示。
表4-3 反应器入口和出口的气体量(kmol/h)
组分 入口 出口 C2H4 CO2 O2 N2 C2H4O H2O 3.5 2.38 7.5 8.284 5.6 4.06 83.4 83.4 0 0.728 0 0.784 （3）实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为：
2?107?70.15kmol/h
7200?44?0.90综上所述，气体进料为100kmol／h时，可生产环氧乙烷0.728kmol/h。若要达到70.15kmol/h的环氧乙烷生产能力，则所需原料量为：
70.15?100?9636kmol/h
0.728为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产能力，必须考虑到原料损失等因素，一般取安全系数为1.04
则实际进料量为1.04×9636＝10021.4kmol/h （4）原料气与氧化气的组成计算
根据基准气体进料为100kmol/h时的计算结果，可以折算出实际进料量为10021.4kmol/h时的物料衡算情况。如表4-4所示：
表4-4 实际原料气进料时的物料衡算
组分 C2H4 O2 CO2 kmol/h 350.75 561.12 841.8 8267.73 0 0 10021.4 kg/h 9821 17955.84 37039.2 231496.44 0 0 296312.48 mol% 3.5 5.6 7.5 83.4 0 0 100 wt% 3.31 6.06 12.5 78.13 0 0 100 N2 C2H4O H2O 合计 表4-5 氧化气的物料衡算
7
组分 C2H4 O2 CO2 kmol/h 238.51 406.87 829.77 8357.85 73.16 78.17 10021.4 kg/h 6678.28 13019.84 36509.88 234019.8 3219.04 1407.06 296312.48 mol% 2.38 4.06 8.28 83.4 0.73 0.78 100 wt% 2.26 4.39 12.32 79.98 1.09 0.47 100 N2 C2H4O H2O 合计 4.2反应器的热量衡算
反应器的热量衡算（基准温度取298.15K)
1C2H4?O2?C2H4O2C2H4?3O2?2CO2?2H2O
反应热根据试验数据，在298.15K时的标准反应热为：
??H1???103.38kJ/mol;?H2??1323.1kJ/mol。
反应器的热量衡算，设原料气带入的热量为Q1，氧化气带出的热量为Q2，反应热为Qr，反应器的撤热量为Q，当忽略热损失时，有：
Q1+Qr=Q2+Q
各组分的比热
①由《化工设计》在热量衡算中可知，在工程计算中，常使用物质的平均定压摩尔热容CPf。
假如物质在T1到T2范围内的CP-T关系为一直线，可以证明，此温度范围内的平均定压热容CPf等于(T1?T2)2温度下物质的热容，也等于T1到T2温度下物质热容CP1和CP2的算术平均值(CP1?CP2)2，一般来说，物质的CP-T关系不是直线，但他的曲率并不大，只要计算时温度范围不大，常把曲线关系当做直线关系来近似处理，所以上述平均热容的办法可行。
在《物理化学》书中差得不同温度下的比热容，如下表：
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组分 298.15K时CP （J／mol?K) 483.15K时CP （J／mol?K) 61.82 30.90 29.52 44.04 513.15K时CP （J／mol?K) 62.688 30.058 28.512 43.421 乙烯 氧气 氮气 二氧化碳 环氧乙烷 水 43.72 29.355 29.12 37.11 47.91 33.577 74.813 34.061 由CPf?(CP1?CP2)2计算得平均热容如下表
（298.15K-483.15K）的CPf （J／mol?K) 乙烯 氧气 氮气 二氧化碳 水 环氧乙烷 由热量计算式Q?mcpf(t1?t2) (1)气体原料带入的热量Q1的计算
52.77 30.13 29.32 40.57 (298.15K-513.15K)的CPf （J／mol?K) 53.204 29.71 28.816 40.266 33.819 61.362 组分 Q1??52.77?370.75?30.13?561.12?29.32?8267.73?40.57?841.6???483.15-298.15??5.771?107KJ/h(2)反应后气体产物带走热量Q2的计算
9
?53.204?238.51?29.71?406.87?40.266?829.77?28.816?8357.85??Q2????33.819?78.17?61.362?73.16?????513.15-298.15? ?6.582?107KJ/h(3)Qr反应热的计算
Qr?103.38?350.75?103?0.32?0.65?1323.1?350.75?103?0.32?0.35?5.912?10KJ/h(4)传给导生油的热量Q的计算
按热量衡算原理（忽略散热损失）反应前后热量守恒则
7
Q1?Q?Q2?Qr?0
则传热量为
Q?Q1?Qr?Q2?5.771?107?5.912?107?6.582?107?5.101?10KJ/h7
第5章 反应器的设计
在物料衡算和热量衡算的基础上，可以对反应部分主要设备的工艺参数进行优化计算。这一部分主要是反应器的工艺参数优化。
设计生产能力：2万吨/年；生产过程安全系数：1.04；年操作时间：7200小时；本设计采用两台反应器并联进行反应。
已知：(1)每小时输入的原料气量总为10021.4kmol/h；
(2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=5mm，空隙率??0.5； (3)反应温度为240℃，操作压力为1MPa，空速为5000h-1； (4)反应器列管规格为32×3.5mm；
(5)反应热用油撤走，导出液进口温度230℃，导出液出口温度235℃； (6)原料气进口温度为210℃，氧化气出口温度为240℃。
5.1 催化剂床层体积和高度的计算
催化剂总体积VR(m3)是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示（由《化工设计手册》可查）：
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VR?V总 （5-1） Sv式中V总--原料气流量，m3/h；
Sv—空速，h?1
进入反应器的气体总流量为10021.4kmol/h，空速为Sv=5000h?1，则反应器中催化剂的装填体积VR为：
由于气体进料则PV=nRT可计算
RT8.314?483.15V=??4.02?10?3m3.mol?1 6P1.0?10V总VF010021.4?103?4.02?10?3VR????8.44m3
SvSV5000
固定床反应器采用两套并联计算公式如下所示
VH?R （5-2）
2A假设每根管长为6m，反应器内催化剂填充高度为管长95% 床层高度为H?6?95%?5.7m
故A?VR8.44??0.74m2 2H2?5.75.2 确定氧化反应器的基本尺寸
对于列管式固定床反应器，首先应根据传热要求选定选择32×3.5mm的不锈钢管作为反应器的反应管规格，再求出反应管根数n。
反应管内径：di=32-3.5×2=25mm=0.025m
(根据《化工原理（上）》附表7.2<热轧无缝钢管>GB8163-87选择) 反应管根数
n?VR?4??H2A?d2i?4 （5-3）
2i?d由公式(5-10)可得n?2?0.74?4?3016.56根
?0.0252
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