1 甲烷 1.702 9.081 -2.164
2 乙烯 1.424 14.394 -4.392
序号 名称 A B×110-3 C×110-6 D×110-9
3 苯乙烯 2.050 50.192 -16.662
4 苯 -0.206 39.06 -13.301
5 甲苯 0.290 47.05 -15.716
6 乙苯 -8.398 159.35 -100.03 23.95 7 氢气 6.953 -0.046 0.096 -0.21
合计 3.815 319.081 152.169 23.74
∴Cp m平均=3.185+0.319×T-1.52×10-4T2+2.37×10-8T3
（C）蒸汽带出热量：Q4=m×（h2-h0）
(3) 利用：带入反应器=带出反应器热量，进行试差计算求得反应器出口温度T2。经试差计算求得反应器出口温度t2=600℃。
四 、乙苯—苯乙烯精馏塔计算
1、 乙苯—苯乙烯塔操作条件的确定
I）塔顶温度的确定
已知乙苯—苯乙烯塔顶压力为185mmHg，具体步骤如下：假设温度?查或计算苯、甲苯、乙苯、苯乙烯之蒸汽压?由Ki=Pi/PD计算出Ki?由xi=yDi/ Ki计算出xi?计算?xi是否等于1，若是，则假设成立，否则重新假设温度，重复上述计算。
饱和蒸汽压计算公式(安托因方程)：lnP=A－B/(T+C) mmHg 苯：A=15.9008 B=2788.51 C=－52.36 甲苯：A=16.0137 B=3096.52 C=－53.67 乙苯：A=16.0195 B=3279.47 C=－59.95 苯乙烯：A=19.0193 B=3328.57 C=－63.72 焦油：A=19.0193 B=3328.57 C=－63.72 设：tD=40℃
将T=40+273.15代入计算式，具体结果列表如下：
表28
塔顶气相组成yDi 饱和蒸汽压
组成 Ki=Pi/PD ?ij
mol% （mmHg）
苯 甲苯 乙苯 苯乙烯 合计
2.82 8.28 88.66 0.24 100.00
942.778 372.021 164.823 121.570
5.096 2.011 0.891 0.657
7.756 3.061 1.356 1
通过计算机试差求得塔顶温度就可认为87.27℃。
II）塔釜温度的确定
已知乙苯—苯乙烯塔底压力为261.44mmHg， 设：tW=40℃
将T=40+273.15代入计算式，具体结果列表如下：
表29
组成 塔釜气相组成yDi 饱和蒸汽压Ki=Pi/PD
?ij
mol%
乙苯 苯乙烯 阻聚剂 合计
0.27 99.69 0.035 100.00
（mmHg） 343.999 261.313 261.313
1.316 0.999 0.999
1.316 1 1
通过计算机试差求得塔釜温度就可认为108.98℃。（程序附2） III）进料温度的确定
设进料为饱和液体，具体步骤同前，P=0.5(PD+PW)=0.5(1.05+1.4)=224.58 mmHg
具体计算结果如下表30：
通过计算机试差求得塔进料温度就可认为97.77℃。 2、理论板数的计算 最小理论板数
G9 塔顶
a1=164.823/121.57=1.356
G10 塔进料
a2=238.336/178.436=1.336
G11 塔釜
a3=343.999/261.313=1.316
1.336
NM=lg((XA/XB)D/(XA/XB)W)/lgaAB-1=43.6
表30
组成 苯 甲苯 乙苯 苯乙烯 焦油 合计
塔进料气相组成
yDi mol%
1.91 4.77 44.43 48.87 0.02 100.00
饱和蒸汽压（mmHg） 1270.81 519.726 238.336 178.436 178.436
Ki=Pi/PD 5.659 2.314 1.061 0.795 0.795
?ij 7.122 2.913 1.336 1 1
A、实际回流比下的理论板数 因为泡点进料，所以 q=1
根据恩特伍德公式,用牛顿迭代法计算机算出：
1-q=0 =1.226 RM+1 RM=9.341
按R=1.3RM
R1=5.166 NM=43.6
据吉利兰关系式得出：
Y=0.75-0.75X0.5668
X=R1-RM/R+1 Y=N-NM/N+1
N=78.4
B、实际塔板数
根据筛板塔的经验数据,全塔效率为70—80%，我们取 75% 实际塔板数： N1=78.4/0.75=104
C、加料板位置的确定
在泡点进料的情况下，可以应用下面的半经验公式来确定精馏段和提馏段的板数。具体如下：
m+n= N1
式中：m—提馏段塔板数；n—精馏段塔板数。
D=46.02kmol/h、w=44.0413kmol/h
XhF=0.4887 XlF=0.4443 XhD=0.0024 XlW=0.0027
20.206
n/m=[(44.0413/46.02)(0.4887/0.4443)(0.0027/0.0024)]=1.061
m+n=104
解之得：m=50.5=51(提馏段板数)、n=104-51=53 (精馏段板数)，加料板从顶部数起的第51块板
D、塔径及内件的计算：
∵V=L+D， R=L/D， R=12.145；
∴L=RD=12.145×46.02=558.913kmol，V=L+D=(12.145+1)D=604.933kmol；
为便于计算，塔顶以乙苯为主计算且以：P=185mmHg、t=85℃时的乙苯的物性参数为依据：
33
ρl=0.852×10kg/m
=∑xiMi=78×0.0828+106×0.8866+104×0.0024+78×0.0282=102.887
5－3
ρg=P/(RT)=185/760×1.013×10×10×102.887/(101.3/273.15×(273.15+87.27))
3
=18.981kg/m
－3－3
μl=0.317CP=0.317×10Pa.S、μg=0.0092CP=0.0092×10Pa.S
－3
ζl=21.2×10N/m （1）气体流量：
5－3
Vg=nRT/P=604.933×101.3/273.15×(273.15+87.27)/(185/760×1.013×10×10)
3
=3279.12m/h
3
=0.91m/s
（2）液体流量：
∵ml=558.913kmol/h=57456.26kg/h
33－23
∴Vl=ml/ρl=57456.26/(0.852×10)=67.44m/h=1.87×10m/s 液气流动参数：
选塔板间距：HT=0.600m，查图10-42（下册P179）得：C20=0.097m/s 气相负荷因子为： 泛点气速Uf为：
取实际气速为泛点气速Uf的75%，则：Uˊ=75%Uf=0.75×0.649=0.487m/s 气体的流通截面(即塔的横截面积扣除降液管所占面积)Aˊ为:
2
Aˊ=Vg/Uˊ=0.91/0.487=1.869m
假定板上液流方式取单流型(也称径流型)，并取堰长(lw)为塔径D的0.75倍，查图10-40（下册P176）得降液管的截面积Af对塔的横截面积AT的比值为：Af/AT=0.113
故气体流通截面积Aˊ对于塔的横截面之比为：Aˊ/AT=（1－0.113）/1=0.887
2
∴AT=Aˊ/0.887=1.869/0.887=2.11m 塔径Dˊ为: =1.639m
根据塔设备系列规格化， 取实际塔径D为1.80m； 则：塔的横截面积AT为：
22
AT=π÷4×1.80=2.543m； 气体通道截面A为：
2
A=2.543×0.887=2.256m； 降液管横截面Af为：
2
Af=2.543-2.256=0.287m； 经面积校核后的实际气速为： U=Vg/A=0.91/2.256=0.403m/s； 实际气速与泛点气速的比值为：
U/Uf×100%=0.403/0.658×100%=61.25%； (3) 堰的计算：
3
已求得塔径为：1.80m，流体流量为：67.44m/h，在此情况下，对照表10-1数据，故所选单流型合适，已取堰长为塔径的0.75倍，得堰长lw为：lw=0.75D=0.75×1.8=1.35m； 图1
堰液头how的计算(堰上液层高度)： 由：查得：
（下册图10-48）液流收缩系数E为：E=1.0； hl—泡沫层沉清高度、hL—板上液层高度
（下册P184式10-34）弗朗西斯Francis公式得： hf—泡沫层高度、ho—降液管底缝隙高度
图2
（适用于平直堰，最小不能低于6mm）
取堰高hw=0.06m，则堰高和堰液头之和为：hw+how=0.06+0.0385=0.0985m (4) 液沫夹带量的计算：
由液气流动参数和泛点百分率查图10-47（下册P183）。已知：Flv=0.1394、泛点百分率为62.15% 查得：液沫夹带分率Ψ=0.015kg/kg液体，
即：夹带百分率为：eV=0.015/(1-0.025) ×L/V×100%=1.42%＜10%
所以在此情况下，不会发生过量液沫夹带，对板效率影响甚微，满足工艺要求。
(5) 筛孔直径和塔板布置： 取筛孔直径do=6mm；
（一般在3～8mm，推荐使用4～6mm） 筛孔间距t=2.5do=15mm（t=2.5～5do） 在有效截面上塔板的开孔率为： ； =
图3
取塔板上安定区宽度Ｗs=0.07m，边缘区宽度Ｗc=0.05m， 按堰长和塔径比值lw/D=0.75，查下册P176图10-40得：
Wd=0.17D=0.17×1.8=0.306m
鼓泡区宽度的(1/2)值 x值为： x=D/2－(Wd+Ws)=1.80/2－(0.306+0.07)=0.524m 鼓泡区半径r的计算：r=D/2－Wc=1.80/2－0.05=0.85m 塔板上开孔区有效面积（总）Aa为：
2
=0.7423m
开孔区面积/塔板面积为：Aa/AT=0.7423/2.543=0.2919；
2
筛孔总面积：Ao=Aa×?=0.7423×0.145=0.1076m；
2
筛孔数：N=Ao/ao=0.1076÷(?÷4×0.006)=3808个
气流通过筛孔的气速Uo为：Uo=Vg/Ao=0.91/0.1076=8.457m/s； (6) 气液通过塔板的压降；
气液通过塔板的压降由气流通过干板的压降和液层的压降所组成。 a) 干板压降(hd)(P148式10-4)；
取筛孔厚度为δ=3mm，则：板厚/孔径=3/6=0.5
22
已知筛孔总面积：Ao=0.1076m，气体流通面积A=2.256m
Ao/A=0.1076/2.256=0.04772(自由截面百分率)
由Ao/A查图10-45 (下册P182)得：Co=0.71(孔流系数) =0.161m液柱
b) 气流通过液层的压降(hl)（下册P182，式10-31）
hl=?(hw+how) (式中?充气系数可按鼓泡截面上的气体动能因子F查图10-46得到)
0.50.5
F=U?g=0.403×18.981=1.756查图10-46得：?=0.59 ?hl=0.59(0.06+0.0385=0.058m液柱；
c) 气体通过一块塔板的总压降(hp)；
hp=hd+hl=0.161+0.058=0.219m液柱。
(7) 液面落差△ (下册P185，式10-37)
平均液体宽度：b=(D+lw)×0.5=(1.8+1.8×0.75)×0.5=1.575m 液体流通长度：Zˊ=D－2wd=1.80－2×0.306=1.188m 泡沫层高度：hf=2.5hL=2.5×(0.06+0.0385)=0.246m (根据下册P185，式10-37)得：
－82
=4.53×10m 远小于0.5hd =0.0805m （式中μl单位为m.N.s/m）
落差很小，满足工艺要求。
(8) 液体在降液管内的停留时间（η）；
2
已求得降液管截面积Af=0.287m
－2
∴η=Af×HT/Vl=0.287×0.60/(1.87×10)=9.21(秒)＞ (3～5秒)停留时间足够