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表4-10 氧化气中各组分定压比热的压力校正参数
组分 Tc pc
C2H4
282.4000 5.0360 1.8530 0.1990 0.0850 0.5440 0.5020 64.8870
0 ?CpTr Pr ?
?C1pCp
O2
154.6000 5.0460 3.3840 0.1980 0.0210 0.1340 0.00840 31.5340 CO2 304.2000 7.3760 1.7200 0.1360 0.2250 0.4190 0.5020 45.532 N2 126.2000 3.3940 4.1450 0.2950 0.0400 0.1260 0.0000 29.926
H2O 647.3000 22.050 0.8080 0.0450 0.3440 1.3810 4.1860 38.3210
C2H4O 469.0000 7.1940 1.1150 0.1390 0.2000 2.0930 5.0230 81.0980
(3)热量衡算
①原料气带入的热量Ql
原料气的入口温度为423.15 K，以273.15 K为基准温度，则
Q1??niCpi(T入?T基)(kJ/h) （4-4）
i计算结果列于表4-11中
表4-11原料气带入的热量
组分
Xni XniCpi C2H4 O2
CO2 N2 合计
Cp（J／mol·K)
61.5230 31.2600 44.4760 29.7380 -
0.0340 0.0560 0.0770 0.8330 1.0000 2.0920 1.7510 3.4250 24.7720 30.0400
由计算结果可知
Q1?NXniCpit入 （4-5） 由公式4-5可得Q1=23116.4904×30.040×(483.15-273.15)=7.60×107kJ/h ②反应热Q2在操作条件下，主副反应的热效应分别为
1主反应：C2H4?O2?C2H4O?25.19kJ/mol （4-5）
2副反应：C2H4?3O2?2CO2?2H2O?315.9kJ/mol （4-6） 则主反应的放的热量为：
Q21?409.46?0.2?0.66?25.19?103?4.1886?5.7027?106kJ/h
副反应的放热量为:
Q22?409.46?0.2?0.34?315.9?103?4.1886?3.6842?107kJ/h
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总反应热为：Q2?Q21?Q22?(5.7027?36.8416)?106?4.2544?107kJ/h ③氧化气带出的热量Q3
氧化气出口温度为507.15 K，以273.15 K为基准温度，则 Q1??niCpi(T出?T基)(kJ/h) （4-6）
i计算结果列于表4-12中
表4-12 氧化气带出的热量
组分
Xni XniCpi C2H4 O2
CO2 N2 H2O C2H4O 合计
Cp（J／mol·K)
64.8870 31.5340 45.5320 29.9260 38.3210 81.0980 -
0.0273 0.04680 0.04690 0.83490 0.00450 0.00460 1.0000 1.7710 1.4750 2.1350 24.9850 0.1720 0.3730 30.9120
由计算结果可知
Q3?NXniCpit出 （4-7） 由公式4-7可得Q3=12016.15×30.912×234=9.29×107kJ/h ④反应器的散热量Q4
Q1+Q2=Q3+Q4 （4-8）
可得反应器的散热量Q4=Q1+Q2－Q3＝(7.60+4.25-9.29)×107=2.46×107kJ/h
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第5章 设备计算
§5.1 反应器设备计算
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：5.5万吨/年；生产过程安全系数：1.04；年操作时间：7200小时；本设计采用一台反应器进行反应。
已知：(1)每小时输入的原料气量总为23116.4904 kmol/h；
(2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=5mm，空隙率??0.48；[19] (3)反应温度为234℃，操作压力为1.6MPa，空速为4000/h； (4)反应器列管规格为Φ44.9×3mm；
(5)反应热用水带走，导出水进口温度210℃，导出水温度220℃； (6)原料气进口温度为150℃，氧化气出口温度为234℃。 (7)计算催化剂床层体积VR?V总 Sv 进入反应器的气体总流量为23116.4904 kmol/h 给定空速为4000/h VR?
23116.49044?22.4=95.1500m3
4000§5.2 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Φ44.9×3mm的不锈钢管作为反应器的反应管规格[20]，再求出反应管根数n。
反应管内径：di=44.9-3×2=38.9mm=0.0389m 反应管根数n
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n??4VR?d2i?Hn??A?4 （5-10）
?d2i95.152由公式(5-10)可得
?4?7493.11根 ?0.0389?10.69 经圆整可得，反应管根数为7495根。
§5.3 床层压力降的计算
可查得如下计算公式：
?PG1??150(1??)???3?[?1.75G] （5-11） H?g?g?dp?dp式中?P—床层压力降，kg/m2； H—催化剂床层高度，m： G—质量流速，kg/m2.s； ?g—气体密度，kg/m3； g—重力加速度，m/s2； ?—固定床空隙率；
dp—催化剂颗粒当量直径，m； ?—气体粘度，Pa·S或(kg/m·s)；
本次设计所选用的催化剂为d=5mm的球型，计算其直径为d?0.005m
H?10.69m ??0.48 G?m354898.60kg/h??57.9900kg/(m2?s) 2A1.7m?3600??4.26?10?5Pa?s ??7.17kg/m3 由式5-11得
57.991?0.8150?(1?0.8)?4.26?10?5?P??(?1.75?57.99)?5.7
7.17?9.8?0.0050.830.005 ?37390.08kg/m2?0.3740MPa
§5.4 传热面积的核算
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对数平均温差公式为 ?tm??t1??t2 （5-12） ?t1ln?t2导出温度 220
原料入口温度
150
反应出口温度
234
温度℃
导入温度 210
换热介质采用逆流，则由5-12得 ?tm?(234?210)?(220?210)?22.41K
234?210ln220?150 又 A需?Q4 （5-13） K??tm2.46?107?103/2?510.2100m2 则有A需?3600?298.82?22.41 又A实???d?L?n （5-14） 则有A实?3.14?0.032?9?1735?1566.7400m2
可知A实>A需，即实际传热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要求。
§5.5 反应器塔径的确定
查得塔经的计算公式[20]：
D?t?(nc?1)?2b' （5-15） 式中D—壳体内径，m； t—管中心距，m；
nc—横过管中心线的管数；
b'—管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离 t?1.368d2?1.368?0.0389?0.0530m；
一般取b'?(1~1.5)d2 ， 取b'?1.3d2?1.3?0.0389?0.05060m
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