设备计算部分：苯乙烯是含有饱和侧链的一种简单芳烃，是有机化工重要产品之一，为无色透明液体，常温下具有辛辣香味，易燃。

苯乙烯难溶于水，25摄氏度时其溶解度为0.066%，能溶于甲醇，乙醇，乙醚等溶剂中③苯乙烯用途苯乙烯（SM）是合成高分子工业的重要单体，它不但能自聚为聚苯乙烯树脂，也易与丙烯腈共聚为AS塑料，与丁二烯共聚为丁苯橡胶，与丁二烯、丙烯腈共聚为ABS塑料，还能与顺丁烯二酸酐、乙二醇、邻苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂等。

由苯乙烯共聚的塑料可加工成为各种日常生活用品和工程塑料，用途极为广泛。

一、精馏塔参数计算：1.1塔径的计算以所设计塔为中型估计塔径V l g ∗ρgl0.3=8.256∗1.580.3=0.0563根据上述所算出的参数及所设板距（620mm）,经读图可知如下C20=0.163可得液泛速度u=C ρL−ρGρG=0.163∗788.09−1.6871.687=2.89取液泛分率等于0.8塔的有效截面积A u=7.6540.8∗2.89=3.31m2则塔的总截面积为4.315m2塔径D=4Aπ=4∗4.3153.14=2.564m将塔径整数化D=2.6m得塔截面积A=5.306m21.2精馏塔其他部件主要参数1.2.1凹形降液管宽度Wd 和截面积Af 在精馏段 由因塔径D=2.0m ，选用单溢流弓形降液管查手册参数图得验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理 1.2.2降液管底隙高度h 0取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ 1.2.3降液管的尺寸和停留时间设计中依据堰长与塔径之比由图可查，为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的时间停留，由实践经验可知，液体在降液管停留时间不应小于3~5s ，因此确定降液管的尺寸和停留时间。

θ=13.68s A =0.112∗4.5=0.4131.2.4受液盘受液盘有凹形和平形两种型式.平形受液盘一般需在塔板上设置进口堰，以保证降液管液封，并使液体在板上分布均匀。

设置进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。

采用凹形受液盘不须设置进口堰。

凹形受液盘既可在低液量时形成良好的液封，且有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出.液封盘一般在降液管正下方，汇聚液体保持液面液封、分布均匀。

，因此选择凹型受液盘66.0/=D l W ss L H A hTf 555.1336000157.06.03545.036003600>=⨯⨯⨯==θ0722.0=Tf A A 124.0=DW d23545.0m A f =1、堰长2、溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度3、溢流装置计算取板上请液层高度 则同理可得提馏段：ℎOW =0.04m 1.2.5塔板布置1、取边缘区宽度W d =0.035m ,安定区宽度W s =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积212sin 180x A R R απ-⎛⎫= ⎪⎝⎭ ()()1.30.1820.0650.40322d s D x W W m =-+=-+= 1.30.0350.61522c D R W m=-=-=故:210.40320.615sin 1800.615A απ-⎛⎫= ⎪⎝⎭ 20.915m =②提馏段：依下式计算开孔区面积m D l W 65.15.266.066.0=⨯==OWW W h h h -=3/2)(100084.2Wh OW L L E h =m h OW 03.0)65.1.036000157.0(1100084.23/2=⨯⨯⨯=m h L 07.0=m h h h OW L W 04.003.007.0=-=-='''21'2sin180xA x RRαπ-⎛⎫= ⎪⎝⎭210.22320.365sin1800.365π-⎛⎫= ⎪⎝⎭=0.304m2()()''''0.80.1120.0650.22322d sDx W W m=-+=-+=''0.80.0350.36522cDR W m=-=-=1.2．6、筛孔数n与开孔率ϕ取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为4mm,取0/ 3.5t d=故孔中心距t=3.5 ⨯ 5.0=17.5m依下式计算塔板上筛孔数n ,即33221158101158100.915346017.5n Atα⎛⎫⎛⎫⨯⨯==⨯=⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即：2A0.907%7.5%(/)A t dαϕ===（在5~15%范围内）精馏段每层板上的开孔面积为20.0750.9150.0686oA A mαϕ=⨯=⨯=气孔通过筛孔的气速1.0415.16/0.6086soVu m sA===提馏段每层板上的开孔面积为''20.1010.3040.0307oA A mαϕ=⨯=⨯=气孔通过筛孔的气速''0'0.62720.42/0.0307s o V u m sA ===1.2.7、塔有效高度 精馏段；（20-1）*0.4=7.6m提馏段有效高度(16-1)*0.4=6m ；在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一 人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。

设人孔处的板间距等于或大于600m 。

根据此塔人孔设6个。

故：精馏塔有效高度 7.6+6.0+0.5*6=16.6m 总高度为16.6+0.6+0.5=17.7m二、换热器：2.1基本要求：该换热器作用是由于进料的温度较高因此在进料前安装换热器，使物料温度降为泡点温度，以便在接下来的工序得以正常使用，冷却介质为常温的冷水，保证在工艺条件下，长期运转，安全可靠，不泄露，维修清洗方便，满足工艺要求。

采用间壁式换热器2.2换热器类型的选择：因两种流体的温差较大，换热的难度较大，故选用浮头式间壁式换热器，并且使用能够耐腐蚀，承受较大压力的材料，以及采用逆流换热的方式。

2.3换热物料的实际参数2.4、换热器各项参数的确定及计算1、热流量；换热器中Q=4786480.943KJ/h=1329578.04W= 1329578.04J/s2、终端温差：热介质140.85137.89冷介质20.00 25.32温差 120.85115.57则平均温差经校正可计算得：φ=R2+1R−1ln1−P1−PRR2+1)2<0.8'0.9234.9632.16om m tt t Cϕ∆∆∆=⨯=＝67.785x0.6=40.6713、流量传热系数K、实际总传热面积：为求得传热面积A，须先求出传热系数K，而K 值又与给热系数、污垢系数、污垢热阻等有关。

在换热器直径、流速等参数均未确定时，给热系数也无法计算，只能进行试算。

由传热面积计算公式可得：A =203.65m 2 (1)传热计算 ①管程给热系数αiCp=2.345kJ ·kg -1·K -1330.980.0160.7540.02081010Prp ic μλ-⨯⨯⨯==−6×2.345×1030.05557=36.12 ()0.80.320.30.02080.0230.023*******.044/0.021Re 0.754Pr i i i i W C m d λα⎛⎫==⨯⨯⨯=∙ ⎪ ⎪⎝⎭=0.023x 0.0560.015x11520.8x36.120.3=73.84 W ·m -2·K -1 ②壳程对流传热系数αo已知壳程雷诺数Re 0=627.7，Cp=2.491 kJ ·kg -1·K -1Pr 0=c p μλ=2.491∗1.151=0.129 30.5500330.36Re 4.187100.72710 4.860.626e p d c μλαϕμλ-⨯⨯⨯===100＝（）（Pr）Pr取 1.05μϕ=，则α0=506.8 W ·m -2·K -1 ③确定污垢热阻查《化工原理》Rsi ＝0.18(m2·K)/kW 、Rs0＝0.18(m2·K)/kW④总传热系数K 0：00011oW mi i ibd d d so sid d dK R R αλα=++++即计算结果为 K 0=11506.8+0.18×10−3+0.002×1916.8×17+0.18×10−3×1915+1970.84×15=50.05所需传热面积A 0=209.65与换热器面积相差不大，故可以适用。

4、压力降的计算：根据管径越小，结构越紧凑，越便宜，常用外径为19mm ；使u i =10m/s ，设所需单程管数为n ，Φ19mm Х2mm 的管内径为0.015m ，从管内体积流量:Vs =n ×π4×0.0152×10×3600=4078.69m 3/h①管程流体阻力的计算流速 u i =Vs/S i =4078.69/36000.1090=10.3942m/s雷诺数 Re =duρμ=设管为光滑管，根据雷诺数范围，摩擦系数 λ=64Re =0.0350 则管内阻力损失1p ∆=λld u 22 ρ=0.0350×60.015×10.39422×1.02=0.71358kPa回弯阻力损失2p ∆=3×0.096582×6.82=0.0342k Pa有 12()i i s p p p p F N N ∑∆=∆+∆ 则管程总损失△p t = 1p ∆+2p ∆ Fi ∗Ns ∗Np = 7.1358+0.0342 ∗1.5∗2∗2=4.281kPa 式中：F i ——结垢校正因数，无因此，对φ19×2mm 的管子，取为1.5； Np ——管程数，Np ＝2； Ns ——串联的壳程数， Ns ＝2；同理壳程损失：12() 1.0(4.95 1.543) 1.157.467i p p p kpa''∑∆=∆+∆⨯=+⨯=x2=0.5kPa 则通过核算，管程及壳程的阻力损失都不超过30kPa ，故该换热器适用。

2.5、折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×400=100mm,取折流板间距B=0.3D ，则：B=0.3×400=120mm, 可取B=120mm. 折流板数NB=（传热管长）/(折流板间距)-1=4000/200-1=8块。