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摘 要
综述了环氧乙烷性质、用途及生产方法。介绍了直接氧化法合成环氧乙烷方法及反应原理。以年产l.5万吨环氧乙烷固定床反应器设计为例，介绍固定床反应器工艺计算和结构计算情况。
依据设计条件和要求，经过物料恒算、热量恒算及其它工艺计算设计出年产l.5万吨环氧乙烷固定床反应器，并确定反应器选型和尺寸，计算压降，催化剂用量等，设计出符合要求反应器。
关键词 环氧乙烷；固定床反应器；物量衡算；能量衡算
Abstract
The nature use and production methods of Oxirane were simply introduced. Introduced direct oxidation synthesis methods of epoxy ethane and reaction principle.With fixed-bed reactor for producing Oxirane with an annual output of 15000 tons as example，the cajculation situations of process of fixed-bed reactor were introduced.In the design，wemainly calculated the process parameter and the size of the oxidized reactor.
According to the design conditions and requirements，through constant calculate, heat material constant calculate and other process calculation designed annual l5,000 tons of epoxy ethane fixed-bed reactor, and determined the reactor selection and size, calculate pressure drop, catalyst etc, designed to meet the requirements of the reactor.
Keywords Oxirane ,Fixed-bed reactor,material balance, heat balance

第一章 概述
氯乙烯又名乙烯基氯（Vinyl chloride）是一个应用于高分子化工关键单体，可由乙烯或乙炔制得。
1835年法国人V.勒尼奥用氢氧化钾在乙醇溶液中处理二氯乙烷首先得到氯乙烯。20世纪30年代，德国格里斯海姆电子企业基于氯化氢和乙炔加成，首先实现了氯乙烯工业生产。早期，氯乙烯采取电石，乙炔和氯化氢催化加成方法生产，简称乙炔法。以后，伴随石油化工发展，氯乙烯合成快速转向以乙烯为原料工艺路线。1940年，美国联合碳化物企业开发了二氯乙烷法。为了平衡氯气利用，日本吴羽化学工业企业又开发了将乙炔法和二氯乙烷法联合生产氯乙烯联正当。1960年，美国陶氏化学企业开发了乙烯经氧氯化合成氯乙烯方法，并和二氯乙烷法配合，开发成以乙烯为原料生产氯乙烯完整方法，此法得到了快速发展。
本设计采取乙炔法，在此基础上，查阅了大量资料，依据设计条件，经过物料衡算、热量衡算、反应器选型及尺寸确实定，计算压降、催化剂用量等，设计出符合设计要求反应器。

第二章 环氧乙烷性质

2.1 物理性质
表1-1氯乙烯关键物理性质
参数名称
数值
沸点(101.3kPa)，℃
-13.9
熔点(101.3l(Pa)，℃
-159.7
临界温度，℃
142
临界压力，Mpa
5.25
空气中爆炸极限(101.3kPa)，％(体积)下限
3.6
空气中爆炸极限(101.3kPa)，％(体积)上限
33
热导率(25℃)，J/(cm.s.K)
0.0001239
氯乙烯为无色、易液化气体在压力下更易爆炸，贮运时必需注意容器密闭及氮封，并应添加少许阻聚剂。关键物理性质如表1。
2.2 化学性质
氯乙烯化学性质很活泼，能和很多化合物进行反应，其反应关键是氯乙烯和其它化合物进行加成反应，放出大量反应热，有反应进行得很猛烈，甚至产生爆炸。很多反应产物是关键有机化工及精细化工产品。
（1） 催化加氢
氯乙烯在铂、钯或镍等金属催化剂存在下，能够和氢加成二生成烷烃。

（2） 加成反应
氯乙烯和含有活泼氢原子化合物，如H20、HX、NH3、RNH2、R2NH、RCOOH、ROH、RSH、HCN等进行加成反应，生产含－OH化合物(其中X为卤素，R为烷基或芳基)。
①和卤化氢加成
氯乙烯能够和卤化氢再爽检出发生加成作用，生成2-氯乙烷。

②和加成
氯乙烯能够和浓硫酸反应，生成氯乙烷基硫酸。

③和水加成
在通常情况下，因为水中之子浓度太低，水不能直接和氯乙烯加成。但在酸催化下，水也能够和氯乙烯加成而醇。

④和卤素反应
氯乙烯轻易和氯或溴发生加成反应。碘通常不和氯乙烯发生反应。氟和氯乙烯反应太猛烈，往往得到碳链断裂多种产物，毫无实际意义。

(3) 氧化反应
氯乙烯易被氧化。按所用氧化剂和反应条件不一样，关键在双键位置上发生反应，得到多种氧化产物。
①空气氧化催化
工业上，在银或氧化银催化剂作用下，氯乙烯可被空气氧化为1-氯环氧乙烷。
②高锰酸钾氧化
稀高锰酸钾溶液在低温时即可氧化氯乙烯，使在双键位置引入2个顺式羟基，生成连二醇。

假如用酸性高锰酸钾溶液，浓度很高或过量太多，则能够使生成二醇继续氧化，进而生成氯甲酸和二氧化碳。
（4） 臭氧化反应
将含有臭氧空气和氯乙烯混合，臭氧即和氯乙烯作用，生成臭氧化物。一些臭氧化物在加热情况下易发生爆炸，但通常能够不经分离而进行下一步水解反应。臭氧化物和水作用即水解为醛或酮。
（5）聚合反应
氯乙烯能够在引发剂或催化剂作用下，双键断裂而相互加成，得到聚氯乙烯。聚氯乙烯耐酸，耐碱，抗腐蚀，含有良好电绝缘性，它是现在大量生产优良高分子材料。

第三章 设计方案确实定

3.1 氯乙烯生产方法确实定
中国生产氯乙烯方法关键由以下多个
（1）工业生产氯乙烯关键方法。分三步进行：第一步乙烯氯化生成二氯乙烷；第二步二氯乙烷热裂解为氯乙烯及氯化氢；第三步乙烯、氯化氢和氧发生氧氯化反应生成二氯乙烷。
①乙烯氯化　乙烯和氯加成反应在液相中进行：
CH2=CH2 +Cl2→CH2ClCH2Cl
采取三氯化铁或氯化铜等作催化剂，产品二氯乙烷为反应介质。反应热可经过冷却水或产品二氯乙烷汽化来移出。反应温度40～110℃，压力0.15～0.30MPa，乙烯转化率和选择性均在99%以上。
②二氯乙烷热裂解　生成氯乙烯反应式为：
ClCH2CH2Cl→CH2=CHCl +HCl
反应是强烈吸热反应，在管式裂解炉中进行，反应温度500～550℃，压力0.6～1.5MPa；控制二氯乙烷单程转化率为50%～70%，以抑制副反应进行。关键副反应为：
CH2=CHCl→HC≡CH+ HCl
CH2=CHCl+ HCl→ClCH2CH2Cl
ClCH2CH2Cl→2CH2 +2HCl
裂解产物进入淬冷塔，用循环二氯乙烷冷却，以避免继续发生副反应。产物温度冷却到50～150℃后，进入脱氯化氢塔。塔底为氯乙烯和二氯乙烷混合物，经过氯乙烯精馏塔精馏，由塔顶取得高纯度氯乙烯，塔底重组分关键为未反应粗二氯乙烷，经精馏除去不纯物后，仍作热裂解原料。
③氧氯化反应　以载在γ－氧化铝上氯化铜为催化剂，以碱金属或碱土金属盐为助催化剂。主反应式为：
CH2=CH2 +2HCl+1/2 O2→ClCH2CH2Cl+ H2O
（2）乙炔法
在氯化汞催化剂存在下，乙炔和氯化氢加成直接合成氯乙烯：
CH≡CH+HCl→CH2=CHCl
其过程可分为乙炔制取和精制，氯乙烯合成和产物精制三部分。
在乙炔发生器中，电石和水反应产生乙炔，经精制并和氯化氢混合、干燥后进入列管式反应器。管内装有以活性炭为载体氯化汞（含量通常为载体质量10%）催化剂。反应在常压下进行，管外用加压循环热水（97～105℃）冷却，以除去反应热，并使床层温度控制在180～200℃。乙炔转化率达99%，氯乙烯收率在95%以上。副产物是1，1-二氯乙烷（约1%），也有少许乙烯基乙炔、二氯乙烯、三氯乙烷等。此法工艺和设备简单，投资低，收率高；但能耗大，原料成本高，催化剂汞盐毒性大，并受到安全生产、保护环境等条件限制，不宜大规模生产。
（3）乙烯直接氯化法
这是石油化工发展后以石油为基础开发生产工艺。此法最大缺点是伴随反应生成了大量1,2-二氯乙烷，产率较低。
CH2=CH2+Cl2→CH2=CHCl+HCl
（4）乙烯氯化裂解法
这是为处理乙烯直接氯化法存在问题而开发生产工艺，此法产率高。
CH2=CH2+Cl2→CH2ClCH2Cl
CH2ClCH2Cl→CH2=CHCl+HCl
乙烯氯化平衡法
比较乙烯氯化裂解法和乙烯氧氯化法，能够发觉，乙烯氯化裂解法产生氯化氢，乙烯氧氯化法消耗氯化氢。假如将两种方法结合起来，让乙烯氯化裂解法和乙烯氧氯化法第一步根据一定百分比生产，能够使氯化氢变为中间产物，这是世界上生产氯乙烯关键方法。很快未来，中国氯乙烯生产将关键采取这种方法。
混合烯炔法
该法是以石油烃高温裂解所得乙炔和乙烯混合气（靠近等摩尔比）为原料，和氯化氢一起经过氯化汞催化剂床层，使氯化氢选择性地和乙炔加成，产生氯乙烯。分离氯乙烯后，把含有乙烯残余气体和氯气混合，进行反应，生成二氯乙烷。经分离精制后二氯乙烷，热裂解成氯乙烯及氯化氢。氯化氢再循环用于混合气中乙炔加成。
本设计采取是乙炔法。

3.2 催化剂选择

乙炔法生产氯乙烯关键是催化剂选择。即使大多数金属和金属氧化物催化剂全部能使乙炔发生加成反应，不过生成氯乙烯选择性很差。只有银催化剂例外，在氧化汞催化剂上乙炔能选择性地和氯化氢加成而得到氯乙烯，该催化剂在选择性、强度、热稳定性和寿命等方面全部有一定特色。
3.3 环氧乙烷生产工艺条件确实定
氯乙烯生产受反应温度、反应压力、空间速度和空管线速度、原料配比和循环比等工艺条件制约。
3.3.1 反应温度
温度直接影响化学反应速度，在工业生产中，应依据反应过程具体情况，采取对应方法，使反应温度控制在适宜范围之内，以期取得较高收率。乙炔和氯化氢反应生成氯乙烯反应为放热反应，故反应温度控制极为关键。在反应早期，应提升温度，加紧乙炔和氯化氢反应速度，确保反应快速进行。当温度提升到一定程度时，为了提升氯乙烯产率，此时应将低温度。
3.3.2 反应压力
乙炔加成反应过程，主反应是体积降低反应，副反应是体积不变反应。所以，采取加压操作有利。因主、副反应基础上全部是不可逆反应，故压力对主、副反应平衡没有太大影响。
现在，工业生产上采取加压操作不是出于化学平衡需要，其目标是提升乙炔和氯化氢分压，加紧反应速率，提升反应器单位容积产率，以强化生产。但应看到，因为提升反应压力，反应速度加紧，对应就要提升反应器换热速率，这么对反应器结构就提出更高要求。
3.3.3 空速
空间速度简称空速，所谓空速是指单位时间内，经过单位体积催化剂反应物体积数量。通常见每小时每升(或m3)催化剂经过原料气升(或m3)数来表示。对于乙炔加成过程，实践证实，提升空速，转化率会略有下降，而选择性将有所上升，在一定范围内提升空速可提升设备生产能力。但空速也不宜太高，所以即使产量提升，然而环氧乙烷在反应气体中含量很低，造成份离困难，动力消耗增加。空速也不宜太低，所以时即使转化率增加，但选择性下降，生产能力也下降。另外，空速大小还要依据催化剂活性及制造方法、反应温度、压力和反应气体组成等原因而定。
3.3.4 原料配比
原料中乙炔和氯化氢配比对反应过程影响很大，其值关键决定于原料混合气爆炸极限。在混合气体中乙炔爆炸下限是3.6％，在3.6~33％乙炔浓度范围内氯化氢含量不得大于71％。实际生产中一个是选择低氯化氢高乙炔配比，另一个是高氯化氢低乙炔配比。本设计乙炔和氯化氢配比为1:1.1。
3.3.5 稳定剂选择
世界上生产氯乙烯专利很多，使用致稳剂有：氮气、甲烷、二氧化碳、乙烷等。选择致稳剂需要依据生产安全性、稳定性和经济效益情况来确定。现在世界上环氧乙烷专利商全部前后将氮气致稳更新为甲烷致稳。它和氮气致稳相比，不仅增加了生产过程稳定性和安全性，而且有显著经济效益。

3.4 环氧乙烷生产工艺步骤
氯乙烯生产装置关键设备有反应器、吸收塔、反应系统气-气换热器和循环气冷却器。其设计生产能力为年产8万吨环氯乙烯，设计运转时间为7200小时／年。
3.4.1 工艺步骤概述
第四章 工艺计算
工艺参数计算包含物料衡算和热量衡算两部分。物料衡算以质量守恒定律为基础，关键计算所需物料量和产品量，还能够算出物料组成，确定物料中各组分在化学反应过程中定量转化关系，并经过衡算求得原料定额消耗。其计算依据是工艺步骤图、在工厂采集数据及设计时要求和查得多种参数。
热量衡算以能量守恒定律及物料衡算为基础，计算传入、传出热量，从而确定公用工程能耗和传热面积。其计算依据和物料衡算相同。
4、1 反应设计条件
年产量12万吨/年，年工作日：300天（即年工作日7200小时）
‚原料组成（wt%)
乙炔气（wt%)：
氯化氢（wt%)：
ƒ合成反应设计条件：乙炔气/氯化氢=1:1.1，空速40，合成氯乙烯乙炔转化率：97.6%，生成VC选择性：99%，乙炔转化二氯乙烷选择性：0.9%。串联转化，一次转化率68%，温度150℃，进料温度80℃，转化后温度110℃；二次转化率28.6%，温度为140℃，进料和出料温度设110℃，进口水温97℃，出口水温102℃，不急热损失，导出液对管壁传热系数为：
④催化剂为圆柱状，Φ3mm×6mm，床层空隙率为0.5~0.8，反应器内催化剂填充高度为管长95%，每根管长3000mm,转化器直径有Φ2400、Φ3000、Φ3200.
4、2 反应原理
在氯化汞做催化剂，一定温度和101.325kPa下，乙炔和氯化氢加成直接合成氯乙烯.反应方程式可表示为：
⑴主反应：
+124.8kJ/mol⑴
⑵副反应：
⑵
⑶
4、3物料衡算
⑴由原料组成（wt%)
乙炔气（wt%)：
氯化氢（wt%)：得：
表4—1 乙炔气组成
组分

,

总量
mol%
0.9906
0.0090
0.0004
1.0000
表4—2 氯化氢组成
组分

总量
mol%
0.9868
0.0126
0.0006
1.0000
⑵反应部分基础计算
由乙炔气/氯化氢=1:1.1，以进料气中乙炔气为100kmol/h为基准，则氯化氢为110kmol/h。由此易得：
表4—3 原料混合气组成
组分

总量
kmol/h
99.0600
108.548
2.286
0.106
210.0000
依据反应方程式及已知数据，计算反应器出口气体量。
主反应：
⑴
副反应：
⑵
已知一次转化率68%，生成VC选择性：99%，乙炔转化二氯乙烷选择性：0.90%，进入反应器乙炔量为99.0600kmol/h,氯化氢108.548kmol/h，氮气2.286kmol/h，水0.106kmol/h，所以
消耗乙炔量：99.0600×68%=67.3608kmol/h
由反应式⑴有
消耗乙炔量：99.0600×68%×99%=66.6872kmol/h
生成VC量：66.6872kmol/h
消耗氯化氢量：66.6872kmol/h
由反应式⑵有
消耗乙炔量：99.0600×68%×0.9%=0.6062kmol/h
生成二氯乙烷量：0.6062kmol/h
消耗氯化氢量：2×0.6062=1.2125kmol/h
则可知
未反应乙炔量：99.0600－67.3608=31.6992kol/h
未反应氯化氢量：108.548－66.6872－1.2125=40.6483kmol/h
氮气在反应中不发生反应，所以第一次反应后出口气体中各组分量如表4—4所表示。
表4—4 第一个反应器入口和出口气体量（kmol/h)
组分

氯乙烯
二氯乙烷
入口
99.0600
108.548
2.2608
0.106
0
0
出口
31.6992
40.6483
2.2608
0.106
66.6872
0.6062
‚合成氯乙烯乙炔转化率：97.6%，生成VC选择性：99%，乙炔转化二氯乙烷选择性：0.9%，进入反应器乙炔量为99.0600kmol/h,氯化氢108.548kmol/h，氮气2.2608kmol/h，水0.106kmol/h，所以
消耗乙炔量：99.0600×97.6%=96.6826kmol/h
由反应式⑴有
消耗乙炔量：99.0600×97.6%×99%=95.7157kmol/h
生成VC量：95.7157kmol/h
消耗氯化氢量：95.7157kmol/h
由反应式⑵有
消耗乙炔量：99.0600×97.6%×0.9%=0.8701kmol/h
生成二氯乙烷量：0.8701kmol/h
消耗氯化氢量：2×0.8701=1.7403kmol/h
则可知
未反应乙炔量：99.0600－96.6826=2.3774kol/h
未反应氯化氢量：108.548－95.7157－1.7403=11.092kmol/h
出反应器水蒸汽量：0.106
氮气在反应中不发生反应，所以第二个反应器反应后出口气体中各组分量如表4—5所表示。
表4—5 第二个反应器入口和出口组成
组成

氯乙烯
二氯乙烷
入口
31.6992
40.6483
2.2608
0.106
66.6872
0.6062
出口
2.3774
11.092
2.2608
0.106
95.7157
0.8701
⑶实际装置每小时生产氯乙烯可折算为

总而言之，进料气体中乙炔气为100kmol/h,可生产氯乙烯95.7157kmol/h..若要达成266.67kmol/h氯乙烯生产能力，则
进料气中乙炔气体为266.67*100/95.7157=278.60kmol
摩尔流量表
组分

氯乙烯
二氯乙烷
总
进料
278.60
305.28
6.429
0.298
0.0000
0.0000
590.67
转化后
89.152
114.32
6.3583
0.2983
185.86
1.7049
397.6935
出料
6.6862
31.195
6.358
0.298
266.67
2.447
313.6542
质量流量表
组分

氯乙烯
二氯乙烷
总
进料
7243.6
11142.72
180.012
5.364
0
0
18571.7
转化后
2317.952
4172.68
178.0324
5.3694
11616.25
165.3753
18455.66
出料
173.8412
1138.618
178.024
5.364
16666.88
237.359
18400.08

摩尔流量表
组分

氯乙烯
二氯乙烷
总
进料
0.471668
0.516837
0.010884
0.000505
0
0
1
转化后
0.224173
0.287458
0.015988
0.00075
0.467345
0.004287
1
出料
0.021317
0.099457
0.020271
0.00095
0.850204
0.007802
1

4、4 反应器热量衡算
设原料气带入热量为,反应器出料带出热量，反应热，反应器撤走热量。当忽略热损失时，有
(4—1)
各组分比热
℃

氯乙烯
二氯乙烷
80
47.955
29.598
29.811
75.510
60.209
84.858
110
49.287
29.381
29.248
76.194
68.348
89.129
（1） 反应器一
原料气带入热量
原料气入口温度为353.15K，以273.15K为基准温度，则
（4—2）
计算结果列于表4—10中。

表4—10 原料气带入热量
组分

累计

47.955
29.598
29.811
75.510

0.4717
0.5169
0.0109
0.0005
1.0000

22.62
13.231
0.325
0.0378
36.2138
由计算结果可知
（4—3）
由公式4—3可得
‚反应热在操作条件下，主副反应热效应分别为
主反应：
（4—4）
副反应：
（4—5）
则主反应放热量为：

副反应放热量为：

总反应放热量为：

ƒ转化后气体带出热量
转化后气体带出温度为383.15K，以273.15K为基准温度，则
（4—7）
计算结果列于表4—11中。
组分

氯乙烯
二氯乙烷
累计

49.287
29.381
29.248
76.194
68.348
89.129

0.2242
0.2875
0.0161
0.0007
0.4673
0.0043
1.0000

11.0501
8.447
0.4709
0.0533
31.939
0.3833
52.3437
由计算结果可知
（4—8）
由公式4—8可得
④反应器撤热量
(4—9)
可得反应器撤热量：

（2） 反应器二
原料气带入热量
原料气入口温度为383.15K，以273.15K为基准温度，则
（4—2）
计算结果列于表4—12中。
组

氯乙烯
二氯乙烷
累计

49.287
29.381
29.248
76.194
68.348
89.129

0.2242
0.2875
0.0161
0.0007
0.4673
0.0043
1.0000

11.0501
8.44704
0.47089
0.05334
31.939
0.38325
52.3437
由计算结果可知
（4—8）
由公式4—8可
‚反应热在操作条件下，主副反应热效应分别为
主反应：
（4—4）
副反应：
（4—5）
则主反应放热量为：

副反应放热量为：

总反应放热量为：

ƒ转化后气体带出热量
转化后气体带出温度为383.15K，以273.15K为基准温度，则
（4—7）

计算结果列于表4—11中。
组分

氯乙烯
二氯乙烷
累计

49.287
29.381
29.248
76.194
65.348
89.129

0.0213
0.0995
0.0203
0.0009
0.8502
0.0078
1.0000

1.0498
2.92341
0.59373
0.06857
55.56
0.6952
60.89
由计算结果可知
（4—8）
④反应器撤热量
(4—9)
可得反应器撤热量：

第五章 反应器设计
在物料衡算和热量衡算基础上，能够对反应部分关键设备工艺参数进行优化计算。这一部分关键是反应器工艺参数优化。
5、1 催化剂用量
催化剂总体积是决定反应器关键尺寸基础依据，其计算公式以下所表示（由《化工设计手册》可查）：
（5—1）
式中——进料气流量，；
——空速，。
反应器一
（1） 进料体积流量
立方型状态方程RK用于气体混合物，查《化工热力学》可知RK方程
（5—2）
其中
（5—3）
（5—4）
方程中参数a和b常采取混合规则：
（5—5）
（5—6）
交叉项
（5—7)
其中
先求和
由表5—1知各物质和代入（5—3）和（5—4）计算结果如表5—2
组分

氯乙烯
二氯乙烷

308.3
324.6
126.2
647.3
429.7
523.15

6.140
8.309
3.394
22.05
5.603
5.066
表5—2各组分和
组分

氯乙烯
二氯乙烷

8.032
6.751
1.558
14.285
20.185
36.512

3.61688E-05
2.81403E-05
2.6784E-05
2.11459E-05
5.52425E-05
7.43857E-05
表5—3 组分交叉项计算
组分

氯乙烯
二氯乙烷

8.032
7.364
3.537
10.712
12.733
17.125

6.751
3.243
9.820
11.673
15.700

1.558
4.718
5.608
7.542

14.285
16.981
22.838
氯乙烯

20.185
27.148
二氯乙烷

36.512
由计算结果可知
代入式5—2有利用直接迭代法，查《化工热力学》可知RK方程直接迭代方程为
（5—8)

以
迭代结果如表5—3
表5—4 迭代结果

0.028980

0.028902

0.028901

0.028901
有
所以，由公式（5—1）得
（2） 反应器床层截面积A（m2）及高度(m)计算
床层高度为
床层截面积为
‚反应器二
(1) 进料体积流量
立方型状态方程RK用于气体混合物，查《化工热力学》可知RK方程
（5—2）
其中
（5—3）
（5—4）
方程中参数a和b常采取混合规则：
（5—5）
（5—6）
交叉项
（5—7)
其中
先求和
由表5—1知各物质和代入（5—3）和（5—4）计算结果如表5—2
表5—2 各组分和
组分

氯乙烯
二氯乙烷
乙醛

8.032
6.751
1.558
14.285
20.185
36.512
24.194

3.61688E-05
2.81403E-05
2.6784E-05
2.11459E-05
5.52425E-05
7.43857E-05
5.95855E-05
表5—3 组分交叉项计算
组分

氯乙烯
二氯乙烷
乙醛

8.032
7.364
3.537
10.712
12.733
17.125
13.940

6.751
3.243
9.820
11.673
15.700
12.780

1.558
4.718
5.608
7.542
6.140

14.285
16.981
22.838
18.591
氯乙烯

20.185
27.148
22.099
二氯乙烷

36.512
29.722
乙醛

24.194
由计算结果可知

代入式5—2有利用直接迭代法，查《化工热力学》可知RK方程直接迭代方程为
（5—8)

以
迭代结果如表5—3
表5—4 迭代结果

0.031440

0.031325

0.031325
有
所以，由公式（5—1）得
(2) 反应器床层截面积A（m2）及高度(m)计算
床层高度为
床层截面积为
5、2 确定反应器基础尺寸
因为直径比现在工业上用反应管（φ57×3.5mm)小管子（φ38×3.0mm）做反应管，在未改变生产能力前提下更有利于发挥整个床层催化剂作用，故采取φ38×3.0mm反应管。
对于列管式固定床反应器，首先应依据传热要求选定选择φ38×3.0mm不锈钢管作为反应器反应管规格，再求出反应管根数n。
反应管内径：
(依据《化工原理（上）》附表7.2〈热軋无缝钢管〉GB8163—87选择）
反应管根数:
（5—10）
反应器一：
经圆整可得，反应管根数为186186根。
反应器二：
经圆整可得，反应管根数为135854根。
5、3 床层压力降计算
由《化学反应工程》可查得以下计算公式
（5—11)
式中——床层压力降，；
——催化床层高度，；
——质量流量，；
——气体密度，；
——重力加速度，；
——固定床空隙率；
——催化剂颗粒当量直径，；
——气体粘度，和；
由附录一相关数据及内插法可得：
黏度系数：
组分

氯乙烯
二氯乙烷
乙醛
353.15K
120.55
172.51
198.52
355
122.70
110.45
102.78
383.15K
129.75
187.14
210.15
258.9
132.80
120.01
111.21
密度
组分

氯乙烯
二氯乙烷
乙醛
353.15K
0.897
1.260
0.966
0.972
2.157
3.417
1.518
383.15K
0.827
1.161
0.891
0.951
1.988
3.149
1.400
此次设计所选择催化剂为圆柱状，Φ3mm×6mm，则其当量直径为：

反应器一：

平均黏度

空隙率取0.8，由式5—11得

反应器二：

空隙率取0.8，由式5—11得

5·4 传热面积核实
5、4、1 床层对壁面给热系数
对于反应器，催化剂床层是被冷却。此时催化床层和反应器内壁给热系数，可用下式进行计算：
（5—12）
式中——床内气体给热系数，；
——反应管内径，；
——催化剂颗粒直径，；
——经过床层气体导热系数，；
——气体粘度，；
u——气体线速度，
——经过床层气体密度，。
经过床层气体导热系数,：；
组分

氯乙烯
二氯乙烷
乙醛
353.15K
0.0279
0.0179
0.0296
0.6740
0.0104
0.0128
0.0166
383.15K
0.0312
0.0193
0.0315
0.6844
0.0121
0.0147
0.0188
（1）反应器一
气体线速度

由公式5—12得

（2） 反应器二
气体线速度

经过床层气体导热系数,：；

由公式5—12得

5、4、2总传热系数计算
以管外表面为基准，不锈钢反应管导热系数取。
其计算公式以下
（5—13）
参见《化工原理（上）》式6—117
（1） 反应器一
由公式5—13可得

（2） 反应器二
由公式5—13可得

5、4、3 传热面积核实
对数平均温差公式为《化工原理（上）》
（5—14）
由所需换热面积
（5—15）
又
（5—16）
（1） 反应器一
换热介质采取逆流，则由（5—14）、（5—15）、（5—16）得

（2） 反应器二
换热介质采取逆流，则由（5—14）、（5—15）、（5—16）得

5、9805 反应器塔径确实定
查化工工艺设计手册有
（5—17）
式中D——壳体内径，m；
t——管中心距，m；
——横过管中心线管数；
——管束中心线最外层管中心至壳体内壁距离；

通常取，取
管子按正三角形排行以下图
则
（5—18）
由公式（5—18），可得
所以，由公式（5—17）可得本反应器取最小内壁厚为20mm，故外径为经圆整后反应器外径为 mm。

附录一：
粘度系数
组分
200K
250K
300K
350K
400K

68.84
86.41
103.40
119.58
134.92

95.94
120.86
146.02
170.97
195.36

129.67
154.35
176.66
197.30
216.68
氯乙烯
66.70
86.01
104.21
121.64
138.47
二氯乙烷
57.24
75.61
92.92
109.45
125.38
乙醛
58.46
73.09
87.59
101.89
115.95

经过床层气体导热系数,：卡/（厘米·秒·K)=418.7；
组分
200K
250K
300K
350K
400K

3.12
4.18
5.34
6.58
7.90

2.48
3.07
3.65
4.24
4.80

4.36
5.31
6.21
7.02
7.77
氯乙烯
0.903
1.34
1.86
2.45
3.11
二氯乙烷
1.17
1.70
2.31
3.01
3.78
乙醛
1.61
2.29
3.06
3.90
4.80

比热容（1卡/克分子·K=4.187)
组分
200K
250K
300K
350K
400K

10.24
10.85
11.42
11.95

7.003
6.976
6.962
6.958
6.964

7.026
6.986
6.969
6.970
6.989
氯乙烯

11.36
12.90
14.30
15.57
二氯乙烷
14.02
16.25
18.30
20.16
21.86
乙醛
10.16
11.60
13.02
14.38
15.77