吉林化学工业公司有机合成厂丁二烯车间是采用乙腈法生产丁二烯的，其生产能力为14万吨/年，产品质量均已达国家一级品标准。丁二烯是一种重要的石油化工基础有机原料和合成橡胶单体，在石油化工烯烃原料中的地位仅次于乙烯和丙烯。主要用于合成顺丁橡胶(BR)、丁苯橡胶(SBR)、丁腈橡胶、苯乙烯-丁二烯-苯乙烯弹性体(SBS)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)树脂等多种橡胶产品，此外还可用于生产己二腈、己二胺、尼龙66、1，4-丁二醇等有机化工产品以及用作粘接剂、汽油添加剂等，用途十分广泛。本设计以吉化公司有机合成厂丁二烯车间为基础，以理论为依据。对本装置精馏工段，其不合理的地方进行改造，在经济合理，生产可靠的基础上，力求技术进步，从而确保有效地利用国家资金资源。本设计平均气压：745.66mmHg、最高气温：36.6℃、最低气温：-38.1℃、平均相对温度：71%、最大冻土深度：17.4×10cm、最大雪深度：420mm、平均风速：2.7m/s、松花江水温：15.0℃、最高水温：25.5℃。制取丁二烯，先后经历了酒精接触分解、丁烯氧化脱氢和蒸汽裂解制乙烯联产碳四抽提分离等三个发展时期。酒精法由于工艺落后，80年代初即已淘汰；丁烯氧化脱氢法也由于受原料制约，多数已改产。目前世界上制取丁二烯主要有两种途径，一种是从炼油厂C4馏分脱氢得到，该方法目前只在一些丁烷、丁烯资源丰富的少数几个国家采用；另外一种是从乙烯裂解装置副产的混合C4馏分中抽提得到，该方法价格低廉，经济上占优势，是目前世界上丁二烯的主要来源。表2-1原料规格序号组分精馏进料组分%（mol）1丙炔0.622反-2-丁烯0.4731-丁烯0.034顺-2-丁烯3.9551，3-丁二烯94.0761，2-丁二烯0.337丁炔0.018乙烯基乙炔0.019正戊烷0.51合计—100进料温度脱重塔：T=44℃脱轻塔：T=41℃表2-2脱重塔与脱轻塔塔压脱重塔脱轻塔塔顶压力（kPa）400590塔釜压力(kPa)480630进料压力(kPa)480610分子量：54.1；液体比重：0.6247g/cm3；闪点：-60℃；沸点：-4.41℃；熔点：-108.915℃；自燃点：450℃；气体密度：2.48；比热：0.434kcal/kg；爆炸范围（空气中体积百分比）：2.0-11.5；折光率：1.4293；丁二烯在常温下与空气接触时，能生成有剧烈爆炸危险的过氧化物，按标准分类为第2.1级，属有毒、易燃易爆液化气体。表2-3产品主要控制指标及执行标准、分析方法序号控制项目单位指标执行的标准分析方法1外观无色透明、无杂质工厂标准JISK-153421,3-丁二烯%≥９９.０工厂标准C-11123总炔烃ppm≤150工厂标准C-11174单项炔烃ppm≤120工厂标准C-1118T5TBCppm25-100工厂标准JISTT-15346乙腈ppm≤10工厂标准C-1124表2-4副产品主要质量指标及执行的标准、分析方法序号名称规格每吨产品产量t/t执行的标准分析方法1抽余碳四丁二烯≤0.5%1.0585工厂标准色谱2液体燃料丁二烯≤18%0.0514工厂标准色谱萃取精馏：碳4原料由碳4原料泵抽出，然后进入丁二烯萃取精馏塔T-0101A。萃取剂乙腈加入T-0101A，丁烷、丁烯馏分自T-0101A塔顶馏出。T-0101A塔釜液由塔釜泵抽出，送至丁二烯萃取精馏塔T-0101B塔。T-0101B塔顶气相物料返回T-0101A塔釜。溶剂解吸塔T-0102a设有以蒸汽为热源的重沸器给塔供热，以保证釜温，T-0102a塔侧线抽出的物料，送至炔烃侧线塔T-0103塔底。T-0102a塔底为解吸干净的乙腈，由溶剂解吸塔釜液泵抽出，再作为萃取溶剂进入T-0101A/B和T-0102A/B塔中。炔烃萃取精馏塔T-0103塔底接受来自溶剂解吸塔T-0102A顶的气相物料，其塔釜液抽出，作为溶剂解吸塔T-0102a回流液进入该塔塔顶，在T-0103塔加入溶剂乙腈，塔顶气相丁二烯馏分，C4的炔烃换热后一部分回流到T-0103，另一部分焚烧掉。精馏过程：由T-0102B塔顶来的气相粗丁二烯进入脱重组分塔T-0201a的塔釜，经脱重组分塔回流泵抽出，一部分作为T-0201A回流进入该塔，另一部分采出去丁二烯水洗塔T-0301。塔釜液经脱重组分塔釜液泵抽出，一部分作为T-0103塔的回流进入T-0102b塔顶，其余部分进入T-0201b塔。脱重组分塔设有循环溶剂为热源的中间再沸器E-0202，塔釜设有以热水为热源的再沸器，以保证釜温，T-0201b塔顶气相全部进入T-0201a塔的塔釜，而塔釜重组分抽出，经残夜冷却器用循环水冷却后，送往二聚物水洗塔T-0303。从T-0301塔顶来的以除去夹带乙腈的粗丁二烯直接进入脱轻组分塔T-0202，粗丁二烯中的丙炔的C3轻组份在T-0202中被全部脱除。塔顶馏出物经脱轻组分塔冷凝器用循环水冷凝后，进入脱轻组分塔回流罐V-0202，再由脱轻组分塔回流泵抽出，作为回流返回T-0202塔，V-0202的气相部分排入火炬系统。塔釜产品丁二烯由E0203冷凝后进入V-0203再由P-0204a/b送到201罐。表2-5三废处理一览表序号排放物质名称允许排放范围排放物质的危害性排放量(吨)每小时每天处理方法备注1含乙腈污水ACN≤75ppm易使COD超标4-872-192排化污管网连续排放2泵用冷却水及设备清洗水水、油PH、COD448排化污管网连续排放3脱轻塔尾气碳三、丁二烯易燃易爆12.2Nm3/h排放火炬不定期排放4溶剂回收塔尾气碳四重组分易燃易爆不确定排放火炬不定期排放甲级防火，Q－2级防暴。表2-6车间定员一览表人员名称班数每班人数总数生产工人428巡回工人414班长414值班长414分析工428电工224钳工236仪表工2612共计50表2-1原料规格序号组分精馏进料组分%（mol）1丙炔0.622反-2-丁烯0.4731-丁烯0.034顺-2-丁烯3.9551，3-丁二烯94.0761，2-丁二烯0.337丁炔0.018乙烯基乙炔0.019正戊烷0.51合计100表2-2产品主要质量指标及执行的标准、分析方法序号控制项目单位指标执行的标准分析方法1外观无色透明、无杂质工厂标准JISK-153421,3-丁二烯%≥99.0工厂标准C-11123总炔烃ppm≤150工厂标准C-11174单项炔烃ppm≤120工厂标准C-1118T5TBCppm25-100工厂标准JISTT-15346乙腈ppm≤10工厂标准C-1124表2-3副产品主要质量指标及执行的标准、分析方法：序号名称规格每吨产品产量t/t执行的标准分析方法1抽余碳四丁二烯≤0.5%1.0585工厂标准色谱2液体燃料丁二烯≤18%0.0514工厂标准色谱表2-4分析项目一览表序号分析项目取样地点控制指标分析次数1T-201A塔顶P-203a/b出口C4≤120ppmC4≧99%顺C4≦0.35%2次/班4次/班2T-201塔釜P-201a/b出口1,3-C4≧87%顺C4≦15%2次/班3T-201B塔釜P-205a/b出口1,3-C4≦5%4次/班4T-201A塔釜NaNO2溶液P-202a/b出口ACN≦500ppmNaNO21~2%1次/日5T-201B塔釜NaNO2溶液P-204a/b出口ACN≦1000ppmNaNO21~2%1次/日6T-202塔顶FRC-224阀组C335~55%4次/班7T-202塔釜FRC-220-02阀组C3≦10ppm4次/班8V-207倒淋NaNO21~2%1次/罐9V-209罐内TBC20~30%1次/罐10V-203a/b罐上成品标准1次/罐11V-201分层水LICA-213-02阀组ACN≦1%1次/周12V-204罐P-210a/b出口1，3-C4≧85%ST≦0.8%二聚物≦0.3%1次/班13V-205罐P-211a/b出口ST≦0.1%4次/班14V-203釜LIC-203阀组1，3-C4≦47%4次/班表2-5测量及控制仪表一览表项目位号工艺参数仪表编号正常值调节阀形式调节阀作用备注T-201A塔顶压力塔顶温度塔釜温度R-201入口温度塔釜液面塔釜界面R-201液面R-201界面回流液再生溶剂量塔顶采取量PRCA-213TR-401-06TI-402-20TI-402-21LICA-212-01LICA-212-02LICA-213-02LIC-213-02FRC-213FRC-214FRC-215300kPa40~70%40~70%50~70%气关阀气开阀气开阀气开阀气关阀气开阀气开阀反作用正作用正作用正作用正作用正作用反作用反作用T-201B塔顶温度塔釜温度20板温度H-202乙腈出口温度H-109乙腈出口温度H-202物料进口温度H-202物料出口温度H-203物料进口温度H-203物料出口温度H-203热水出口温度H-204物料出口温度塔釜液面塔釜界面第10板进料量塔釜采出量H-203热水量TI-402-22TR-401-07TRCA-210TIC-214-01TRC-214-02TI-402-23TI-402-024TI-402-25TI-402-26TI-402-27TI-402-28LICA-210-01LICA-210-02FR-210-01FRC-210-02FRC-210-0340.8℃56.7℃40~70%40~70%气关阀气关阀气开阀气开阀气关阀正作用反作用反作用正作用正作用反作用正作用与FRC-210-02串级与FRC-201-03串级T-202塔顶压力塔顶温度塔釜温度进料温度第36板温度第24板温度H-207物料出口温度H-207热水出口温度H-206物料出口温度H-206乙腈进口温度H-206乙腈出口温度V-202入口温度H-208出口温度塔釜液面V-202液面V-202界面V-203a/b液面H-207热水量塔釜采去量回流量V-202气相排放量丁二烯成品累积量PRCA-223TRCA-223TR-401-08TI-402-29TI-402-30TI-402-31TI-402-32TI-402-33TI-402-34TI-402-35TI-402-36TI-402-37TI-402-38LICA-200LICA-223-01LIC-223-02LIA-224-0102FRC-220-01FRC-220-02FRC-223FRC-224FQ-414487kPa41.2℃52.8℃气关阀气开阀气关阀气开阀气关阀气关阀反作用反作用正作用正作用正作用正作用反作用正作用反作用与FRC-220-03串级T-203塔顶压力塔釜压力V-204压力塔顶温度塔釜温度进料温度第31板温度第11板温度H-211a/b物料出口温度塔釜液面V-204液面V-205液面V-206液面进料量回流量塔顶采出量H-211a/b热水量PRC-223PI-230PIC-234TR-401-09TR-401-10TR-402-46TI-402-47TI-402-48TI-402-49/50LI-230LIA-231LIC-233LIA-234FRC-231FRC-233FRC-235FRC-230343kPa52℃40~70%0.45t/h0.62t/h气关阀气开阀气开阀气开阀气关阀气开阀气关阀反作用反作用正作用正作用反作用正作用反作用正作用就地调节与FRC-235串级设计（论文）主要条件及技术参数1、产量：9万吨丁二烯/年2、生产方法：精馏3、生产天数：300天/年（7200小时）4、原料规格：表3-1原料规格序号组分分子量精馏进料组成%（mol）1丙炔400.622反-2-丁烯560.4731-丁烯560.034顺-2-丁烯563.9551，3-丁二烯5494.0761，2-丁二烯540.337丁炔540.018乙烯基乙炔520.019正戊烷720.51合计1005、各塔产品回收率T0201(脱重组分塔)：塔顶产品中1，3-丁二烯收率：99.9%，塔釜产品中顺-2-丁烯收率：91.8%；T0202(脱轻组分塔)：塔顶产品中丙炔收率：99.9%， 塔釜产品中1，3-丁二烯收率：99.5%。6、操作压力：表3-2操作压力项目T0201T0202塔顶（kPa）400kpa590kpa塔底（kPa）480kpa630kpa进料（kPa）480kpa610kpa设计基础数据表3-3各组分的相对分子质量序号123456789组分丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯1，2-丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷相对分子质量（kg/kmol）405656565454545272郭天民等.多元汽-液平衡和精馏[M].北京：化学工业出版社，1983，593-631表3-4各组分的物性数据序号123456789组分丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯1，2-丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷cp（30）22.87732.75735.70130.44430.39629.15628.15526.0241.105cp（40）23.43833.45436.97931.16931.07327.04628.42526.33341.912cp（50）24.03934.20638.53431.9431.84530.45428.7326.70242.762cp（60）24.9635.03140.55132.76932.72931.37329.07627.1443.668rc（30）448250094732519948915517633355316246rc（40）429648444575503947375357620653916103rc（50）409746694409486945735187607252425954rc（60）388144834232468943995088593050855798ρ（30）0.59880.5920.58250.61090.60830.63990.68060.67440.616ρ（40）0.58330.57950.56940.59840.59510.62730.67030.66150.6055ρ（50）0.5670.56640.55570.58550.58130.61430.65980.64870.5948ρ（60）0.54970.55260.54140.5720.56680.60090.6490.63540.5837μ（30）0.1480.1950.1440.2250.1410.1450.2310.215μ（40）0.130.1830.1350.2120.1310.1350.2170.199μ（50）0.1180.1720.1230.2010.1320.1260.2040.184μ（60）0.100.1240.1120.130.1210.1190.1930.172σ（30）10.7712.3911.6213.212.3315.319.4415.5614.92σ（40）9.48211.2210.4312.0211.1114.6218.1614.3213.85σ（50）8.22210.069.26510.8339.91112.7216.9013.1012.80σ（60）6.9938.9288.1249.6688.73611.4415.6611.8911.76注：1克分子=1mol,1kcal/(kmol·℃)=4.1868kJ/(kmol·℃)。卢焕章等.石油化工基础数据手册[M].北京：化学工业出版社，1982，307-323本设计的物系中：丁炔制取二丁炔。表3-6各组分序号序号123456789组分丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯1，2-丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷Ⅰ代表脱重组分塔，Ⅱ代表脱轻组分塔。由表3-1和表3-3得：原料的平均摩尔质量：根据设计条件得：对于脱重组分塔（Ⅰ）：请关键组成1，3-丁二烯（LK），重关键组成顺-2-丁烯（HK）计算若表示轻关键组成在溜出夜中的回收率。表示重关键组成在溜出夜中的回收率。用EXCEL试差法求塔顶塔釜的温度及组成有安托因公式求各温度下pi0,lnpi0=A-B/(T+C),αij=pi0/pj0求得塔顶温度370c，塔釜温度55.70c。脱重塔塔顶塔底温度计算安托因12345A6.784856.869526.84296.869266.84999B803.73960.8926.1960.1930.546C229.08240240237238.854logpo3.7642171083.4009279423.49957873.3652454013.47666208po（mmHg）5810.5481942517.2592323159.2114912318.7044822996.829811po（KP）774.676047335.6069627421.1935583309.1351732399.5444481K1.6139084310.6991811720.877486580.6440316110.832384267K1.9366901170.8390174071.0529838960.7728379330.99886112a2.5059459881.0856317621.36248992311.292458713k36.3371987736.3371987736.3371987736.3371987736.33719877b-1.049-1.049-1.049-1.049-1.049F244.6742244.6742244.6742244.6742244.6742xF0.00620.00470.00030.03950.9407进料量1.516980041.149968740.073402269.6646309230.1650199lgD/W13.448514190.2476035773.832295783-1.0492.99957D/W2.80876E+131.7684939436796.663730.089330548999.0103784W5.40089E-140.4153770111.07982E-058.8720828720.230162631D1.516980040.7345917290.0733914620.792548028229.9348573D总233.0550838233.0550838233.0550838233.0550838233.0550838W总11.619116211.619116211.619116211.619116211.6191162F总244.6742XD0.0065091050.0031520210.000314910.003400690.986611635XW4.64828E-150.035749459.29344E-070.7635763960.019808962泡点0.595090183露点0.9995686246789T/摄氏度376.9983836.981986.9536.876321041.117988.759571075.78242.274233.01230.01233.2053.2704419823.3202185893.3688645742.8949725051863.9831472089.6742392338.108035785.1859225248.5106479278.6003188311.7221008104.68284680.5177305160.5804173310.6494210430.2180892640.621276620.6965007970.7793052520.2617071170.8038899140.9012249111.0083682730.33863130436.3371987736.3371987736.3371987736.33719877-1.049-1.049-1.049-1.049244.6742244.6742244.6742244.67420.00330.00010.00010.00510.807424860.024467420.024467421.24783842-4.493890715-2.690235444-0.917489395-18.137399733.20708E-050.0020406310.1209234717.28786E-190.8073989660.0244175930.0218279131.247838422.58939E-054.98273E-050.0026395070233.0550838233.0550838233.0550838233.055083811.619116211.619116211.619116211.61911621.11106E-072.13801E-071.13257E-0500.0694888450.0021015020.0018786210.107395296表3-8各温度下的pi0和αlh的值序号123458组成丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯乙烯基乙炔370c下pi05804.43542514.50623155.87492316.0942993.17862334.8250370c下αlh2.50611.08571.362611.29231.008154.230c下pi08663.01203914.8316 4835.44543639.0514611.60283749.235554.230c下αlh2.3811.07581.328811.26721.0303440c下pi06944.54383065.11653819.51562835.0213631.67082886.4242440c下αlh2.44961.08121.347311.28101.0181αlh2.44541.08091.346211.28021.0188由芬斯克公式的、解得由EXCEL计算所以根据质量守恒定律：∑进入=∑排除精馏塔的进出物料基本相等，符合质量守恒定律塔顶组成ｙi＝ｄi／Ｄ塔釜组成xi＝ｗi／Ｗ(2)校核所设的塔顶塔釜温度是否正确（a）如果所设的塔顶温度为露点温度则在误差允许范围内，因此所设的塔顶温度正确T=370c（b）如果所设塔釜温度为泡点温度,则在误差允许范围内所设的塔釜温度正确T=55.70c。表3-11脱轻组分塔的进料组成和流率如下表序号123456789进料流率0.75850.38330.04040.3962114.972300.012230.00440设此塔轻关键组分为丙炔，重关键组分为1，3-丁二烯由进料流率和轻重关键组分的收率得用试差法EXCEL求塔顶塔釜组成，流率及温度用安托因公式求各温度下pi0lnpi0=A-B/(T+C),αij=pi0/pj0求得塔顶温度39.50c，塔釜温度54.230c。脱轻塔塔顶塔底温度计算安托因12345A6.784856.869526.84296.869266.84999B803.73960.8926.1960.1930.546C229.08240240237238.854logpo3.7923343.4319533.5294831843.3969273.506959po（mmHg）6199.1742703.6653384.4116732494.1773213.359po（PA）826.4885360.4591451.2177799332.5296428.4126塔底K1.3118870.5721570.7162186980.5278250.68002塔顶K1.4008280.6109480.7647758980.5636090.726123a1.9291880.8413831.0532318920.776191k18.5682218.5682218.5682244218.5682218.56822b-2.2989-2.2989-2.2989-2.2989-2.2989F244.6742244.6742244.6742244.6742244.6742xF0.00650.0031520.00031490.00340.9866进料量1.5903820.7712130.0770479060.831892241.3956lgD/W3-3.69163-1.880669292-4.342-2.2989D/W10000.0002030.0131622674.55E-050.005025W0.0015890.7710560.0760469550.831854240.1887D1.5887940.0001570.001000953.78E-051.206848D总2.7968372.7968372.7968374552.7968372.796837W总241.8774241.8774241.8773625241.8774241.8774F总244.6742XD0.5680685.61E-050.0003578861.35E-050.431505XW6.57E-060.0031880.0003144030.0034390.993019泡点0.679154露点1.0003656789T/摄氏度39.56.9983836.981986.9536.876321041.117988.759571075.78242.274233.01230.01233.2053.3035183.3536733.402111352.9314712021.4892257.7342524.127859854.0262268.1764301.0065336.5227044113.86080.4256770.4777880.5341630230.1807310.4545360.510180.5703774650.1929840.6259770.7026090.7855108120.26577418.5682218.5682218.5682244218.56822-2.2989-2.2989-2.2989-2.2989244.6742244.6742244.6742244.6742000.00001670000.0040860590243.0854-6.07645-5.14516-4.245738092-12.98478.39E-077.16E-065.67887E-051.04E-13000.0040858270002.32029E-0702.7968372.7968372.7968374552.796837241.8774241.8774241.8773625241.8774008.29611E-080001.68921E-050表3-12各温度下的pi0和αlh的值序号123458组成丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯乙烯基乙炔39.500下pi06199.13222703.82503384.59772494.3053213.06732523.716639.50下αlh1.92940.84151.05340.776310.785554.230c下pi08871.96374019.60854960.12813738.4224732.045338563449154.230c下αlh1.87490.84941.04820.790010.8149410c下pi06440.96732820.51593525.28562604.2653348.41102640.5576410c下αlh1.92360.84231.05280.777810.7886αlh1.90930.84441.05150.781410.7963由芬斯克公式解得由EXCEL计算表3-13脱重塔流出无聊的摩尔流量kmol/h塔顶组成ｙi＝ｄi／D塔釜组成xi＝ｗi／W(2)校核所设的塔顶塔釜温度是否正确（a）如果所设的塔顶温度为露点温度则在误差允许范围内，因此所设的塔顶温度正确T=39.50c（b）如果所设塔釜温度为泡点温度则在误差允许范围内所设的塔釜温度正确T=54.230c。计算最小回流比3.2.4.1.1求泡点温度a脱重组分塔因为脱重组分塔为气相进料，所以不涉及到泡点温度。b脱轻组分塔经试差EXCEL，设其泡点温度为T=54.230c表3-15由安托因公式计算该温度下各组分的泡点蒸汽压序号123458组成丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯乙烯基乙炔进料组成6.5096*10-33.0701*10-30.3150*10-33.401*10-30.98671.5995*10-5pi08564.81873865.69724776.93503592.46794555.09463699.0162该塔进料压力为610kpa≈610.0648kpa所以在误差允许范围内，可认为该塔的泡点温度54.230c3.2.5计算回流比R、最小回流比Rm、理论板数N理、Nmin脱重组分塔RmNmin因为气相（露点）进料，所以q=0用思特伍德法求回流比由（2）试得经EXCEL试差法得=1.0118时，即=1.0118成立由（1）试求RmRm+1=4.3104即Rm=3.3104用芬斯克公式求Nm求R由QLUJI公式R=1.5236*Rm=1.4823*3.3104=4.9894求N理由Gilliland回归公式得N理=58.6545块求精馏段nm，n理用芬斯克公式（b）脱轻塔该塔进料温度与泡点温度的平均值（54.23+41）/2=47.62℃表3-16《石油化工手册》查各温度下的Cp,rc前面资料中有详细物性数据序号123456789组分丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯1，2-丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷cp（40）23.43833.45436.97931.16931.07327.04628.42526.33341.912cp（50）24.03934.20638.53431.9431.84530.45428.7326.70242.762rc（40）429648444575503947375357620653916103rc（50）409746694409486945735187607252425954经计算得表3-17脱轻塔进料流率与组成序号123458平均组分丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯乙烯基乙炔cp（46.86）23.85333.97138.04631.69931.60526.58930.9605rc（52.72））4038.554618.514360.894820.124525.915199.364593.89进料流率1.34840.63590.06530.7044204.38670.0033进料组成6.5096*10-33.0701*10-30.3150*10-33.401*10-30.98671.5995*10-5（一）用思伍德法求回流比由（2）试经试差法XCEL得由（1）试求RmRm=88.448=88（二）用芬斯克公式求Nm（三）求R由QLUJI公式R=1.3149*Rm=1.3152*89.1342=116.3276（四）求N理由Gilliland回归公式得X=(R-)/(R+1)=0.242y=0.545827-0.591422x+0.002743/xN理=32.1889块（五）求精馏段nm，n理用芬斯克公式

脱重塔塔顶是冷凝器，塔釜温度如前所求。脱轻塔塔顶是分凝器，相当于一块理论版，因此塔顶温度有分凝器推算：求脱轻塔塔顶温度：根据公式，求得39.50c下各组分的xi表3-18脱轻塔各组分的xi值序号123458组成丙炔反-2-丁烯1-丁烯顺-2-丁烯1，3-丁二烯乙烯基乙炔yi0.557900.000379900.44170pi06199.13222703.82503384.59772494.30513213.06732523.7166xi0.36740.00330.046600.993所以∵精馏段操作线方程为：，∴∴设塔顶温度为44℃，在该温度下各组分的如下：，，，∴在误差允许范围内，∴4.1.2实际板数、实际进料板位置、板效率根据，知查表对得脱重组分塔板效率脱轻组分塔板效率∴操作条件如下表表3-19脱重与脱轻塔操作条件塔顶温度塔釜温度理论板数实际板数进料位置脱重组分塔37℃54.23℃55.80528825脱轻组分塔39.5℃54.24℃29.88554523取0℃为基准温度，Cp去该处温度和基准温度的平均值，γc取该处温度下的值，由《石油化工基础数据手册》查得如下数据表3-20查表各组分不同温度下的Cp、γc22℃18.46℃26.605℃19.75℃27.12℃20.5℃丙炔14.409714.301814.555622.30414.56722.344反-2-丁烯20.782320.589220.63332.088620.63532.13671-丁烯20.306120.096221.001434.578621.042134.6579顺-2-丁烯18.802618.603519.072729.739619.093829.79041，3-丁二烯19.206219.016919.46229.452119.482129.52111，2-丁二烯19.000118.835219.223619.2411丁炔19.331119.10719.548519.5683乙烯基乙炔17.392817.279417.576225.749317.590425.768正戊烷28.435828.138628.838528.87表3-21指定温度下的的γc值44℃36.96℃53.21℃39.5℃54.24℃41℃丙炔4216.443514019.24305.34004.34276.1反-2-丁烯47744892.84602.54852.34589.44826.51-丁烯4508.64621.44345.64582.94333.24558.4顺-2-丁烯49715086.34804.75047479250221，3-丁二烯4671.44782.54510.84744.74498.54720.61，2-丁二烯52895404.35123.153655110.5丁炔5498.25594.95342.55561.55331.2乙烯基乙炔5331.45432503753985019.25376.1正戊烷6043.46145.35898.56110.25887.4计算各温度下Cp，γc的平均值，，结果如下表：表3-21各温度下Cp、γc的平均值22℃18.46℃26.605℃19.75℃27.12℃20.5℃19.214518.990020.195825.391030.152829.482244℃37.1℃54.23℃39.5℃54.24℃41℃4690.0314781.1444932.3664494.9984499.8764718.5724.2.1脱重组分塔图3-1热量横算示意图∵，∴∴又，∴再沸器循环水由95℃降到61℃需热水量∵∴塔顶冷凝器冷却水由20℃升到30℃，需冷水量∵∴4.2.2脱轻塔图3-2热量横算示意图∵，∴∴再沸器循环水由95℃降到61℃需热水量μ1∵∴塔顶冷凝器冷却水由20℃升到30℃，需冷水量∵∴

精馏段：提馏段：精馏段：提馏段：由《石油化工基础数据手册》得到下列各平均温度下的密度（）：表3-22各温度下的密度序号组分42.5℃47.62℃40.5℃49.85℃1丙炔0.57920.57090.58260.56942反-2-丁烯0.57620.56950.57890.568431-丁烯0.5660.5590.56880.55784顺-2-丁烯0.59520.58860.59780.587451，3-丁二烯0.59170.58460.59450.583461，2-丁二烯0.62410.61740.62670.61637丁炔0.62870.6230.63100.66148乙烯基乙炔0.65830.65170.66090.65069正戊烷0.60280.59730.60490.5964∵∴各温度下的ρm值如下表：表3-23指定温度下的密度42.5℃47.62℃40.55℃49.85℃0.59720.59070.59850.5888表3-23各组分的M如下表序号123456789M40.06556.10856.10856.10854.09454.09254.09252.07672.151求气体的体积:脱重组分塔：脱轻组分塔：∵1，3—丁二烯含量很高，可近似用它的体积代替，由《石油化工基础数据手册》查得1，3—丁二烯的a.在脱轻脱重组分塔的塔顶塔釜温度下的Z及V，如表：表3-24塔顶塔釜的体积值如下脱重组分塔脱轻组分塔塔顶塔釜塔顶塔釜Pr0.09250.115840.13820.1456Tr0.72940.77180.74590.77980.900.910.860.885.83925.21483.78903.7788表3-25所求的两塔的气液负荷如下表脱重组分塔脱轻组分塔精馏段提馏段精馏段提馏段上升气体体积5.80395.21483.78903.7789Kmol/h1452.7951320.1252328.1537353.9362m3/h8431.9066884.18841243.37441061.8086m3/s2.34221.91230.34540.2949下降液体密度kg/m3601.6591.7600.4598.3Kmol/h1219.7401275.7422325.3567593.5656Kg/h65883.40273539.13915005.45132115.342m3/h109.495124.28524.99253.678m3/s0.03041530.03452360.0069420.014911∵脱重组分塔塔顶1，3—丁二烯已超过98%，用物化数据代替原始数据精馏段（1）气液负荷指在下的值。∴（2）气液相重度：（3）液体表面张力（4）液体粘度和气体黏度（5）塔板数（6）操作温度及压强提馏段：（1）气液负荷∴（2）气液相重度：（3）液体表面张力（4）液体粘度和气体黏度（5）塔板数（6）操作温度及压强精馏段（1）计算允许空塔气速：∵取板间距则动态参数由《化工原理》下册查得C=0.114负荷系数的表面张力校正查得∴∴适宜气速（2）由式按标准圆整取可见空塔气速提馏段：（1）计算允许空塔气速：∵，取板间距，则动态参数由《化工原理》下册查得负荷系数C表面张力校正查得∴∴适宜气速（2）由式按标准圆整取可见空塔气速（b）溢流程度选择精馏段：，提馏段：由《化工原理课程设计》选单流型塔板弓形堰（c）溢流装置ａ求堰长由表取ｂ校正液体在降液管中停留时间：∵∴精馏段：（可以）提馏段：（可以）ｃ堰高精馏段：由《化工原理》下册查得∴∴，取提馏段： ，由《化工原理》下册查得∴∴，取ｄ降液管的下端的下端和下层板的间距精馏段：有式取：h0=98mm（L—塔内液体流量m3/s,u0—液体通过降压管底部时的u（m/s）,一般取0.07—0.25）提馏段：h0=97mm（c）浮阀数目计算浮阀的选型及数目的计算，排列，开孔率(去标准F—1浮阀)浮阀型式：根据文献（5），本设计选用型重阀，阀片厚度=2mm,阀质量为33g,H=11.5mm,L=15.5mm,Ф39mm,浮阀最大开度8.5mm,最小开度2.5mm。阀孔气速：根据阀孔动能因数，，F0在9-12之间取F0=11浮阀数的确定：根据其中。查设计参考资料（1），取同一排孔心距t=75mm,按正三角形顺排排列，排得伐数N=498个，按N=485个重新核算孔速及伐孔动能因子，伐孔动能因子变化不大，仍在9-12范围内，故设计合理。塔板开孔率：，在4%-15%范围内，设计满足要求。查设计参考资料，取同一排孔心距t=75mm,按正三角形顺排排列，排得伐数N=474个，按N=484个重新核算孔速及伐孔动能因子，伐孔动能因子变化不大，仍在9-12范围内，故设计合理。塔板开孔率：，在4%-15%范围内，设计满足要求。（d）塔板计算ａ塔般的分块根据文献，因，故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。ｂ边缘区宽度确定ｃ开孔区面积计算其中：故（e）阻力计算ａ精馏段Ⅰ干板阻力计算干板阻力，Ⅱ气流穿过板上液层压降相当的液柱高度气体通过每层塔板的液柱高度Ⅲ气体通过每层塔板的压降为ｂ提馏段Ⅰ干板阻力计算干板阻力，Ⅱ气流穿过板上液层压降相当的液柱高度气体通过每层塔板的液柱高度Ⅲ气体通过每层塔板的压降为（f）淹塔校核a精馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜高度液柱通过降液管的压头损失板上清夜高度则已选定，所以可见，故不会淹塔。b提馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜高度液柱通过降液管的压头损失板上清夜高度则已选定，所以可见，故不会淹塔。（i）雾沫夹带校核a精馏段由设计参考资料（2）查泛点负荷因数图及物性系数K，得取较大b提馏段由设计参考资料（2）查泛点负荷因数图及物性系数K，得（h）塔板负荷性能图a精馏段Ⅰ物沫夹带线按泛点率80%计算，即整理得，由上式知，物沫夹带线为一直线，在操作范围内任取两个值，可求得值。计算如下表：0.010.050.12.800772.141051.3164由此作得物沫夹带线。Ⅱ液泛线令由故 0.010.050.15.2134.6123.5864Ⅲ液相负荷上限线取作为液体在降液管中的停留时间的下限， 液相负荷上限线在VS–LS坐标图上为与气体流量VS无关的垂直线，如图气液负荷性能图。Ⅳ漏液线对于F1型重阀，依Ⅴ液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。图3-3脱重塔精馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由图可知，该赛办的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得故弹性操作为b提馏段Ⅰ雾沫夹带线按泛点率80%计算，即 整理得，由上式知，物沫夹带线为一直线，在操作范围内任取两个值，可求得值。计算如下表：0.010.050.12.43521.80101.0083由此作得物沫夹带线。Ⅱ液泛线令故 0.010.050.12.38871.7690.9948Ⅲ液相负荷上限线取作为液体在降液管中的停留时间的下限， 液相负荷上限线在VS–LS坐标图上为与气体流量VS无关的垂直线，如图气液负荷性能图。Ⅳ漏液线对于F1型重阀，依Ⅴ液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。图3-4脱重塔提馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由图可知，该赛办的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得故弹性操作为换热器计算已知数据：水的物性数据如下;此换热器将液料由37℃下的气体变为37℃下的液体。查得37料液物性数据如下;料液的质量流量：料液的比热：料液的导热系数：料液的粘度：料液的密度：由热量衡算可知Q=2941747.509千卡/h=3418.963(kw)物料进口温度37℃，出口温度37℃冷却水进口温度20℃，出口温度30℃（a）计算传热量和对数平均温差：物料：37℃（l）→37℃(g)冷却水：20℃→30℃∵查《化工原理》下册φ=1△tm=△tm=12℃估算冷凝段传热面积：取K=1000Kcal/m2﹒h.℃（K为传热系数）考虑15%的面积裕度（b）初步确定传热气型号水走管程料液走壳程，为方便清洗采用浮头式换热器，由表查得u＜icp液体在管内的最大流速为2.4m/s，取ui=1m/s选用规格管内径为0.02m取管长=6m时查表《化工原理》上册得管程数N=2管子根数n=1470（根）中心排管数=426管程，一台换热器的总管程数为1470根，查得适当的浮头换热器的型号为，每管程数为1470/2=750根N=A/(0.025*6*3.142)=293根∴管数实际流速管长：即两根管子为一个最小管程（c）传热系数K的校核a管内水的对流传热系数：αi管内水的流速式中u采用工程单位[千克力秒/m2]，1[千克力秒/m2]=9810cpb管外（壳程）原油的对流传热系数取三角形排列u=0.134cp即C总传热系数k0,传热管两侧污垢热阻均取0.0005（d）计算传热面积（按上述核算所得k0值）（e）计算阻力损失a管程阻力损失由《化工原理》上册查得钢管ε=0.05由《化工原理》上册查得Rei=26292.62,ε/d=0.0025时λ=0.03式中：折流板数目(h为折流版的板间距《化工手册》取h=0.45)。流经管程和壳程流体的压力降未超过30000N/m2，所以以上核算表明选用AES-1-421.6-6/25-1Ⅰ型换热器能符合要求。（计算脱重塔回流泵）已知最大的流量Q=L=109.495m3/h根据柏努力方程确定此流量下流过管路所需的扬程为：此塔有4个人孔，其人孔的板间距为0.6m，裙座高5m，封头0.6m釜液停留时间为15分钟，因为釜液体积为（其中L'为提留段下降液体流量0.03417m3/s）釜液高度为回流罐高度为7米在此过程中，管长120m，7个900弯头，4个阀，两个阀阑，一个截止阀，一个止逆阀，管径9cm，一个突然扩大阀，70个弯头四个阀：一个突然扩大：（其中L为提留段下降液体流量0.02731m3/s）查《化工手册》上册，得λ=0.015由《化工原理》书中查到与其相符的的泵：所选泵应取IS125-100-315型号表3-26IS125-100-315型号离心泵性能表流量m3/s扬程H/m转速r/min质量Kg电机功率Kw效率气蚀余量(NPSH)r/m120872900166/295kg7565%3.8操作压力与温度塔顶压力：590kPa塔顶温度：39.5℃进料压力：610kPa进料温度：41℃塔釜压力：630kPa塔釜温度：54.24℃精馏段平均压力：600kPa精馏段平均温度：40.25℃提馏段平均压力：620kPa提馏段平均温度：47.62℃精馏段：（1）气液负荷，指在下的值。（2）气液相重度：（3）液体表面张力（4）液体粘度和气体粘度（5）塔板数（6）操作温度及压强提馏段：（1）气液负荷（2）气液相重度：（3）液体表面张力（4）液体粘度和气体黏度（5）塔板数（6）操作温度及压强初估塔径a．精馏段的气、液相体积流率为由式中C由《化工原理课程设计》中5-5式计算，其中由图5-1查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查图5-1得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为b．提馏段的气、液相体积流率为由式中C由《化工原理课程设计》中5-5式计算，其中由图5-1查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查图5-1得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为溢流程度选择精馏段：，提馏段：由《化工原理课程设计》选单流型塔板弓形堰溢流装置计算a．精馏段因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：Ⅰ堰长取Ⅱ溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由《化工原理课程设计》中式5-7计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度故Ⅲ弓形降液管宽度和截面积由查《化工原理课程设计》图5-7，得故依《化工原理课程设计》式5-9验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。Ⅳ降液管底隙高度取则>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。Ⅴ塔板的分块因，故塔板采用分块式。查《化工原理课程设计》表5-3得，塔板分为3块。Ⅶ边缘区宽度确定取，。Ⅷ开孔区面积的计算开孔区面积按《化工原理课程设计》式5-12计算，即其中故浮阀数计算本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为%气体通过阀孔的气速为b．提馏段Ⅰ溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：Ⅱ堰长取Ⅲ溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由《化工原理课程设计》中式5-7计算，即近似取，则取板上清液层高度故Ⅴ弓形降液管宽度和截面积由查《化工原理课程设计》图5-7，得依《化工原理课程设计》式5-9验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。Ⅵ降液管底隙高度取则>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。塔板计算Ⅰ塔板的分块因，故塔板采用分块式。查《化工原理课程设计》表5-3得，塔板分为3块。Ⅱ边缘区宽度确定取，。开孔区面积按《化工原理课程设计》式5-12计算，即其中故本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为孔数目n为个开孔率为%气体通过阀孔的气速为阻力计算a．精馏段1．塔板压降（1）．干板阻力计算干板阻力由《化工原理课程设计》式5-19计算，即由，查《化工原理课程设计》图5-10得，故（2）．气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由《化工原理课程设计》式5-20式计算，即查《化工原理课程设计》图5-11，得。故（3）．液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力由《化工原理课程设计》式5-23计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）2．液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。淹塔校核a精馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜高度液柱通过降液管的压头损失板上清夜高度则已选定，所以可见，故不会淹塔。b提馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜高度液柱通过降液管的压头损失板上清夜高度则已选定，所以可见，故不会淹塔。液沫夹带液沫夹带量由《化工原理课程设计》式5-24计算，即故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4．漏液对筛板塔，漏液点气速可由《化工原理课程设计》式5-25计算，即实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。5．液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从《化工原理课程设计》式5-32的关系，即本设计中物系属一般物系，取，则板上不设进口堰，可由《化工原理课程设计》式5-30计算，即液柱故在本设计中不会发生液泛现象。b．提馏段1．塔板压降（1）．干板阻力计算干板阻力由《化工原理课程设计》式5-19计算，即由，查《化工原理课程设计》图5-10得，故（2）．气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由《化工原理课程设计》式5-20式计算，即查《化工原理课程设计》图5-11，得。故（3）．液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力由《化工原理课程设计》式5-23计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）2．液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3．液沫夹带液沫夹带量由《化工原理课程设计》式5-24计算，即故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4．漏液对筛板塔，漏液点气速可由《化工原理课程设计》式5-25计算，即实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。5．液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从《化工原理课程设计》式5-32的关系，即本设计中物系属一般物系，取，则板上不设进口堰，可由《化工原理课程设计》式5-30计算，即液柱故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图ａ．精馏段１．漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013Vs0.123794480.132830.1404060.1464590.1482680.15325315由上表数据即可作出漏液线１。２．液沫夹带线以为限，求关系如下：由代入数据整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Vs1.4100361.2598281.1257321.0132580.9787030.881333Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013由上表数据即可作出液沫夹带线２。3．液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由《化工原理课程设计》式5-7得取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。４．液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由《化工原理课程设计》式5-9得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5．液泛线令由；；；联立得忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013Vs0.691690.6548140.6034910.5391150.51440.43由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出该塔的负荷性能图，如下图所示。图3-5脱轻塔精馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得故操作弹性为b．提馏段１．漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013Vs0.1162414640.1264220.1348620.1415540.1435470.149020418由上表数据即可作出漏液线１。２．液沫夹带线以为限，求关系如下：由代入数据整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Vs1.522331.417861.32461.2463781.2223471.15463Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013由上表数据即可作出液沫夹带线２。3．液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由《化工原理课程设计》式5-7得取，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。４．液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由《化工原理课程设计》式5-9得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5．液泛线令由；；；联立得忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Vs0.6226089190.595230.5672040.5395420.5300820.50055055Ls0.00060.0030.0060.0090.010.013由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出该塔的负荷性能图，如下图所示。图3-6脱轻塔提馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液相负荷上限控制，下限为漏液控制。由图查得故操作弹性为丁二烯的出厂价格为22021元/吨丁二烯的年销售收于=22021×40000=88000万元我国化工行业的销售收入流动资金率一般较国外较高，所以，取销售收入流动资金率为20%，则：流动资金额=销售收入资金率×年销售收入=20%×880000000=17600万元取流动资金年利率为5.58%，则流动资金年利息=5.58%×17600万元=982.08万元（1）原材料费已知原料的消耗定额为42350.22吨/年，已知原料单价为：2021元/t所以原材料费（2）燃料及动力费取工业水（30.60MPa）的消耗定额为75t/t；电（380V）的消耗定额为16kwh/t；蒸汽的消耗定额为（≥0.6MPa）。2t/t。已知：工业水单价：0.25元/t，电单价：0.65元/度，蒸汽单价：1800元/t所以，燃料及动力费（3）直接工资取生产工人工资为（4）其他直接支出费用(5)管理费用，取生产成本的为：(6)财务费用，取流动资金利息的2倍为：(7)销售费用，取年销售收入的为：(8)总成本费用，对于化工企业：（1）增值税（2）城乡维护建设税（3）教育费附加（4）利润（5）所得税（6）静态投资效果系数（7）盈亏平衡分析盈亏平衡可以用产量、销售收入或生产能力利用率等表示以实际产品产量或销售量表示的盈亏平衡项目的销售收入与产品产量或销售量为线性关系，即而产品的产量与总成本的关系为：在盈亏平衡时，销售收入等于生产总成本，设此状态时的产量为，因为保本产量为：8011.79吨以销售价格表的盈亏平衡指在一定的生产条件下，销售总收入与总成本达到收支平衡时产品售价，设盈亏平衡点价格为，因为则以生产能力利用率表示盈亏平衡一般来说，固定成本与产品的产量无关，项目的生产能力是确定的，在单位产品售价一定的条件下，要维持收支平衡，必须有一个最低规模产量，即最低的生产能力利用率，设为设计成产能力，为生产能力利用率，则三废是废气、废水、固体废弃物的总称。又可称为“放在错误地点的原料”。将其回收利用，还可改善环境卫生。我国对它们的排放和处理都有标准和规定。本装置的原料碳四产品及其少量的副产品都是产品都是毒物质，虽然危害不大，但对人体的健康和环境的毒害作用不可忽视，所以为了保护环境，减少污染，保证安全，碳四原料的放空均引入车间的气放管网，对于液态烃的排放，则由液放管线拍之车间的排放灌，然后排至火炬环网。其“三废”主要是脱氨组分塔的塔顶馏出物丙炔，其处理方法是排火炬。表1-6三废主要处理方法序号排放物质名称允许排放范围排放物质的危害性排放量(吨)处理方法备注每小时每天1含乙腈污水ACN≤75ppm易使COD超标4-872-192排化污管网连续排放2泵用冷却水及设备清洗水水、油PH、COD448排化污管网连续排放3脱