本次設計的內容是年產12萬噸苯乙烯減壓精餾系統模擬計算及工藝設計，采用連續精餾的方式，使用四個精餾塔，將脫氫混合液精餾成純度大于99.7%產品苯乙烯以及乙苯、苯、甲苯和焦油等重組分。運用PRO/II對苯乙烯減壓精餾全工段進行了模擬計算，完畢了物料衡算。運用模擬結果，對苯乙烯分離塔（T0403）進行了熱量衡算和嚴格的設備計算，擬定了塔高、塔徑，填料性能和尺寸等。對塔頂冷凝器，進料泵，回流罐，塔接管等進行了計算選型和設計。繪制了帶控制點的工藝流程圖，物料平衡圖，設備布置圖及管道布置圖。關鍵詞：苯乙烯；減壓；精餾；設計Thecontentisthesimulatecomputationandprocessdesignof120230t/aofstyrenevacuumdistillationsystem.Thedehydrogenatedmixtureisseparetedintostyrene,ethylbenzene,benzene,tolueneandotherheavyconstituentslikefluxoilwithcontinuousrectificationoffourdistillationcolumns.Thepurityofthestyreneismorethan99.7%.ThesimulatecomputationofthewholeprocessaboutthestyrenevacuumdistillationsystemhasbeencompletedwithPRO/II.Thematerialbalancehasalsobeenfinished.Accordingtotheresulsts,heatbalanceandtheequipmentsofthestyreneseparationtower(T0403)arestrictlycalculated.Theequipmentscomputationconsistsofthedeterminationoftowerheight,towerDrive,packingperformanceandsize.Theoverheadcondenser,feedpump,refluxaccumulatorandtowerpipesarestrictlycalculated,selectedanddesighed.Theengineeringflowsheetwithcontrolpoints,materialbalancediagram,equipmentlayoutandpipingdiagramhavealreadyfinished.KeyWords：Styrene;Vacuum;Distillation;Design目錄物料衡算是化工設計計算中最基本、最重要的內容之一。在解決設計設備尺寸前要定出所解決的物料量。整個過程或其某一環節中原料、產物、副產物之間的關系可通過物料衡算擬定。隨著世界工業的不斷發展，生產過程變得越來越復雜，對于衡量生產過程的經濟性，合理性等問題，便成為組織生產中的重要問題，化工產品的生產也是如此，生產過程的各項技術指標，例如產品產量，原料消耗量，公用工程的水、電、氣的消耗量，聯產品和副產品的數量等都是十分重要的工藝指標，為了衡量其先進性、經濟性、合理性，就要進行化工生產中的局部或所有的物料衡算和熱量衡算。物料衡算是三算中最基本的，因此進行工藝設計時，一方面要進行物料衡算，物料衡算的理論依據是質量守恒。化工生產基本采用連續化生產，其特點是不間段、穩定的向反映系統或設備投入物料，同時產出相應的物料，設備中某一區域的反映參數（如溫度、壓力、濃度、流量）不隨時間而改變，局部反映條件可以不一致，但總條件不隨時間變化。物料衡算是在工藝路線擬定之后，開始工藝流程的設計并繪制出工藝流程草圖后進行的。物料衡算采用的是定量的方法，計算出流程中計入與離開每一過程或設備的各物流的數量，組成及各組分的含量。為進行能量衡算，設備選型或工藝設計，擬定原料消耗定額等提供依據。根據質量守恒定律可得，進入任何過程的物料質量應等于從該過程離開的物料質量與積存于該過程中的物料質量之和。得到物料衡算式：進入系統的物料量=流出系統的物料量+系統內累計的物料量對于連續生產過程，∑累計=0，此時∑進=∑出。根據質量守恒定律，對一個體系內質量流動及變化的情況用數學式描述物料平衡關系則為物料平衡方程[12]。物料平衡方程基本表達式為：∑F0=∑D+A+∑B式中：F0—輸入體系的物料質量；D—離開體系的物料質量；A—體系內積累的物料質量；B—過程損失的物料質量。Simsci公司的PRO/II流程模擬軟件用于化工過程嚴格的質量和能量平衡模擬計算，可以提供在線模擬，其計算模型已成為國際標準。PRO/II有標準的ODBC通道，可同換熱器計算軟件或其他大型計算軟件相連，此外還可與WORD、EXCEL、數據庫相連，計算結果可在多種方式下輸出。該軟件在20實世紀80年代進入中國后，在一些大的石化和化工設計院廣泛地應用，使用該軟件可以減少用戶成本、提高產品質量和效益、增強管理策略。PRO/II合用于：油/氣加工、煉油、化工、化學、工程和建筑、聚合物、精細化工/制藥等行業，重要用來模擬設計新工藝、評估改變的裝置配置、改善現有裝置、依據環境規則進行評估和證明、消除裝置工藝瓶頸、優化和改善裝置產量和效益等[13]。本次設計采用PRO/II軟件對整個流程進行模擬計算，方便、快捷、準確。（1）原料組成原料組成（質量%）見表1-1。表1-1原料組成表Component組分Wt%Benzene苯1.5Toluene甲苯1Ethylbenzene乙苯24Styrene苯乙烯70α-methylstyreneα-甲基苯乙烯3.3FluxOil0.2Total100（2）回收產品純度苯乙烯≥99.7%，α-甲基苯乙烯≤0.05%，苯乙烯收率≥98.5%。（3）乙苯/苯乙烯塔頂壓力乙苯/苯乙烯塔頂壓力0.03MPaA。（4）年工作時間年工作時間8000小時。物料衡算式為：由PRO/Ⅱ對該操作流程的模擬可知，對于T0401：F=240.3436kmol/h，D=71.2830kmol/h，W=169.0606kmol/h,由于精餾過程的計算均以摩爾分數為準，故給出摩爾組成：,，。同樣，對于T0403：F=169.0606kmol/h，D=162.0255kmol/h，W=7.0351kmol/h,,，。T0401的物料衡算結果見表1-2~1-4。表1-2T0401進料組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯1.00251.71.343.2222甲苯1.50377.551.704.0975乙苯27.006795.926.6364.0112苯乙烯67.0016863.967.37161.9170α-甲基苯乙烯3.00755.12.666.3895焦油0.50125.850.293790.7061表1-3T0401塔頂組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯3.39251.74.523.2222甲苯5.09377.555.754.0975乙苯91.476787.02589.6863.9276苯乙烯0.053.710.0499710.0356表1-4T0401塔底組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h乙苯0.058.8750.0494460.0836苯乙烯94.9916860.1995.75161.8814α-甲基苯乙烯4.25755.13.786.3895焦油0.70901125.850.417660.7061由以上物料衡算數據可知，乙苯/苯乙烯分離塔（T0401）乙苯收率為99.87%，苯乙烯收率為99.98%。其他塔的物料衡算數據如表1-5~表1-13所示。表1-5T0402進料組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯3.39251.74.523.2222甲苯5.09377.555.754.0975乙苯91.476787.02589.6863.9276苯乙烯0.053.710.0499710.0356表1-6T0402塔頂組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯40.56251.699944.63.2222甲苯59.30368.030855.293.9942乙苯0.140.86880.113270.0081837表1-7T0402塔底組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h甲苯0.149.51920.161280.1033乙苯99.816786.156099.7863.9194苯乙烯0.0545643.710.0556070.0356表1-8T0403進料組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h乙苯0.058.8750.0494460.0836苯乙烯94.9916860.1995.75161.8814α-甲基苯乙烯4.25755.13.786.3895焦油0.70901125.850.417660.7061表1-9T0403塔頂組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h乙苯0.0525898.8750.0515930.0836苯乙烯99.916859.796899.91161.8776α-甲基苯乙烯0.0457.59430.0396610.0643表1-10T0403塔底組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯乙烯0.0450010.39320.0536630.037752α-甲基苯乙烯85.55747.505789.916.3252焦油14.40125.850010.040.7061表1-11T0404進料組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯40.56251.699944.63.2222甲苯59.30368.030855.293.9942乙苯0.140.86880.113270.0081837表1-12T0404塔頂組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯99.95251.514299.963.2199甲苯0.050.12580.0423920.0013655表1-13T0404塔底組成表組分質量分率wt%質量流量kg/h摩爾分率%摩爾流量kmol/h苯0.050.18450.0589920.0023617甲苯99.71367.905099.743.9929乙苯0.0235480.86880.204420.0081837由以上數據可知：苯乙烯純度：99.9%，乙苯純度：99.81%，苯乙烯收率為99.98%，α-甲基苯乙烯質量分率為0.045%≤0.05%。各項條件均滿足設計規定。能量的消耗是化工生產中一項重要的經濟技術指標，它是衡量工藝過程，設備設計，操作制度是否合理先進的重要指標之一。而能量衡算可為提高能量的運用率，減少能耗提供重要的依據。能量衡算的前提是物料衡算，在擬定了工藝流程圖后，就可全面展開能量衡算和設備計算。熱量衡算是能量衡算的一種，在能量衡算中占有重要地位。進行熱量衡算有兩種情況：一種是對單元設備做熱量衡算，當各個單元設備之間沒有熱量互換時，只需對個別設備做計算；另一種是整個過程的熱量衡算，當各個工序或單元操作之間有熱量互換時，必須做全過程的熱量衡算[14]。通過進行熱量衡算，可以得到耗能指標，比較設計方案，對比先進水平，尋找存在的問題；為設備選型，擬定尺寸的提供了重要依據；更有助于組織管理，技術革新，減少能耗。∑Q=∑Hout+∑Hin式中：∑Q為過程熱量之和，涉及熱損失∑Hout為離開設備的各物料的焓的總和∑Hin為進入設備的各種物料的焓的總和本次設計，重要對T0403進行熱量衡算，如圖2-1所示，得到熱量衡算式：圖2-1熱量衡算圖式中：：0℃時塔頂氣體上升的焓。：回流液的焓。：塔頂流出液的焓。：冷凝器消耗的焓。：進料口的焓。：塔底殘液的焓。：再沸器提供的焓。Q'：再沸器損失能量。以T0403為例，進行熱量衡算。查得T0403進料、塔頂及塔底的溫度、壓力如表2-1所示：表2-1T0403進料、塔頂及塔底溫度、壓力匯總表溫度K壓力KPa備注進料149.2114.6飽和液體塔頂70.3610.0泡點回流塔底124.931.0飽和液體由表2-1算得精餾塔的精餾段和提餾段的平均溫度和平均壓力：精餾段：KKpa提餾段：KKpa從PRO/Ⅱ模擬的輸出結果可得：塔頂平均熱容：進料平均熱容：塔底平均熱容：查熱力學計算包（詳見附錄B）得，塔頂溫度下，各組分的氣化潛熱：，。從PROⅡ模擬的輸出結果可得：塔頂平均分子量。物料的焓值常從0℃算起。（1）0℃時塔頂氣體上升的焓：塔頂以0℃為基準：由PROⅡ模擬的輸出結果：進入冷凝器的蒸汽量（2）回流液的焓：認為泡點回流進行計算，回流溫度由PROⅡ模擬的輸出結果：（3）塔頂流出液的焓因流出口與回流口組成可認為同樣，則平均摩爾熱容相等，所以有：（4）冷凝器消耗的焓進料口的焓：（6）塔底殘液的焓：（7）再沸器提供的焓：塔釜熱損失為10%，則。設再沸器損失能量，由于，所以加熱器實際熱負荷：T0403的熱量衡算結果如表2-2所示。表2-2熱量衡算結果匯總項目進料冷凝器塔頂餾出液塔釜殘液再沸器平均比熱容/[kJ/(kmol·K)]——熱量Q/(kJ/h)精餾段：KKpa提餾段：KKpa由PRO/Ⅱ模擬得到：精餾段平均摩爾質量:提餾段平均摩爾質量:由PRO/Ⅱ模擬所得精餾段:提餾段：精餾段的液相平均表面張力：提餾段的液相平均表面張力：精餾段液相平均黏度：mPas提餾段液相平均黏度：mPas精餾段：提餾段：也許用到的T0403精餾段、提餾段相關數據匯總如表3-1所示。

表3-1T0403精餾段、提餾段相關數據匯總表精餾段提餾段溫度K358.1385.3壓力KPa15.2728.22氣相平均分子質量kg/kmol104.324111.322液相平均分子質量kg/kmol104.5275111.592氣相平均密度kg/m30.533950.998505液相平均密度kg/m3852.258832.4525液相平均表面張力mN/m27.823523.602液相平均黏度mPas0.361110.31969氣相摩爾流率kmol/h447.85400.95液相摩爾流率kmol/h284.3405.2氣相體積流率m3/s28.41612.956液相體積流率m3/s0.0096750.01510氣相質量流率kg/h46688.544317.5液相質量流率kg/h2968845197塔填料是填料塔的核心內件。其作用是為氣、液兩相提供充足而密切的接觸，以實現相際間的高效傳熱和傳質。不同結構形式和尺寸的填料具有不同的幾何特性，從而表現出不同的流體力學特性和傳質特性。進而，它決定著填料塔的通過力、分離效率和過程能耗等各項技術指標。塔填料按其自身結構和使用方式可提成散裝填料和規整填料兩大類。每一大類塔填料又細分為不同結構特性的幾個系列。每一系列中，基于減小壓力降，增長比表面積，增大流體擾動和改善表面潤濕性能的規定，又構成了自身的發展序列。至今，塔填料已形成了多品種、多種規格的系列產品，共設計選用。金屬孔板波紋填料，例如麥勒帕克（Mellapak）是瑞士Sulzer公司產品，有12種規格，弗萊克西帕克（Flaxipak）的美國Koch公司買Sulzer公司Mellapak制造權的產品；吉姆帕克（Gempak）是美國Glitsh公司于1982年開發的產品共有5種規格。這些孔板波紋填料的主體結構相同，均勻在薄金屬板上沖洗，后壓制成波紋制成波紋片。再將其平行疊合而組成圓體塔盤單體。其不同公司產品的微小差異在于波紋片上的細致結構不盡相同。因此大體來說，各公司相近型號的金屬孔板波紋填料的性能基本同樣。孔板波紋填料不僅具有絲網波紋填料流通量大，阻力小，效率較高的優點，并且造價低、制造方便、抗污染能力強。孔板波紋填料的開發使用，標志著規整填料向化工、石油化工和煉油工業的通用化方向，大型化發展的新階段。由于此物系分離的難易限度適中，氣液負荷適中，設計中選用250Y金屬孔板波紋填料。（1）精餾段液相質量流量：氣相質量流量：采用金屬孔板波紋250Y填料，查柴誠敬著《化工原理》下冊，附錄二、2，得相關數據如下：比表面積，空隙率；填料的泛點氣速可由貝恩（Bain）-霍根（Hougen）關聯式計算：解得：以上式中：—泛點氣速，m/s；g—重力加速度，9.81m/s2；at—填料總比表面積，m2/m3；ε—填料層空隙率，m3/m3；、—氣相、液相密度，kg/m3；—液體黏度，mPa·s；、—液相、氣相的質量流量，kg/h；A、K—關聯常數。常數A、K與填料的形狀及材質有關，上式中的A、K值見表3-2。表3-2A、K常數表規整填料類型AK金屬孔板波紋填料0.2911.75取塔徑（2）提餾段液相質量流量：氣相質量流量：填料的泛點氣速仍可由貝恩（Bain）-霍根（Hougen）關聯式計算：解得：取塔徑比較兩者結果，圓整塔徑，取D=3000mm。計算公式精餾段液體噴淋密度為精餾段空塔氣速為提餾段液體噴淋密度為提餾段空塔氣速為填料層高度的計算采用理論板當量高度法。對金屬孔板波紋填料250Y查得，每米填料理論板數為2-3塊，取。則,本次取.由，精餾段填料層高度為提餾段填料層高度為其中：—理論板數—傳質單元數，m設計取精餾段填料層高度為11m，提餾段填料層高度為12m。設計取分段高度為6m，故精餾段分2段，提餾段分2段。對250Y金屬孔板波紋填料，每米填料層壓降為精餾段填料層壓降為：提餾段填料層壓降為：填料層總壓降為：使用PRO/II中對手工計算的T0403塔徑進行校核。如圖3-1所示：圖3-1PRO/II模擬塔徑過程圖雙擊“TrayHydraulics/Packing…”，輸入相關數據，查看結果。模擬得T0403塔徑為3000mm，與計算結果一致，故PRO/II模擬結果可信。用此法依次擬定各塔塔徑，所得結果表3-3所示。表3-3各塔塔徑一覽表塔編號塔徑/mmT04014600T04021000T04033000T0404600填料支承板用于支承填料層及其持液的重量，為使其氣、液兩相流體順利通過，其開孔率要大于填料層的空隙率，以防止在此發生液泛。常用的填料支承裝置有柵板型、孔管型、駝峰型和梁型等。有柵板型和梁型支承板結構如圖4-1所示。圖4-1填料支承板結構對于規整填料，通常選用柵板型支承裝置。柵板結構簡樸、自由截面積較大、金屬耗用量較少，所以柵板型支承板較多用，柵條間距約為填料外徑的0.6-0.8倍，以防止填料掉落。對于大塔，也可采用較大間距的柵板，其上預先充滿一層大尺寸的填料，而后放置尺寸較少的塔填料。這樣柵板自由截面率較大，制作又簡樸。為裝卸方便，柵板多分塊制做而后組裝，每塊寬度約在300-400mm之間，以便于從人孔裝卸。填料的支撐裝置選用柵板式支撐板，柵板提成四塊。填料限定裝置選床層限定板，它的重量一般為每平米300N。本次設計采用柵板型支承板。為防止填料層在氣體差和負荷波動引起的沖擊下發生竄動和膨脹，對任何填料塔都必須安裝填料壓板或床層限制板。（1）填料壓板。合用于固定陶瓷填料層，憑自身的重量限制填料松動，必須固定于塔壁。其產生的壓強常設計為1100Pa左右。此外，自由截面率不應大于70%以減少阻力。其型式分柵條壓板和絲網壓板等。（2）床層限制板。其結構與填料壓板相似，但其產生壓強只為300Pa左右，安裝于塔內時必須固定于內壁上，由此限制填料層的高度，防止松動。設計采用床層限制板。按照布液作用的原理，液體分布器可分為靠壓差分布的多孔型和靠重力分布的溢流型兩大類。溢流型分布器的工作原理是當液面超過堰口高度時，依靠液體自重通過堰口流出，沿著溢流管（槽）壁呈膜狀流下，淋灑于填料層上。這種分布器特別合用于大型填料塔。它的優點是操作彈性大，不易堵塞，可靠性好，便于分塊安裝。設計采用溢流分布器。為捕集出填料層中所夾帶的液沫和霧滴，需在塔頂液體初始分布器的上方設立除沫器，常用的型式有以下幾種。（1）擇流板式除沫器。它是運用慣性原理設計的最簡樸的除沫器。它能除去50μm以上的霧滴，壓力降一般為。（2）旋流板式除沫器。它由數塊固定的旋流板組成，氣體通過時形成快速旋轉運動，在離心慣性力的作用下將霧滴甩至器壁流下。除沫效果比擇流板好，但壓降較高（300Pa以內），合用于大塔、氣體個、負荷高、凈化規定嚴格的場合。（3）絲網層除沫器。它由金屬（或塑料）絲網編織成網，卷成盤狀而成。盤高約為100-500mm，可捕集5μm以上的微小霧滴，壓力降不超過250Pa，除沫效率可達98-99%，支承網柵板應有90%以上的自由截面率。設計采用旋流式除沫器。填料共分為4段，由塔頂至塔底總高為23m；再分布器共4個，總高度為；人孔共4個，總高度為；封頭：0.8m塔頂空間（涉及一個人孔、一個再分布器和一個除沫器）：2.5m塔底空間（涉及一個人孔）：2m裙座高度：8.5m則塔的總高度：該塔為填料塔，由PRO/II模擬結果可知，塔板總數為79（不包含冷凝器與再沸器），進料板為第39塊塔板。填料層高度的計算采用理論板當量高度法。對金屬孔板波紋填料250Y查表得，每米填料理論板數為2-3塊，取。則,本次取.由，精餾段填料層高度為提餾段填料層高度為其中：—理論板數—傳質單元數，m設計取精餾段填料層高度為22.8m，提餾段填料層高度為24.6m。設計取分段高度為6m，故精餾段分4段，提餾段分4段。填料共分為8段，由塔頂至塔底總高為47.4m；再分布器共8個，總高度為；人孔共8個，總高度為；封頭：0.8m塔頂空間（涉及一個人孔、一個再分布器和一個除沫器）：2.5m塔底空間（涉及一個人孔）：2m裙座高度：8.5m則塔的總高度：該塔為篩板塔，由PRO/II模擬結果可知，塔板總數為32（不包含冷凝器與再沸器），進料板為第17塊塔板。塔總體高度運用下式計算（1）塔頂封頭：封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種。本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1000mm，查《化工原理課程設計（王衛東主編）》[5]中附錄2得曲面高度，直邊高度，內表面積，容積。則封頭高度。（2）塔頂空間：設計中取塔頂空間，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.1m。（3）塔底空間：塔底空間是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時間為3min，取塔底液面至最下一層塔板之間距離為1.5m。則：（4）人孔：對D≥1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔6—8塔板設一人孔，本塔中共有32塊塔板，需設立5個人孔（塔頂空間、塔底空間各一個），每個人孔直徑為450mm，在設立人孔處板間距。（5）進料板處板間距：考慮在進口處安裝防沖設施，取進料板處板間距。（6）裙座：塔底常用裙座支撐，本設計采用圓筒形裙座。由于裙座內徑>800mm，故裙座壁厚取16mm。基礎環內徑：基礎環外徑：圓整后：，。考慮到再沸器，取裙座高。塔體總高度：該塔為填料塔，由PRO/II模擬結果可知，塔板總數為30（不包含冷凝器與再沸器），進料板為第14塊塔板。填料層高度的計算采用理論板當量高度法。對金屬孔板波紋填料250Y查表得，每米填料理論板數為2-3塊，取。則,本次取.由，精餾段填料層高度為提餾段填料層高度為其中：—理論板數—傳質單元數，m設計取精餾段填料層高度為7.8m，提餾段填料層高度為10.2m。設計取分段高度為6m，故精餾段分1段，提餾段分2段。填料共分為3段，由塔頂至塔底總高為18m；再分布器共3個，總高度為；人孔共3個，總高度為；封頭：0.8m塔頂空間（涉及一個人孔、一個再分布器和一個除沫器）：2.5m塔底空間（涉及一個人孔）：2m裙座高度：7m則塔的總高度：由PRO/Ⅱ模擬，擬定餾出液的定性溫度為74℃。混合氣體（殼程）74℃-74℃水（管程）55℃-25℃水的定性溫度為t=(25+55)/2=40℃餾出液的定性溫度為T=74℃兩流體在定性溫度下的物性數據見表5-1。5-1兩流體在定性溫度下的物性數據流體物性溫度t（℃）密度ρ（kg/m3）粘度μ（mPa·s）熱容CPkJ/（kg℃）導熱系數λW/(m·℃)餾出液74861.2720.393471.81460.12575冷卻水40992.20.65324.1740.6333忽略熱損失，按熱量衡算有：固定管板式列管換熱器是管殼式換熱器的一種，是一種通用的標準換熱設備。它因結構簡樸、堅固耐用、造價低廉、用材廣泛、清洗方便、適應性強等優點而在換熱設備中占據主導地位[1]。故本設計固定管板式列管換熱器。計算逆流平均溫差：餾出液：74℃74℃冷卻水：55℃25℃溫差：19℃49℃冷水用量為求得傳熱面積A，需先知傳熱系數K，而K不能直接算出，所以只能進行試算。初選U=400W/(m2)，估算傳熱面積。則：根據初選換熱器的傳熱面積，從文獻[15]中選擇面積相近的固定管板式換熱器。選擇φ25×2mm的換熱管則：，b=0.002m，。排列方式為正三角形的換熱器。選取的換熱器的重要參數見表5-2。5-2T0403換熱器的基本參數項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm1300管子根數NT根1274公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根40管程數N2計算換熱面積m2440.0管心距tmm32換熱管長度Lmm4500對三角形排列，查相關文獻[16]，臥式管排數的影響因子N為：冷凝負荷M為0.0435雷諾數為臥式冷凝器計算冷凝傳熱系數冷卻水流速雷諾數為普朗特數對于無相變的管內強制湍流，按Nusselt的計算方法查得兩側的污垢熱阻有機化合物側：冷卻水側：不銹鋼在該條件下的熱導率為：17.45W/(mK)所以總傳熱系數U為U與假設U值相近。計算所需傳熱面積A：所選換熱器的實際傳熱面積為：核算結果表白，換熱器的傳熱面積有11.04%的裕度，查閱相關文獻[17]，裕度通常為10%~15%。故可用，設計的換熱器是合理的。對于該換熱器設立弓形折流板，殼體內徑D=1300mm。取折流板間距h=600mm。折流板數由，絕對粗糙度,查得，查莫狄圖，得流速，所以經直管引起的壓力降經彎管引起的壓力降總壓力降列管換熱器的設計必須滿足工藝上提出的壓強降規定。常用列管換熱器允許的壓強降范圍見表5-3。表5-3常用列管換熱器允許的壓強降范圍換熱器的操作壓強/Pa允許的壓強降/Pap<105Δp=0.1pp=0~105Δp=0.5pp>105Δp<5×104該冷凝器的管程操作壓強為0.45MPa，允許的壓強降為管程流動阻力在允許范圍之內。殼程阻力用Esso法，公式，流速及雷諾數當量直徑：殼程流通截面積：，取折流擋板間距，則殼程流速：雷諾數：流體流經管束的壓力降流體流過折流板缺口的壓力降總壓力降由表5-3，該冷凝器的管程操作壓強為0.09MPa，允許的壓強降為：殼程流動阻力在允許范圍之內。由PRO/Ⅱ模擬：混合氣體（殼程）94.444℃-89.459℃水（管程）55℃-25℃按熱量衡算有：本設計固定管板式列管換熱器。計算逆流平均溫差：餾出液：94.444℃89.459℃冷卻水：55℃25℃溫差：39.444℃64.459℃冷水用量初選U=550W/(m2)，估算傳熱面積。則：根據初選換熱器的傳熱面積，從文獻[15]中選擇面積相近的固定管板式換熱器。選擇φ25×2mm的換熱管則：，b=0.002m，。排列方式為正三角形的換熱器。選取的換熱器的重要參數見表5-4。5-4T0401換熱器的基本參數項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm1300管子根數NT根2123公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根51管程數N1計算換熱面積m2557.6管心距tmm32換熱管長度Lmm4500由PRO/Ⅱ模擬：混合氣體（殼程）121.441℃-115.409℃水（管程）55℃-25℃按熱量衡算有：本設計固定管板式列管換熱器。計算逆流平均溫差：餾出液：121.441℃115.409℃冷卻水：55℃25℃溫差：66.441℃90.409℃冷水用量初選U=450W/(m2)，估算傳熱面積。則：根據初選換熱器的傳熱面積，從文獻[15]中選擇面積相近的固定管板式換熱器。選擇φ25×2mm的換熱管則：，b=0.002m，。排列方式為正三角形的換熱器。選取的換熱器的重要參數見表5-5。5-5T0402換熱器的基本參數項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm500管子根數NT根164公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根15管程數N2計算換熱面積m237.3管心距tmm32換熱管長度Lmm3000由PRO/Ⅱ模擬：混合氣體（殼程）110.290℃-110.276℃水（管程）55℃-25℃按熱量衡算有：本設計固定管板式列管換熱器。計算逆流平均溫差：餾出液：110.290℃110.276℃冷卻水：55℃25℃溫差：55.290℃85.276℃冷水用量初選U=450W/(m2)，估算傳熱面積。則：根據初選換熱器的傳熱面積，從文獻[15]中選擇面積相近的固定管板式換熱器。選擇φ25×2mm的換熱管則：，b=0.002m，。排列方式為正三角形的換熱器。選取的換熱器的重要參數見表5-6。5-6T0404換熱器的基本參數項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm325管子根數NT根57公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根9管程數N1計算換熱面積m26.3管心距tmm32換熱管長度Lmm1500本次設計采用198.2℃（1.5×103kPa）的蒸汽，進口溫度191.5℃，出口溫度為181.8℃，平均溫度℃，查得此溫度下水的比熱容為℃)，蒸汽的汽化熱，由PRO/II模擬結果：則蒸汽用量取傳熱系數初選U=600W/(m2)，估算傳熱面積。采用逆流操作，管程走物料，殼程走蒸汽，T198.2→181.8℃t140.3←139.6℃采用φ25mm立式熱虹吸式再沸器，重要參數如表6-1。表6-1T0401塔底再沸器重要參數表項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm1800管子根數NT根2559公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根55管程數N1計算換熱面積m2581管心距tmm32換熱管長度Lmm3000本次設計采用209.8℃（1.9×103kPa）的蒸汽，進口溫度為209.8℃，出口溫度為190.2℃，平均溫度℃，查得此溫度下水的比熱容為℃)，蒸汽的汽化熱，由PRO/II模擬結果：則蒸汽用量取傳熱系數初選U=600W/(m2)，估算傳熱面積。采用逆流操作，管程走物料，殼程走蒸汽，T209.8→190.2℃t164.1←164.0℃采用φ25mm立式熱虹吸式再沸器，重要參數如表6-2。表6-2T0402塔底再沸器重要參數表項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm700管子根數NT根355公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根21管程數N1計算換熱面積m266.7管心距tmm32換熱管長度Lmm2500本次設計采用191.5℃（1.3×103kPa）的蒸汽，進口溫度為191.5℃，出口溫度為170.5℃，平均溫度℃，查得此溫度下水的比熱容為℃)，蒸汽的汽化熱，由PRO/II模擬結果：則蒸汽用量取傳熱系數初選U=600W/(m2)，估算傳熱面積。采用逆流操作，管程走物料，殼程走蒸汽，T191.5→170.5℃t132.3←128.3℃采用φ25mm立式熱虹吸式再沸器，重要參數如表6-3。表6-3T0403塔底再沸器重要參數表項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm1000管子根數NT根749公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根30管程數N1計算換熱面積m2170管心距tmm32換熱管長度Lmm3000本次設計采用191.5℃（1.3×103kPa）的蒸汽，進口溫度為191.5℃，出口溫度為170.5℃，平均溫度℃，查得此溫度下水的比熱容為℃)，蒸汽的汽化熱，由PRO/II模擬結果：則蒸汽用量取傳熱系數初選U=500W/(m2)，估算傳熱面積。采用逆流操作，管程走物料，殼程走蒸汽，T191.5→170.5℃t146.7←146.5℃采用φ25mm立式熱虹吸式再沸器，重要參數如表6-4。表6-4T0404塔底再沸器重要參數表項目單位數值項目單位數值公稱直徑DNmm400管子根數NT根98公稱壓力PNMPa1.6中心排管數nc根12管程數N1計算換熱面積m210.8管心距tmm32換熱管長度Lmm1500由設計可知，T0403進料質量流量為17750.0151kg/h，溫度T=413.41K，進料壓力為。T=413.41K各物質密度如表7所示：表7-1一定溫度下進料物系的密度組分乙苯苯乙烯α-甲基苯乙烯焦油密度kg/m3756.3977797.6166795.79011022.1892T=413.41K各物質黏度如表7-2所示：表7-2一定溫度下進料物系的黏度組分乙苯苯乙烯α-甲基苯乙烯焦油0.2260550.2331270.3533440.947868所以，其體積流量為：設流速為由公式得出：由計算可知：泵吸入管線直徑為73mm，排出管線直徑為70mm。則吸入管流速：排出管流速：設罐區與泵房之間距離為30m，泵房到進料口距離為95m。整個管路中有90°標準彎頭，180°回彎頭，球心閥（全開），止逆閥，則有關管件的局部阻力系數見表7-3：表7-3管件局部阻力系數:名稱吸入管排出管進口忽然收縮：ζ=0.51-出口忽然擴大：ζ=1.0-190°標準彎頭：ζ=0.7566球心閥（全開）：ζ=6.412止逆閥：ζ=101-180°回彎頭：ζ=1.51122.919.8則對于吸入管線：雷諾數排出管線：對于水力光滑管，當時，流動進入湍流區，摩擦系數與無關，而摩擦系數與相對粗糙度有關，設吸入管與排出管材料為無縫鋼管，則其絕對粗糙度，取。可由下式計算摩擦系數：對于光滑管：所以，吸入管阻力系數：排出管阻力系數：在塔釜與進料口之間列柏努利方程求泵的揚程：塔T0403塔底空間（涉及一個人孔）：2m；裙座高度：8.5m；提餾段高度約為14.6m，塔釜與進料口之間的高度約為14.6m實際揚程是理論揚程的1.2倍，則：離心泵的具體參數如表7-4所示。表7-4離心泵參數一覽表項目單位數值項目單位數值流量Q30效率%61流量QL/s8.33軸功率kw6.29揚程Hm47電機功率kw7.5轉速n61允許汽蝕余量m2.5由PRO/Ⅱ模擬可知，回流罐的回流量：，塔頂密度。設冷凝液在回流罐中的停留時間為6min，罐填充系數0.8。則該罐的容積由《化工工藝設計手冊（下冊）》[18]，4-379頁選擇臥式無折邊球形封頭容器（JB1427-74）。塔頂罐的型號為：公稱容積，公稱直徑，長度為。由PRO/Ⅱ模擬可知，回流罐的回流量：，塔頂密度。設冷凝液在回流罐中的停留時間為10min，罐填充系數0.8。則該罐的容積由《化工工藝設計手冊（下冊）》[18]，4-379頁選擇臥式無折邊球形封頭容器（JB1426-74）。塔頂罐的型號為：公稱容積，公稱直徑，長度為。由PRO/Ⅱ模擬可知，回流罐的回流量：，塔頂密度。設冷凝液在回流罐中的停留時間為6min，罐填充系數0.8。則該罐的容積由《化工工藝設計手冊（下冊）》[18]，4-379頁選擇立式橢圓形封頭容器（JB1426-74）。乙苯回收塔塔頂罐的型號為：公稱容積，公稱直徑，高度為。由PRO/Ⅱ模擬可知，回流罐的回流量：，塔頂密度。設冷凝液在回流罐中的停留時間為6min，罐填充系數0.8。則該罐的容積由《化工工藝設計手冊（下冊）》[18]，4-379頁選擇立式橢圓形封頭容器（JB1426-74）。乙苯回收塔塔頂罐的型號為：公稱容積，公稱直徑，高度為。對于400#來說，進料為油類物質，參照化工設計管內流速范圍可知為（），而本物流的流速選取為，結合PRO/II模擬結果，分別對各個塔的接管進行計算和選型。進料管結構有很多，有直管進料管，彎管進料管，T型進料管本設計采用直管進料管，管徑計算如下：由于T0403的進料管為T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管內流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=80mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔頂回流量：，密度,液體流速為，則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=200mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔底采出量：，密度，液體流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=65mm規格的熱軋無縫鋼管。塔頂上升蒸汽管：氣相流量，密度，飽和蒸汽的流速選取為。則管子內徑：查標準系列選取，公稱直徑DN=1050mm規格的熱軋無縫鋼管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。則管子內徑：。查標準系列選取，公稱直徑DN=800mm規格的熱軋無縫鋼管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：由于T0403的進料管為T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管內流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=50mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔頂回流量：，密度，液體流速為，則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=50mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔底采出量：，密度，液體流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=50mm規格的熱軋無縫鋼管。塔頂上升蒸汽管：氣相流量，密度，飽和蒸汽的流速選取為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=150mm規格的熱軋無縫鋼管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。則管子內徑：。查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=150mm規格的熱軋無縫鋼管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：由于T0403的進料管為T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管內流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=80mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔頂回流量：，密度,液體流速為，則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=80mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔底采出量：，密度，液體流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=25mm規格的熱軋無縫鋼管。塔頂上升蒸汽管：氣相流量，密度，飽和蒸汽的流速選取為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=1200mm規格的熱軋無縫鋼管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。則管子內徑：。查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=650mm規格的熱軋無縫鋼管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：由于T0403的進料管為T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管內流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=25mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔頂回流量：，密度,液體流速為，則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=25mm規格的熱軋無縫鋼管。采用直管進料管。塔底采出量：，密度，液體流速為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=25mm規格的熱軋無縫鋼管。塔頂上升蒸汽管：氣相流量，密度，飽和蒸汽的流速選取為。則管子內徑：查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=50mm規格的熱軋無縫鋼管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。則管子內徑：。查標準系列[17]選取，公稱直徑DN=50mm規格的熱軋無縫鋼管。技術經濟學是研究為達成某一預定目的也許采用的各種技術政策、技術方案和技術措施的經濟效果，通過計算、分析、比較和評價，從而選出技術上先進、生產上合用和經濟上合理的最優方案，為科學決策提供依據。技術經濟學是技術科學和經濟科學互相滲透和外延發展形成的交叉學科。化工技術經濟學是運用技術經濟學的基本原理和方法，結合化學工業的特點，研究化學工業發展中的規劃、設計、建設、生產以及科研等方面和各階段的經濟效益問題。化工建設項目的技術經濟分析是通過比較技術上可行的多個項目建設方案，并擬定最優方案，分析、論證其重要的經濟指標，為項目基建投資的經濟效果做出結論，以保證建設投資可以獲得最有效的運用，使花費最少，效益最佳。根據《吉林化學工業股份有限公司有機合成廠10萬噸苯乙烯裝置初步設計》（第6冊總概論）的數據，并結合經濟核算電子表格得到以下數據，對本設計的經濟性進行分析。本設計用現行的乙苯脫氫制取苯乙烯的方法為設計基礎，對年產13.5萬噸苯乙烯減壓精餾系統進行模擬計算及工藝設計。采用連續精餾的方式，使用四個精餾塔—乙苯/苯乙烯分離塔（T0401）、苯乙烯塔（T0403）、乙苯回收塔（T0402）和苯/甲苯分離塔（T0404），將脫氫混合液精餾成滿足設計規定的產品，其中苯乙烯純度為99.9%≥99.7%，收率為99.98%≥98.5%，α-甲基苯乙烯質量分率為0.045%≤0.05%。運用PRO/II對苯乙烯減壓精餾全工段進行了模擬計算，完畢了物料衡算。運用模擬結果，對精苯乙烯精餾塔（填料）及其附屬設備進行具體計算和選型，并進行了簡樸的技術經濟評價。最終用AutoCAD軟件繪制了帶工藝控制點的流程圖、設備布置圖和管道布置圖。柴誠敬.化工原理[M].北京:高等教育出版社,2023,86-87,257.張晶,楊豐翰.10萬噸/年苯乙烯生產技術講義[Z].吉林:吉化(股)有機合成廠,1996,1-2.袁孝競.乙苯/苯乙烯精餾塔的技術改造[J].化學工業與工程,2023,27(1):53-59.徐明霞，黃學慶，張春雷．苯乙烯合成工藝技術及研究進展．油氣田地面工程，2023，20(3)：8-12孟慶茹.苯乙烯的生產與市場分析[J].現代化工,2023,23(3):54-56.崔小明,李明.苯乙烯生產技術及國內外市場前景[J].彈性體,2023,(9):40-44.JosephE.Pelati,JamesR.Butler.Methodforproductionofstyrenefromtolueneandsyngas[P].UnitedStatesPatent.2023,1-5.張溯燕,李樹峰,張冷俗等.苯乙烯的生產及市場[J].彈性體,2023,20(5):85-90.顧松園.苯乙烯生產技術進展[J].化學世界,2023,47(10):622-625.都健.化工過程分析與綜合[M].大連:大連理工大學出版社,2023,175-179.厲玉鳴.化工儀表及自動化[M].北京:化學工業出版社,2023,170-180,196-199.李國庭等.化工設計概論[M].北京:化學工業出版社,2023.51.王靜康.化工過程設計[M].北京:化學工業出版社,2023,407-410.黃英.化工過程設計[M].西安:西北工業出版社,2023,148-150.錢頌文.換熱器設計手冊[M].北京:化學工業出版社,2023,13-24.伍欽,梁坤.板式精餾塔設計[M].北京:化學工業出版社,2023,102.王衛東.化工原理課程設計[M].北京:化學工業出版社,2023,146.中國石化集團上海工程有限公司.化工工藝設計手冊[M].北京:化學工業出版社,2023,4-379.表A-1T0403各板溫度、壓力及氣液相流量匯總表板數溫度（K）壓力（KPa）液相流量L（kmol/h）氣相流量V（kmol/h）1347.08805779.321289.111525402347.0940999.321286.430974745186202310.02099999286.209507448.45645544350.531039610.72099998285.9852244448.23498775352.113435411.42099996285.7583799448.01070526353.619344912.12099995285.5288949447.78386057355.057339212.82099994285.2964224447.55437568356.434764413.52099993285.0603916447.32190319357.758001814.22099992284.8202331447.085872410359.032662314.9209999284.5744569446.845523811360.263733515.62099989284.3225792446.599937912361.455692716.32099988284.0632503446.348059913362.612591917.02099987283.7952376446.08873114363.738120517.72099986283.5172754445.820718215364.835648918.42099985283.2281147445.542756116365.908255719.12099983282.9265816445.253595517366.95873919.82099982282.6117751444.952062418367.989535820.52099981282.2048617444.637255719369.051310121.2209998412.1149579444.230342620370.071632621.92099979412.3238789405.079854821371.15528922.62099977412.2707548405.288775822372.36575723.32099976411.8032829405.235651723373.799753124.02099975410.7317213404.768179824375.586164724.72099974408.9081485403.696618225377.85346525.42099973406.4018911401.873045426380.645119726.12099971403.6662439399.36678827383.816630526.8209997401.4123196396.631140828387.033671227.52099969400.1349643394.377216529389.936646528.22099968399.8029435393.099861230392.325689628.92099967400.0564166392.767840431394.195148929.62099965400.5523238393.021313632395.648010330.32099964401.1000156393.517220833396.807468531.02099963401.6278674394.064912934397.774301131.72099962402.1209839394.5927647續表A-1板數溫度（K）壓力（KPa）液相流量L（kmol/h）氣相流量V（kmol/h）35398.618591432.42099961402.5834503395.085880836399.38521833.12099959403.0228116395.548347237400.101707133.82099958403.4453288395.987708538400.784631734.52099957403.8325938396.410225839401.456204835.22099956398.1436762396.797490740405.41734435.920999557.391.1085731表A-2T0403各板氣相平均分子質量、密度及流量匯總表板數平均分子質量密度（kg/m3）質量流量（×103kg/h）體積流量（×103m3/h）2104.1580.3381146.989138.9743104.1610.3617946.711129.1134104.1650.3853546.690121.1635104.1710.4088046.669114.1596104.1770.4321746.648107.9407104.1850.4554446.628102.3798104.1940.4786346.60797.3779104.2050.5017446.58892.85110104.2180.5247946.56988.73811104.2330.5477746.55084.98112104.2520.5706846.53281.53713104.2730.5935546.51478.36714104.2980.6163646.49875.43915104.3270.6391346.48172.72616104.3610.6618646.46670.20517104.3990.6845646.45267.85618104.4420.7072446.43865.66119104.4900.7297946.41763.60420104.5570.7524642.35356.28721104.6760.7753142.42354.71822104.8860.7985142.50353.22823105.2470.8223742.60051.80124105.8510.8473942.73150.42725106.8040.8742342.92149.09626108.1860.9035843.20547.81627109.9620.9356143.61446.61628111.9280.9694944.14145.530續表A-2板數平均分子質量密度（kg/m3）質量流量（×103kg/h）體積流量（×103m3/h）29113.7801.0035244.72644.56930115.2821.0360945.27843.70131116.3641.0664545.73342.88332117.0791.0947146.07242.08633117.5261.1213446.31241.30134117.7961.1468246.48140.53035117.9561.1715646.60239.77836118.0491.1958446.69339.04737118.1041.2198146.76738.33938118.1351.2436046.82937.65639118.1541.2672246.88236.99640118.1861.2799846.22336.112表A-3T0403各板液相平均分子質量、密度及流量匯總表板數平均分子質量密度（kg/m3）質量流量（×103kg/h）體積流量（m3/h）1104.158861.26830.11334.9632104.163861.27229.83534.6413104.170859.78829.81434.6764104.178858.38329.79334.7085104.188857.04729.77234.7386104.200855.77429.75234.7667104.214854.55629.73134.7928104.231853.38729.71234.8169104.252852.26429.69334.84010104.276851.18229.67434.86211104.305850.13629.65634.88412104.339849.12529.63834.90513104.378848.14429.62234.92514104.424847.19229.60534.94515104.476846.26529.59034.96616104.536845.36229.57634.98617104.604844.48129.56235.00618104.681843.62029.54135.01719104.892843.24443.22751.26320105.009842.41243.29751.39721105.215841.56943.37651.542續表A-3板數平均分子質量密度（kg/m3）質量流量（×103kg/h）體積流量（m3/h）22105.571840.69243.47451.71223106.165839.74243.60551.92624107.104838.66043.79552.22025108.463837.37344.07952.64026110.210835.82144.48753.22627112.143834.02645.01553.97328113.963832.12845.60054.79929115.439830.32646.15255.58330116.502828.76346.60756.23631117.204827.47246.94656.73432117.643826.41247.18657.09733117.908825.52047.35457.36334118.065824.74247.47657.56435118.157824.03747.56757.72536118.210823.38147.64157.86037118.241822.75747.70357.98038118.259822.15447.75658.08739118.292821.66147.09757.31940124.198844.0320.8741.035表A-4T0403各板導熱率、黏度及表面張力匯總表板數氣相導熱率（W/mK）氣相黏度（Pas）液體表面張力（N/m）液相熱導率（W/mK）液相黏度（Pas）20.012518437.46057E-060.0.0.30.7.49786E-060.0.0.40.7.53298E-060.0.0.0003807250.7.5662E-060.0.0.60.7.59772E-060.0.0.0003699270.7.62774E-060.0.0.80.7.65639E-060.027963190.0.0003606190.7.68381E-060.0.0.100.7.71011E-060.0.0.00035248110.7.73539E-060.0.0.120.7.75972E-060.0.0.00034531130.7.78318E-060.0.0.140.7.80584E-060.0.0.續表A-4板數氣相導熱率（W/mK）氣相黏度（Pas）液體表面張力（N/m）液相熱導率（W/mK）液相黏度（Pas）150.7.82775E-060.0.0.160.7.84896E-060.027419520.0.170.7.86952E-060.0.0.180.7.88947E-060.0.0.190.7.90984E-060.0.0.200.7.92868E-060.0.0.210.7.94697E-060.0.0.220.7.96464E-060.0.0.230.7.98148E-060.0.0.240.7.99689E-060.0.0.00032259250.014984978.00958E-060.0.0.260.8.01746E-060.0.0.270.8.01867E-060.0.117291530.280.8.0137E-060.0.0.000326