苯乙烯生产中年处理乙苯和多乙苯分离工段的工艺

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学问而进行的争辩工作及全面的总结。尽我所知，除了文中特殊加以标注和致谢中所排列的内容以外,论文中创新处不包含其他人已经发表或撰写过的争辩成果，也不包含为获得北京化工高校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,本人担当一切相关责任。本人签名:年月日苯乙烯生产中年处理3．5万吨乙苯和多乙苯分别工段的工艺摘要在苯乙烯生产中，乙苯和多乙苯的分别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6658.７ｍm并进行冷凝器、再沸器、预热器、泵的计算和选型。画出带把握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Tecｈnoｌogyｓｅparａｔioｎofｓecｔionaｎｎualｐrocessingｃapacｉｔyｏf３5００tonsofethylbeｎｚｅneandｐolｙeｔhyｌbenzenｅiｎthｅｐrｏductioｎofｓtyrenｅAbstrａｃｔInｔｈeprodｕcｔｉonofｓｔｙｒenｅ,theｓepａrationｏfethylｂenzeneaｎdpｏlｙetｈyｌbenzeｎewaｓoｎeofthｅmosｔimｐortaｎtlinｋｓ.Theｐaｃkeｄdiｓｔiｌｌａｔｉoｎｃolｕmnｗasusedinｔhiｓｄesign.Tｈebａsiｃｃontentsｏfｔheｄｅｓｉgｎｗere,coｍpletedmａteriaｌpacｋingtower,energybａｌancｅ,thetｈeｏretｉcalpｌaｔeｎｕｍｂerｗａｓ１3,theｔoweｒdｉａmeteｒwas600mm,hｅightwaｓ6658.７m，ａｎdtｈeｃoｎdensｅｒ,reboｌier,prｅheａtｅｒ,ｐuｍpweｒｅｃaｌｃulatedaｎｄseｌｅcｔed.Ｔheprｏｃeｓsflｏｗdiａｇｒaｍwithcontｒolｐｏｉntsanｄtheworkshｏpeｑuipmｅntlayｏutwerｅdraｗｎ.Ｋｅyｗｏｒds:ｅthylbenｚenｅpacｋeｄdｉsｔｉllａtionｃｏlｕmｎpｒｏcessdｅｓｉｇn名目TＯC＼o"1-2"\h\uＨＹＰERLIＮK\l_Toc17９5前言PＡGＥREF_Toc17951HＹPＥRLＩＮＫ\ｌ＿Toｃ8４６６第一章物料衡算PAGＥREＦ_Ｔoc８4662HYPEＲLINK\l_Ｔoc19６９7第1.１节基本数据PAGEREF＿Toc196972ＨＹPＥRＬIＮK\l_Ｔｏc１4２38第1．2节物料衡算ＰAGEＲＥF_Tｏc1４２３8２ＨＹPEＲLINK\ｌ_Toc２２375第1.3节相对挥发度和温度的计算PAGEＲＥF_Toｃ２2３754ＨＹPＥRＬINＫ＼l_Ｔoc６287其次章能量衡算PＡGEREF_Tｏc62878ＨＹPEＲLINＫ\ｌ_Ｔoc29６３２第２.1节基本数据PAGEＲＥF＿Toｃ296３28HYＰＥＲLIＮK\l_Tｏｃ17825第２.2节能量衡算PAＧEＲＥF_Tｏc1７8259HＹPERLＩNK＼l_Tｏc100６３第三章填料塔设计计算ＰAGEREＦ_Tｏc1006３13ＨYＰEＲＬIＮK\ｌ_Toc14143第3．1节全塔理论塔板数PAGEＲEＦ＿Tｏc14１４3１3ＨYPERLINＫ\l_Toｃ３0６41第3.2节精馏塔流量及物性参数PＡGEＲＥＦ_Ｔoc30６４1１3ＨＹPＥRLＩNK\l_Toｃ3072６第3．3节填料的选择PAGEＲEF_Toc30726１9HYPEＲLINＫ\ｌ_Toｃ15０31第3.4节塔径设计计算PAGEＲＥＦ_Toc１503１19HＹPEＲＬＩＮK＼ｌ＿Toｃ19843第3．5节填料层高度的计算PAGＥRＥF_Tｏc１9８4３２1HYPＥRＬＩNＫ\ｌ＿Toｃ2１174第四章附属设备及主要附件的选型计算PAＧＥREＦ_Toc211７423HYＰＥRLINK\ｌ_Tｏc２4521第4.1节冷凝器PＡGＥREF_Ｔoc２452123HYPEＲLINK＼ｌ＿Tｏc８76３第4.2节再沸器ＰＡGEＲＥF＿Ｔoc876３２３ＨＹPEＲLINＫ\l_Toｃ78９０第4．3节预热器PAGEＲEF_Tｏc７89024HYPERLIＮK＼ｌ＿Toc６772第4.４节塔管径的计算及选择PAGＥREF_Toc677２24ＨＹＰＥRＬINK\l_Toｃ２３４９６第4.5节液体分布器PAGEREＦ_Toc234９625HＹＰEＲLINK\l_Toc8６55第4．６节支承板的选择PＡＧERＥF＿Toc86５5２7HYPＥRLINＫ\ｌ＿Toc32164第4.7节塔釜设计ＰAＧＥRＥF＿Toc３216４２7HYPERＬＩNK\l_Tｏc１551４第4.８节除沫器PAGEREＦ_Toc1551４２8ＨYＰＥRLＩNK\ｌ_Ｔｏｃ13258第4.９节泵的设计及选型PAGEREF＿Toc13２58２８HＹPERＬＩNK\ｌ＿Toc２85９2第五章经济分析ＰAGEＲEF_Toc2８59２3０HYPEＲLINK\ｌ_Ｔｏc2４2０６第七章工艺流程设计ＰAGＥREF＿Tｏｃ2420635HYPＥRLＩNK＼l_Tｏc２1８７4第八章车间布置PAＧEREF_Tｏｃ21８７436ＨＹＰEＲLINＫ\ｌ_Toc２５７91第九章“三废”处理与综合利用PAＧEＲEF_Ｔoc２５７9１37ＨYPEＲLＩNＫ\ｌ＿Toｃ2４４75结论ﻩＰAGERＥF_Toｃ２447５38HＹＰERＬINK＼l_Ｔoｃ9９02参考文献PAGＥREＦ＿Toc990２３９ＨYPERＬINK\ｌ_Toc2１686致谢PAGEREF_Tｏc2168641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]。多组分分别操作是目前在精馏过程中最重要的，操作简洁,且只需要供应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别乙苯和多乙苯是最适宜的分别方法。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(1•1）(1•2)则Ｗ=3.1766kｍol/hD=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0．236４0．0058１5————0.08２９0．０２61二苯基乙烷0.08476０．０020８５————0．2１８２０.0687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／kpa１１０47．３7510.457150144.７8７4０．5４０12064.2１615．１４１１6０１84.4１３54．277１30８5.54421.4４417０23２.03４71.51914011２.１229.7621802８８.6７５98.4５０将体系视为乙苯-二乙苯的双组份抱负体系所以,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/℃14015０１60１７０18０α3.76723.５7153.3９76３.2４4４2.9３２２平均相对挥发度:泡点进料ｑ=1，由平衡方程(１•3)计算得最小回流(1•４)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（1•５)(1•６)(1•7）即精馏段操作线方程：(1•8)提馏段方程:(１•9)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。混合溶液可视为抱负液体，气液相平衡遵从拉乌尔定律又因（1•１０)(１•1１）而且（1•12)则（1•13)同理求得（1•14)由于所以进料温度为１3９℃时符合进料要求。得tＦ=139℃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。混合溶液可视为抱负液体，气液相平衡遵从拉乌尔定律又因(１•１５)(１•1６)而且(1•１７）则(１•1８）同理求得(1•1９)由于所以塔顶温度为137℃时符合进料要求。得tD=1３９℃填料塔塔釜的温度同理tＷ=１８０℃其次章能量衡算第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/kｍoｌ℃225.7５２2９.69２3３.６923７.72２４1.7524５.8７２5０.02CＰ二乙苯/KＪ／kmoｌ℃295.9０300.８6305．68310．６2305．５３３20．58３２5.66CＰ二苯基甲烷/ＫJ/ｋmol℃310.663１5.73320.７5325.７７33０.70335．6０33５.59ＣP二苯基乙烷／KＪ／ｋｍｏｌ℃３４0.65３47.13353．46３59.７5３６5.89371.9４378.002．1．1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/kmoｌ℃２．1.２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／kｍｏｌ℃2２８.5136２２８.1９682４５.8６80CＰ二乙苯/KJ/kmｏl℃299.3３０030０.３10０320.5０00CＰ二苯基甲烷/KJ／kmｏl℃３１5．567３１4.5673３5．599ＣP二苯基乙烷/KＪ/kmoｌ℃34２．786３46．8637１．9４第2.2节能量衡算图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:(２•1)原料液的焓:(2•2）原料液带入的热量：（２•３）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:（2•４)塔顶料液的焓：(2•5)回流液带入的热量QＬ：（泡点回流）(2•6)(2•7）塔顶蒸汽的焓(r为汽化热)（2•8）塔顶蒸汽带出的热量(２•9)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:（2•10)釜液的焓：(２•11)釜液带出去的热量:（２•12）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(2•13)(2•1４)确定压力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(2•1５)2.２.5塔顶冷凝器的热量QC塔顶馏出液的热量：（2•16)冷凝器的热量：(2•１7)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:(２•18）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933１6．187３0.07０５145１1.199１０.0032１１5７70.1７９0.872７二苯基甲烷7６9６.930１０.00５815————3462.3６010.0261二苯基乙烷27５9.７７67０.０02085————9１1３.5686０．06８7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接受简捷法计算，用芬斯克公式计算出最少理论板数Nｍｉn（3•1）（3•2)由吉利兰图查的(3•3）解得N=13(不包括再沸器)3.１.２精馏塔理论塔板数（3•4）由吉利兰图查的（３•5)解得N＝6（不包括再沸器)第３.2节精馏塔流量及物性参数基本数据查《石油化工数据手册》[3]和《石油化工数据手册续篇》[4]表3.１塔顶塔釜进料黏度mＰa•ｓ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0.９32２８65．6０.896８塔顶条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量:（３•6)液相平均相对分子质量:(3•7)气相密度:(３•8）液相密度：tD＝1３７℃,ρ乙苯=７４７.8kｇ／ｍ３,ρ二乙苯＝7２１.６ｋg/m3（３•９）所以液相黏度:tＤ=137℃,μ乙苯=0.230８mPa•s,μ二乙苯＝０.2７68mPａ•ｓμLD=μ乙苯x乙苯+μ二乙苯(1－x乙苯)＝0.2308×0.9９6＋０.27６8×(1-０．9９6）=0.2310mPａ•ｓ(3•１0）塔顶出料口质量流量：Ｄ＝37．4７4５×106.２７2２=3982.４９７６kｇ/h（3•１1)表3．３塔顶数据结果符号流量D质量流量kｇ•h-1摩尔流量kmoｌ•h-１数值1０６．27221０6.２722３．15９６747．71０6０.２3102９４．４８８０37.47４5塔底条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量：(3•１2)液相平均相对分子质量:(3•13)气相密度:(３•１4）液相密度:Ｔw＝１80℃，视为纯二乙苯,ρＬW=ρ二乙苯=72３.2kg/m3液相黏度：ｔW＝１８０℃，μ乙苯＝０.1７９0ｍPａ•s,μＬD=μ二乙苯=０．２18ｍＰａ•s(3•１5)塔底出料口质量流量:W=３．1７66×136.8993=4３4.８74３ｋｇ/h(3•１6)表3.４塔底数据结果符号流量W质量流量ｋg•h-１摩尔流量kmｏl•h-1数值136.899３136.8９９３３.６839７2３．２０0０．２３6６434．8743３．１７６6进料条件下的流量及物性参数气相平均相对分子质量:(３•１７)液相平均相对分子质量：(3•18)气相密度:(3•1９)液相密度:tＦ=1３９℃，ρ乙苯＝74５．３kg/ｍ3，ρ二乙苯＝732．0ｋｇ／m3(3•20）所以ρLF＝743.９483ｋg/m３液相黏度:tF=1３９℃,μ乙苯＝0.2276mＰa•ｓ，μ二乙苯=0.２7１6ｍPa•ｓ，μ二苯基甲烷＝0．８０8mPa•s，μ二苯基乙烷=０．5３9mＰa•sμLF=μ乙苯x乙苯+μ二乙苯X二乙苯+μ二苯基甲烷X二苯基甲烷+μ二苯基乙烷X二苯基乙烷=0．2２７6×０．９216+0．２７１６×0．0７05＋０.8０8×０.0０５8１5＋0.5３9×0.００20８5=０.２320ｍPa•s（3•2１)进料质量流量：（３•2２）表３.5进料数据结果符号流量F质量流量kg•h－1摩尔流量kｍol•h-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:（３•２３）液相平均相对分子质量:（３•24)液相密度:(３•２5）气相密度:（3•26）液相黏度:（3•27）气相流量：V=(R+1）D＝(0.7955＋1)×３７.4745＝６7．2８５5kｍol/h(３•28)V＇=６7．2８5５×107.4８４３＝7232．1349kg/h(３•２9)液相流量：L=ＲD=0.7９55×37．4745=２9.81０9kmｏl／ｈ（3•３０)L'=29．８10９×１0７.484３=３20４.2037ｋg/h（3•31）3.2.６提馏段的流量及物性参数气相平均相对分子质量:(３•32)液相平均相对分子质量：(３•33）液相密度:(３•34)气相密度:(３•３５)液相黏度:(3•36)气相流量:V=V-(ｑ－1)F=V＝6７.2855kmoｌ/h(3•３7)V'=67.285５×12１.9932=820８.３７３5ｋg/h（３•38)液相流量:Ｌ=Ｌ+ｑF=L+F=29.8１09+40.６５１1=70.４6２0kｍol/h(３•3９)L'＝70.4620×121．9９３2＝８5９５.8８49ｋｇ/ｈ(3•4０)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ρV/ｋｇ/ｍ３3．1８79３.４422液相密度ρＬ/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mPa•S0.２31５0.234３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,它供应了气、液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起打算了填料塔的性质。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,同时还可以供应更大的比表面积，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、规章、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，单位分别力量大。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: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。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。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,本设计接受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:(3•41)式中——干填料因子；——液体黏度,mPa•S；A——25０Y型为0.291；Ｌ、G——液体、气体质量流速,kｇ/s；ρL、ρＶ——液体、气体密度,kg/ｍ3；g——重力加速度，m／s２。精馏段:ρL=74５．82７1kｇ／ｍ3，ρG＝3．１８79ｋg/m３,μL=0.2315mPa•ｓ,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:(3•４2)℃(3•4３)体积流量:（3•44)（3•4５)圆整后，D＝600mｍ,空塔气速ｕf=0．639ｍ/ｓ提馏段塔径计算由贝恩-霍根关联式：(３•４6)式中——干填料因子；——液体黏度,mＰa•S；A——2５0Y型为0.２91；Ｌ、G——液体、气体质量流速，kg/s;ρL、ρV——液体、气体密度,kg/m3g——重力加速度,ｍ/s提馏段:ρＧ=３.442２kｇ／m3，ρＬ＝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:(3•４7）℃（3•4８）体积流量:(3•４9)（３•50）圆整后,D=６００mm，空塔气速ｕｆ=0.6２８５ｍ/s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精馏段填料层高度计算uＶ＝０.６39１ｍ/s，ρＶ=3.1８7９ｋg／m3,所以：(３•51）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/（15~2０），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：(3•５2）精馏段总压降:(3•53）提馏段填料层高度计算ｕG=0.６２８５m/s,ρV=3.4422kg/m３,所以：（3•54）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/(1５~２0),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:（３•55)精馏段总压降:（３•56）３.5.3全塔填料层压降(３•5７)３.5．4全塔填料层高度(3•５８)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1．2300×１0２1．17０0×1022.400×102总压降/Pa2.９５２0×1０23.2７60×1026．２2８0×10２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５００~１５０0kcal/(m２•h•℃)取K=５5０kcａl/(ｍ2•h•℃)=２３01．２KJ/（m2•h•℃)出料液温度：13７℃(饱和气)→１３7℃(饱和液)冷却水温度:20℃→50℃逆流操作：Δt1=８7℃,Δt2=1１7℃℃(4•1）传热面积：(4•２)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)1５.６０．0053681２1251６ＲZDL4００4第4.２节再沸器选用220℃饱和水蒸气加热，取传Ｋ=550kcａl/(m2•h•℃）＝230１.２ＫJ/（ｍ2•h•℃）料液温度：220℃→19０℃热流体温度:180℃(饱和气）→1８０℃（饱和液)逆流操作：Δｔ1=４0℃，Δｔ2=1０℃℃(4•3)传热面积:（4•４)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／(m２•ｈ•℃）=2３０１.2ＫJ/（ｍ2•h•℃)料液温度：2５℃→1３９℃热流体温度:１5０℃（饱和气)→15０℃(饱和液)逆流操作:Δｔ1=12５℃,Δt２=1１℃℃（4•５)传热面积：(４•６)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（４•７）查标准选用Φ１9×5ｍm的无缝钢管4．4．2回流管对于直立回流一般选用0.２~０.５ｍ/ｓ，取WR=0.４0m/s（４•８)查标准选用Φ７３×4mm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(４•9)查标准选用Φ27３×１5mm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(4•1０)查标准选用Φ25×3mm的无缝钢管第４．5节液体分布器接受莲蓬头式喷淋器。选用此装置能是截面积的填料表面较好潮湿。结构简洁,制造和修理便利，喷洒比较便利，安装简便[10]。４.5．１回流液分布器Φ——流速系数取0.82－0．５,Ｈ取０.06m(4•11)小孔输液力量计算:(４•１２）（４•１3)(４•1４)式中W——小孔流速,ｍ/ｓ；Φ——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——小孔输液力量。喷洒球面中心到填料表面距离计算:(4•１5）式中r——喷射圆周半径,m；ɑ——喷射角。（4•１６）(4•17)4．5.2进料分布器由前知W=0.８679ｍ/s(４•1８)取d=0．0０3m,Φ=0.8(４•１９)(4•２0）取ɑ=40℃,＝75mm(4•２1)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。本设计接受波纹板网支承板,板网支撑的结构简洁，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(4•２2)塔釜体积(4•23)（4•24)ｈ=2ｄ=２×0.６69４=１.338９ｍ（4•25）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，削减液体的夹带损失,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、液分别,故接受丝网除沫器，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=qvρ得（４•2６)设备选型型号转速ｒ•(min)-1流量m3•h-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=qvρ得(４•27）设备选型型号转速r•(min）-1流量m３•h-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＝qvρ得(４•2８)设备选型型号转速r•（mｉn)－1流量m3•h－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第五章经济分析依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：建设单位管理费以“工程费用”为计算基础,依据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，依据临时设施费率计算。即临时设计费=工程费用×临时设施费率。(３)争辩试验费按设计提出的争辩试验内容要求进行编制。(４)生产预备费＝1\＊GＢ3\*MERGEＦＯRMAT①核算人员培训费=[400元/人+850元/(人•月)×培训期（月)］×培训人＝2\*ＧＢ3＼*MERGＥFOＲＭＡＴ②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)土地使用费依据使用土地面积,依据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，联合试运转的确可能发生亏损的,可依据状况列入此项费用。(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+争辩试验费+生产预备费+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)经营项目流淌资金是将流淌资金的30％作为铺底流淌资金[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集中把握室８0.4２6.31０77.９小计5３３1931138３86２.2二帮助生产项目４分析试验室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１４.61４.6１.1７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６６7２６61２４1057７8.5七其次部分其他费用1建设单位管理费２1.22１.２1．６2生产预备费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１4５14510.8九第四部分专项费用1投资方向调整税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工资及福利费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、交通运输和环境爱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,运输便利、畅通、便捷,也有利于废水、废渣自流输送；气象是暖温带半潮湿、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集中；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，并有适当的进展余地,不受洪水、海潮等自然灾难的影响和大型水库崩溃的威逼。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，还留有适当的进展用地;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、平安、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,物料的流向以及生产中所经受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。第八章车间布置车间布置是指对车间各基本工段、帮助工段、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支配。车间的平面布置要依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／Ｔ2０5４-2０0９、《建筑设计防火规范》ＧB5００1６-2０06、《石油化工企业设计防火规定》GＢ5０16０-2008、《化工企业平安卫生设计规定》HG2０517－1９95、《工业企业厂房噪声标准》GB1２348-2008、《爆炸和火灾危急环境电力装置设计规定》GB500５８-１９92、《中华人民共和国爆炸危急场所电气平安规程》(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铺张,对其应当实施综合利用。在乙苯和多乙苯分别过程中,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，应当集中收集和处理,并送入废液罐中,经过肯定的处理后再次送入填料塔中进行分别;对于产生还有大量乙苯的废气来说，应实行压缩回收做燃料,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］。结论在苯乙烯生产中,乙苯和多乙苯的分别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别工段的设计。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