环氧己烷反应器设计(6)

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运用直接迭代法，查《化工热力学》可知RK方程的直接迭代方程为 Vn?1?

8.315?483.151?106RTp?b?a(Vn?b)pT12Vn(Vn?b) （5-8）

?5Vn?1??2.7211?10?5?1.5537(Vn?2.7211?1010?483.15?560.5)?5

)Vn(Vn?2.7211?10 ?4.0446?10以V0?RTP??3?7.0685?10?8(Vn?2.7211?10?5)Vn(Vn?2.7211?106)?1

8.315?483.1510?4.0174?10?3m.mol3

迭代的结果如表5-3

表5-3 迭代结果

V0

4.0174?104.0272?10?3m.molm.mol?3333?1

?1Zi

V1V2V3?3?1

?14.027284?104.027284?10m.molm.mol31.00 1.00

?391179.0897m/h33?3?1有V总?97127.41kmol/h?4.027284?10?3m3.mol所以， 由公式(6-1)得VR?391179.08975000

?78.24m

(2)氧化反应器床层截面积A(m2)及高度H(m)的计算

氧化反应器采用两套并联计算公式如下所示（由《化工设计手册》可查）: H? 床层高度为H?6?95%?5.7m 故A?VRH?78.246?5.7?2.29m

2VR6A （7-9）

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32×3.5mm的不锈钢管

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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?A （5-10）

?2?4?di?H?d24i由公式(5-10)可得n?2.29??4667.5根

4?0.0252 经圆整可得，反应管根数为4668根。 5.3 床层压力降的计算

由《基本有机化学工程》(下册)可查得如下计算公式[9]

?PH?G1??)???1?? g?g?dp?3?[150(d?1.75G] p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?5.7m ??0.8 G?m.15Kg/hA?28622844?2.29m2?3600?57.87Kg/(m2?s)

??4.26?10?5Pa?s ??7.17Kg/m3

由式5-11得

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5-11）

（河南城建学院化学反应工程课程设计

1?0.8150(1?0.8)?4.26?10?P??(37.17?9.8?0.0050.0050.857.87?5?1.75?57.87)?5.7

?37232.69kg/m2?0.372MPa

5.4 传热面积的核算

5.4.1 床层对壁面的给热系数?1

对于氧化反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化剂床层与反应器内壁的给热系数?1，可用下式(见《环氧乙烷与乙二醇生产》)进行计算：

?1?di?g?3.5(dp?u??g)0.7?g?exp?(4.6dpdi ) （5-12）

式中?1—床内气体的给热系数，W/(m2?K)； di—反应管内径，m； dp—催化剂颗粒直径，m；

?g—通过床层的气体的导热系数，W/(m2?K)； ?m—气体的粘度，kg/m·s： u—气体的线速度，m/s；

?g—通过床层的气体的密度，kg/m3。 气体的线速度可由公式

A?得 u?由公式5-12得 ?1?3.5?0.03040.025?(0.005?7.908?7.174.26?10?5V总3600u （5-13）

391179.08973600?2.29?4?7.908m/s

)0.7?exp(?4.6?0.0050.025)

?804.74W/(m2?k)

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5.4.2 总传热系数的计算

以管外表面为基准，不锈钢反应管导热系数取??17.97W/(m??C)。 其计算公式如下[10]

K?1 （5-14）

1?d2?d2lnd2d?1?112?d1?2参见《化工原理（上）》式6-117 由公式(5-14)可得 K?11.032

804.74?3225?02?17.97ln3225?1650 ?298.61W/(m2?K) 5.4.3 传热面积的核算

对数平均温差公式为（《化工原理》上） ?tt1??t2m?? ln?t1?t2换热介质采用逆流，则由5-15得 ?t(250?230)?(235?210)m?ln250?230?22.41K

235?210又

AQ4需?K??t m3则有 A2.35?108?10/6需?3600?298.61?22.41?1625.80m2

又

A实???d?L?n

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5-15）

5-16）

5-17）

（（（河南城建学院化学反应工程课程设计

则有A实?3.14?0.032?6?4668?2814.24m2

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 查化工工艺设计手册有

D?t?(nc?1)?2b' 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?0.032?0.044m；

一般取b'?(1~1.5)d2 ,取b'?1.3d2?1.3?0.032?0.0416m 管子按正三角形排列如下图

则

nc?1.1n

30

5-18） 5-19）

（ （

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