化工反应工程答案 第七章

7.多相催化反应器的设计与分析
7.1 若气体通过固定床的线速度按空床计算为0.2m/s,则真正的线速度为多少?已知所填充的固体颗粒的堆密度为1.2g/cm 3,颗粒密度为1.8 g/cm 3
解:
1.2110.3333
1.80.2
0.6/0.3333
=-
=-
==
=
=空床
真正b p u u m s
ρερε
7.2 为了测定形状不规则的合成氨用铁催化剂的形状系数,将其填充在内径为98mm 的容器中,填充高度为1m,然后边续地以流量为1m 3/h 的空气通过床层,相应测得床层的压力降为101.3Pa,实验操作温度为298K,试计算该催化剂颗粒的形状系数.已知催化剂颗粒的等体积相当直径为4mm,堆密度为1.45g/cm 3,颗粒密度为2.6 g/cm 3.
解:
()
2
3
5
5
3
02
3
101.3101.3/,1, 1.185/1.8710
1.8710/,410
1
0.03685/36000.785(0.098)
1.45110.4423
2.60
1---==⋅===⨯⋅=⨯⋅=⨯=
=⨯=-
=-
=-2
r 0L u 由(7.1)式p=f
v b p
p p Pa kg m s Lr m kg m
Pa s kg m s d m
u m s
d ρμρερρε
ε
∆∆
根据(6.4)式可推导出ψa=dp/dv,式中dp 为等比外表面积相当直径,dv 为等体积相当直径.
()
()
3
3
03
31(1)
1150(1)(7.2) 1.75150 1.75(2)
R e
101.3(410
)(0.4423)/1 1.185(0.03685)-- ∴ =
-- =
+=⨯
+ =⨯⨯2
r 02r 0
L u p f
p=f
即
L u 由式将有关数值代入(1)和(2)式得:f
v a v a
a v a
d d f d u ρε
ε
ψε
ψρεμεψρ
ψ∆∆2
3
3
(10.4423)39.07(3)
1.8310(10.4423)
8.778
150 1.75 1.75(4)
(410)0.03685 1.185
---= ⨯-=⨯
+=
+ ⨯⨯⨯a a
f ψψ
(3),(4):8.778/ 1.7539.07,1.758.77800.4969
+= --= =2
a 式联立将此式变为:39.07解此方程得:a a a a ψψψψψ
7.3 由直径为3mm 的多孔球形催化剂组成的等温固定床,在其中进行一级不可逆反应,基于催化剂颗粒体积计算的反应速率常数为0.8s -1,有效扩散系数为0.013cm 2/s,当床层高度为2m 时,可达到所要求的转化率.为了减小床层的压力降,改用直径为6mm 的球形催化剂,其余条件均不变,,流体在床层中流动均为层流,试计算:
(1) (1) 催化剂床层高度; (2) (2) 床层压力降减小的百分率. 解(1)求dp 为6mm 的床层高度L 2,已知数据:dp 1=3mm=0.3cm,dp 2=0.6cm,L 1=2m, kp=0.8s -1,De=0.013cm 2
/s
0011122
21
00
211221
1
10.3922
3
0.92
10.7845
3
0.756
=
===
=
⨯===
=
⨯
==⎰⎰求得求得A f A f x A A
r A
x r A A A
F dx L V R L V F dx R ηηηηϕηϕη
1
2120.92
2 2.430.756
∴=
=
⨯=L L m
ηη
(2)求床层压力降减小的百分率:
()
()
2
2
102011
22
3
3
1211,--= =p p L u L u p f p f d d ρε
ρε
ε
ε
∆∆
假定床层的空隙率不变,则有:
11212221
= (1)p p f L d p p f L d ∆∆
层流流动时:
01
212
1501150R e
/(2)
-==⨯
∴
= p p p f d u f d d f εμ
ρ
(1),(2)式联立:
2
2
12221122112120.6/2 3.2252.430.3/2⎛⎫⎛⎫==== ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭p p p p p p L d d d p L p L d d L d ∆∆
床层压力降减少的百分率为:
12
1
3.22510.689968.99%
3.225
--=
==p p p ∆∆∆
7.4 拟设计一多段间接换热式二氧化硫催化氧化反应器,每小时处理原料气35000m 3(标准状况下),组成为SO 2:7.5%;O 2:10.5%;N 2:82%.采用直径5mm 高10mm 的圆柱形催化剂共80m 3,取平均操作压力为0.1216Mpa,平均操作温度为733K,混合气体的粘度等于3.4×10-5Pa.s,密度按空气计算.
解:由(7.1)式
()
3
1-2
r 0L u p=f
p d ρε
ε
∆
根据题给条件有:
10733
0.1013
350002730.121321.75/3600-⨯
⨯
=
=u A m s A
上式中A —床层截面积,m 2
.
1
2
1
2
1/3
1/3
2
3
80/80660.785(0.005)0.01
6.0051020.785(0.005) 4.140.0050.01
660.785(0.005)0.017.21510
3.142---==⨯⨯=
=
=⨯⨯+⨯⨯⎡⎤⎛⎫
⨯⨯===⨯ ⎪
⎢⎥
⎝⎭
⎣⎦
p p p
p v L A A m V d m
a V d m
π
在题(7.1)中已推导出/=a p v
d d ψ,因此有:
33
6.00510
0.8323
7.21510--⨯=
=⨯a ψ
查”无机化工反应工程”P108图4-1得ε=0.45,混合气的物性数据按空气计算误差不大,733K 下,ρ=0.4832kg/m 3,μ=0.034厘泊=3.4×10-5Pa.s,因此有:
5
3
1
0150(1)
150 3.410(10.45)1.75150 1.75 1.75
R e
6.00510(21.75)0.4832
0.04444 1.75----⨯⨯-=
+=⨯
+=
+⨯⨯ =+p f d u A A μερ1
123
3
3
800.4832(21.75)(10.45)(0.04444 1.75)
1.838
6.00510
0.45
(0.04444 1.75)----⨯-∴=+=⨯⨯ ⨯+ A
A p A A A Pa ∆
要求△P<4052Pa 则有4052>1.838×107A -3
(0.0444A+1.75)
80 3.43123.32
=
=L m
7.5 多段冷激式氨合成塔的进塔原料气组如下:
组分 NH 3 N 2 H 2 Ar CH 4 % 2.09 21.82 66.00 2.45 7.63 (1) (1) 计算氨分解基(或称无氨基)进塔原料气组成:
(2) (2) 若进第一段的原料气温度为407℃,求第一段的绝热操作线方程,方程
中的组成分别用氨的转化率及氨含量来表示.反应气体的平均热容按33.08 J/molK 计算.反应热△Hr=-5358J/molNH 3
(3) (3) 计算出口氨含量为10%时的床层出口温度,按考虑反应过程总摩尔
数变化与忽略反应过程总摩尔数变化两种情况分别计算,并比较计算结果.
解:(1)计算氨分解基气体组成:
100mol 原料气中含NH 32.09mol,相当于2.09/2molN 2及(1.5×2.09)molH 2,因此，
(A) (A) 考虑反应过程中气体总摩尔数的变化.
以y 代表氨基气体mol%,Ft 表示混合气体总摩尔流量,由223
1
32
2+
N H N H 可以看出,每生成1摩尔NH 3,混合气体总摩尔数减少1,所以生成氨的摩尔数
=00-t A t A F y F y ,(下标A 代表NH 3,0代表进口处,y A0和y A 均指有氨基的mol%)因此有:
()0000
01:(1)
1--=+=
+化简得t t A t A t
A t t A
F F y F y F y F F y
(a) (a) 以N 2的转化率表示组成时的绝热操作线方程: ()2
2
,0
-=N
N
r T P T
F x H F C T
∆∆∆
上式中(-△Hr)以反应每kmol 的N 2计.
()()2
2
2
2
0,0
00,0
1111+∴-=
+-+=
+A N
N
r t p T A
N
r T A N
t p
A y F x H F C T
y F H y T x F C y ∆∆∆∆∆∆
以进口处N 2的转化率为0作基准计算,则有:
()()2
2,0
002
11253581/-⎛
⎫+=+
⎪+⎝⎭
-=⨯N
r A N p
A r y H y T T x C y H kJ km olN ∆∆
代入有关数据:
2
0.2182535812
168033.0810.0209⨯⨯+=+
+A
N
y T x
化简得:
2680692.4(1)=++A N
T y x (2) 又,生成的NH 3mol 数为:
0000
00
11+-=-+A A t A t A t A t A
y y F y F y F y F y
反应消耗N 2的mol 数为:00
000
1121⎛
⎫+- ⎪+⎝
⎭A A t A t A y y F y F y ∴ N 2的转化率:
2
000
11
210.2182⎛⎫+- ⎪+⎝⎭
=
A t A A A
N
t y F y y y x F 代入数据:
2
110.0209
0.0209210.2182⎛⎫+- ⎪+⎝⎭
=
A
A
N
y y x 化简得:
2
2
0.04788
2.291+=
-N A N
x y x (3)
(3)代入(2)式得:2
2
20.0478*******.41 2.291⎛⎫
+=++ ⎪ ⎪-⎝⎭N N
N x T x x
化简后得到以
2
N
x 表示组成的绝热方程为:
2
2
1620680 2.291=+
-N
N
x T x
(b) (b) 以NH 3含量表示组成的绝热操作线方程:
()()00--=t A t A r t p F y F y H F C T
∆∆
式中(-△Hr)以每生成1kmolNH 3计,
()()
()()0
0000
0003
1111111153581/0.0209(1)10.0209⎛⎫+--= ⎪+⎝⎭⎛⎫--+⎛⎫++∴=
-=- ⎪
⎪+++⎝⎭⎝⎭
-= +⎡⎤
-⎢⎥+⎣⎦53581代入数据:T=680+33.08A t
A t A r t p A
r r A A A A A A A p
A A p A r A A y F y F y H F C T y H H y y y y T y y y C y y C y H kJ km olN H y y ∆∆∆∆∆∆
化简得到以y A 表示组成的绝热操作线方程如下:
6801620[0.02047(1)]=+-+A A T y y (B) (B) 忽略反应过程中气体总摩尔数的变化 (a)以N 2转化率表示组成时的绝热操作线方程:
2
2
,0
()-=N
r N t p F H x F C T
∆∆∆
式中-△Hr 以每反应1kmolN 2计.
()
()
()
2
2
2
2
,0
22
2
2
,0
,0
000.2182253581
68033.08
-- ∴=
=
-⨯⨯=+
=+
即化简之T=680+707.1N N
r N
r N N
t p
t p
r N N
p
N
F H F H T x x F C F C y
H T T x x C x ∆∆∆∆∆∆∆
(b)以NH 3含量表示组成的绝热操作线方程:
()()0--=t A A r t p F y y H F C T
∆∆
式中-△Hr 以每反应1kmolN 2计:
()
0-=-r
A A p
H T y y C ∆∆
353581/-= r H kJ m ol N H ∆
()()053581
68068016200.020933.08=+
- =+-
A A A T y y T y
(3)计算出口氨含量为10%的床层出口温度,考虑反应总摩尔数变化时:
6801620[0.02047(1)]6801620[0.10.02047(10.1)]805.5=+-+=+-+ =A A T y y K 忽略反应总摩尔变化时:
6801620(0.0209)6801620(0.10.0209)808.1=+-=+-=A T y K 808.1-805.5=2.6K,温度相差并不大,这是由于合成氨反应体系总转化率不高的缘故,若转化率高则两种方法计算出来的床层出口温度将会有较大的差别.
7.6 在绝热催化反应器中进行二氧化硫氧化反应,入口温度为420℃,入口气体中SO 2浓度为7%(mol);出口温度为590℃,出口气体中SO 2含量为2.1%(mol) ,在催化剂床层内A,B,C 三点进行测定.
(1) (1) 测得A 点的温度为620℃,你认为正确吗?为什么? (2) (2) 测得B 点的转化率为80%,你认为正确吗?为什么?
(3) (3) 测得C 点的转化率为50%,经再三检验结果正确无误,估计一下C 点
的温度.
解(1)绝热床内的温度是呈线性上升的,出口处温度最高,床内任一点温度不可能高于出口温度,故620℃是不可能的.
(2)出口处SO 2的转化率为(0.07-0.021)×100%/0.07=70%.床层内部任一点处转化率不可能高于70%,故转化率为80%是不可能的.
(3)△t=λ△X A , 590-420=λ×0.7 λ=(590-420)/0.7=242.86 故C 点温度为:t=t0+λ△X A =420+242.86×0.5=541.4℃
7.7 乙炔水合生产丙酮的反应式为:
2223322232+→++C H H O C H C O C H C O H
在ZnO-Fe 2O 3催化剂上乙炔水合反应的速率方程为:
73
7.0610exp(7413/)/=⨯- ⋅床层A A r T C km ol m h
式中C A 为乙炔的浓度,拟在绝热固定床反应器中处理含量为3%C 2H 2(mol)的气体1000m 3(STP)/h,要求乙炔转化68%,若入口气体温度为380℃,假定扩散影响可忽略,试计算所需催化剂量.反应热效应为-178kJ/mol,气体的平均恒压热容按36.4J/molK 计算.
解:原料气中乙炔浓度很低,可忽略反应过程总摩尔数的变化.
()
00
0(1)
(1)273273--=
=+A A A A A F x x C F Q
Q t
式中Q 0为以标准状态计的体积流量,Q 为温度t 时垢体积流量.
()()()()77
000.680007
00.6407
273(1)7.0610exp(7413/)7.0610exp(7413/)(273)
273112737.0610exp(7413/)
2737.06101273exp(7413/)
-=⨯-=⨯-++==-⨯⨯-+ =⨯--⎰⎰
⎰
A f A A A A x A
r A A A A
A A A A x r T C T F Q t Q t dx V F dx F r F x T t dx Q x T
5
5
0:178/ 1.7810/36.4/()
0.03 1.7810
146.536.4
-==⨯ =⋅-⨯⨯=
=
=已知p A r p
H kJ m ol J m ol C J m ol K
y H K
C λ∆∆
绝热操作线方程为:
()()007
()380146.52737.0610
1273exp(7413/)
=+-=++=
⨯--令:f A A A A A t t x x x t
x x T λ
()0.6833
3
1.5101000 1.510
1.5--=⨯ =⨯⨯=⎰
所以A A
r f
x dx V m
7.8 题7.7所述乙炔水合反应,在绝热条件下进行,并利用反应后的气体预热原料,其流程如图7A 所示.所用预热器换热面积50m 2,乙炔浓度为3%的原料气以1000m 3(STP)/h 的流量首先进入预热器预热,使其温度从100℃升到某一定值后进入体积为1m 3的催化剂床层中绝热反应,反应速率方程见题7.7,预热器总传质系数为17.5w/m 2K,反应气体热容按36.4J/molK 计算,试求:
(1) (1) 绝热温升(可不考虑反应过程中反应气体总摩尔数的变化).
(2) (2) 计算反应器出口可能达到的乙炔转化率(列出方程式,并用文字说明
求解过程).
解:(1)绝热温升.按题意,在计算绝热温升时可忽略反应过程总摩尔数的变化.
5
05
00.03, 1.7810/,36.4/()
0.03 1.7810
146.536.4
=-=⨯=⋅-⨯⨯=
=
=A r p A r p
y H J m ol C J m ol K
y H K
C λ∆∆
(2)列方程求解转化率:
(A)由绝热床热量衡算得:T f =T 0+146.5X Af (1) (B)由预热器热量衡算得: T 0-373= T f -T 2 (2) (C) (C) 预热器中,传热的对数平均温度差为:
()()
2020
373373ln
---=
--f
m f T T T T T T T ∆
传热速率方程:
()
253
3
3
5
2
322
2
2/, 1.01310,273,1000/,8.31410/1.01310100044.63/ 1.2410
/8.31410273
17.5/17.5/17.5501.2--= ==⨯== =⨯⋅⋅⨯⨯=
==⨯⨯⨯=⋅=⋅⋅ A =50⨯-=
而又t p f m
t t m
f F C T T U A T F PQ R T P Pa T K Q m h R Pa m km ol K F km ol h km ol s
U w m K J s m K m T T T ∆∆()()
202
3
20
373
1.938 1.938
(3)
4110
36.410
ln
373
----== -⨯⨯⨯-f
m f T T T T T T T ∆
(D)绝热床反应体积:
()00
00
001121123
0.50.0321=-++--=
=- = =
+⎰
A f x r A A
A
A A A A A A A A V F dx kC C x T y C y x T δδ
式中C A0为床层进口处浓度,而C A0=P A0/RT 0=0.03×1.013×105/(8.314×103T 0) =0.36655/T 0 kmol/m 3
()()0
3
010.3655/10.0150.0344.67 1.34/-=
-=⨯=
A A A A x T C km ol m
T x T
F km ol h
故有:
()
7
00
1.341(4)
(1)0.3655
7.0610exp 7413/10.015== -⨯--⎰
A f x A
r A A dx V T x T x T
T
联立解方程(1)-(4)便可解出T 0,T f ,T 2,X Af
7.9 某合氨厂采用二段间接换热式绝热反应器在常压下进行如下反应:
222+→+C O H O C O H
热效应△Hr=-41030J/mol,进入预热器的半水煤气与水蒸汽之摩尔比1:1.4,而半水煤气组成(干基)为:
组成 CO H 2 CO 2 N 2 CH 4 其他 ∑ mol% 30.4 37.8 9.46 21.3 0.79 0.25 100
图7b 为流程示意图,图上给定了部分操作条件,假定各股气体的热容均可按33.51J/molK 计算,试求Ⅱ段绝热床层的进出口温度和一氧化碳转化率,设系统对环境的热损失为零.
解:(1)预热器热量衡算:
02
2
2300105250300445'+=+⨯''+=+ =
p p p f p F C t F C t F C T F C t t C (2)第一段绝热床热量衡算: ()()1
1100101
10.304141030155.2
1 1.4
33.49
0.8155.20.8124.1'-==--⨯=
=
=+'-= -=⨯= A A r p
t t x x x y H C x x t t C λλλ∆∆
(3)由Ⅰ,Ⅱ段绝热床的中间换热器热量衡算得: 1121
121
122300300124.1,300124.1,:124.1300424.1'+=+'-=-'-= -==+=
上面已算出所以,故有p p p p F C F C t F C t F C t t t t t t C t t C
(4)列第二段绝热床热量衡算:
()()2
221222122
122,,:445424.1155.2(0.8):0.9347''=+- -=-'-=-=把的值代入上式解得t t x x t t x x t t x x x λλ
7.10在氧化铝催化剂上进行乙腈的合成反应:
2233292.2/+→+ =-r C H N H C H C N H H kJ m ol ∆
设原料气的摩尔比为C 2H 2:NH 3:H 2=1:2.2:1,采用三段绝热式反应器,段间间接冷却,使每段出口温度均为550℃,而每段入口温度亦相同,已知反应速率式可近似地表示为:
()4
221/ 3.0810exp(7960/)
=- ⋅ =⨯-A A r k x km olC H kg h k T
式中A x 为乙炔的转化率,液体的平均热容为128/=⋅p C J m ol K
,如要求乙炔转化率达到92%,并且日产乙腈20吨,问需催化剂量多少?
解:以A 表示乙炔,
3
020102010
22.09/240.92
24410.92
⨯⨯=
=
=⨯⨯⨯⨯乙腈A F km ol h
M
在热衡算中忽略反应过程总摩尔数的变化,并把各段的p
C 视为相等,对每一
段均有:
()()()()00
4
4
:92.2/9.2210/19.2210
171.51 2.21128=----=
=
=
-==⨯⨯=
=++则有t p r A A r A r r A A A A A
t p
p
t p
r A A
F C T H F x H F H H y F T x x x F C C F C H kJ m ol J m ol
T x x ∆∆∆∆∆∆∆∆∆∆∆∆∆∆
依题意,各段进出口温度相等即各段△T 相等,所以各段转化率差△X A 亦相等,因此有:
△X A =1/3×0.92=0.3067
各段△T 为: △T=171.5△X A =171.5×0.3067=52.59K 因而各段进口温度=823-52.59=770.4K
A
0.30670.3067100
1122.091==-⎰
⎰
A A A
w F dx dx r k x
0.3067
0.2576
(1)=-⎰
A
A dx k x
因此,w 1=22.09×0.2576=5.690 Kg
0.6134
0.3067
1
0.4212
(1)=-⎰
A A dx k x
故有:w 2=22.09×0.4212=9.304 Kg
0.92
0.6134
1
1.04
(1)=-⎰
A A dx k x w 3=22.09×1.04=22.96 Kg
催化剂总重量=5.69+9.304+22.96=37.95 Kg
7.11 例7.3所述的两段绝热式水煤气变换反应器,若第一段出口一氧化碳的转化率为84%,为使该段的催化剂用量最少,则第一段进口气体的温度应为多少?试利用题7.3所给的数据计算并与该题给定的第一段入口温度值相比较.
解:用T 0表示第一段入口温度,第一段绝热操作线方程为: T=T 0+155.2X A (1) 例7.3中(G)式:
()()()()
2
*
2
016542 1.674111⎡⎤⎛⎫∂⎢⎥
⎪ ⎪--⎢⎥⎝
⎭=
⎢⎥∂--⎢⎥⎢⎥⎣⎦
A
A A A x R T k p x T
ββ
例7.3中(B)式:
()*4
2.17210exp 6542//m in -=⨯- ⋅⋅k T m ol g Pa
将(B)式代入(G)式得:
()()
()()()
2
4
2
016542 1.6741(2)
2.17210
exp 6542/11-⎡⎤⎛⎫∂⎢⎥
⎪ ⎪--⎢⎥⎝
⎭=
⎢⎥∂⨯---⎢⎥⎢⎥⎣⎦
A
A A A x R T T P x T
ββ
将(1)式代入(2)式得:
()()
()()()()
22
4
00016542 1.6741(3)
2.17210
exp 6542/155.211155.2-⎡⎤⎛⎫∂⎢⎥
⎪ ⎪-⎢⎥⎝
⎭⎢⎥∂⎢⎥⎢⎥⎣⎦-=
⎡⎤⨯-+--+⎣⎦A
A x A A A A R T T x P x T x ββ
而P A0=03.1267P t =0.1267×101325=1.284×104
Pa 代入(3)式得:
()()
()()
()()()
()2
24
4
00
3
2
200
16542 1.67416542
2.17210
1.28410
11155.2exp 155.21.6741
2.34610
(4)
6542
11155.2exp 155.2-⎡⎤⎛⎫∂⎢⎥
⎪ ⎪-⎢⎥⎝
⎭⎢⎥∂⎢⎥⎢⎥⎣⎦-=
⎛⎫-⨯⨯⨯--+ ⎪+⎝⎭-=⨯ ⎛⎫---+ ⎪+⎝⎭A
A x A A A A A A R T x T x T x x T x T x ββββ
为使第一段催化剂用量最小,需符合(7.30)所表示的最佳化条件:
()11
,[]0;1,2,(7.30)
+⎛⎫∂
⎪ ⎪⎝⎭
==⋅⋅⋅ ∂⎰A
i A
A
x A
A A x x R x T dx i N T
(4)式代入(7.30)式得:
()()()()
3
0.840
22
06542
2.34610
1.6741exp 155.20
11155.2⎛⎫-⨯- ⎪
+⎝⎭=--+⎰
A A A A T x dx x T x ββ
()()()()()
2
06542
1.6741exp 155.2(5)
11155.2⎛⎫-- ⎪
+⎝⎭ =
-
-+令A A A
A T x f
x x
T x ββ
上式变为:
()()0.84
3
0.840
2.346100
0(6)
⨯= = ⎰
⎰
即A A
A A
f
x dx f
x dx
符合(6)式的T 0即为所求的最佳第一段入口温度.
上面有关式子中的β,可用例7.3中(C)式求得:
()()
()()
3
4
4
4
4
4
4
3.99110
1.28310 1.59410
1.283101.28310
1 5.90910 1.283100.0165exp(4408/)7.3⨯+⨯⨯+⨯=
⨯-⨯-⨯= 例中(A)式A
A
A A x x x x K p
K p T β
将(1)式代入例7.3(A)式得:
Kp=0.0165exp[4408/(T 0+155.2X A )] (7) 将(7)式代入例7.3中(C)式得:
()()
()()
()()
()()3
4
4
4
4
4
4
3。

99110
1.28310 1.59410
1.283104408
1.28310
1 5.90910 1.283100.165exp 155.20.15750.12764408
10.58330.1267exp 155.2⨯+⨯⨯+⨯=
⎛⎫⨯-⨯-⨯⨯ ⎪
+⎝⎭0.394+0.1267+ =478.3
⎛⎫-- ⎪
+⎝⎭A
A
A A
A A A A A A x x x x T x x x x x T x β(8)
用(8)式计算β,(5)式计算f(X A )，通过试差便可求得符合（6）式的T 0,设
A A A 表:
()0
⎰
其值为负op x A A f
x dx
线以上的阴影面积代表:
()0.84 ⎰
其值为正
op
A A x f
x dx
两块阴影面积几乎相等,说明
()0.84
=0
⎰
A A f
x dx
符合(6)式,因此所设T 0=670K(397℃)即为所求.
<讨论> 与例7.3的计算结果相比较.例7.3—在规定的一段入口温度(663K)和最终转化率(91.8%)下,各段温度和转化率的最佳分配是:一段出口转化率为85%,二段入口温度为663K.但这样的一段入口温度(633K)并非最佳,因它不能保证第一段符合最佳化条件,(7.30)式.若要使第一段符合(7.30)式,则一段入口温度就不是633K.
本题---在规定的一段出口转化率(84%)下,一段出口温度的最佳值是670K,这样的分配符合(7.30)式.第二段的入口温度可用最佳化条件(7.30)式,若要第二段也符合(7.30)式,则最终转化率就不是91.8%.
7.12 图7.C 和图7.D 分别为两个化学反应的T-X 图,图中AB 为平衡曲线,NP 为最佳温度曲线,AM 为等温线,GD 为绝热线,GK 为非绝热变温操作线,HB 为等转化率线.
(1)试比较这两个图的差异,并说明造成这些差异的根本原因.
(2)采用固定床反应器进行图7.C所示反应,分别按MA,GD和GK操作线操作,
要求最终转化率达到50%,试比较这三种操作所需催化剂量的大小,说明原因.
(3)对图7.D所示的反应,重复(2)的比较.
(4)对于(2)和(3)的比较结果,你认为是普遍规律呢还是个别情况.
解:(1):
图7.C 图7.D
A.T升高,平衡转化率减小 T升高,平衡转化率增大
B.有最佳温度曲线无最佳温度曲线
C.绝热操作线斜率为正绝热操作线斜率为负
D.非绝热变温操作线有热点非绝热变温操作线有”冷点”
造成以上差异的根本原因是:图7.C是可逆放热反应的X-T关系,而图7.D 是可逆吸热反应的X-T关系.
(2)因是可逆放热反应,操作线接近T OP线的程度越大,催化剂用量越小,从图7.C看,在转化率从0到50%这一范围内,MA线最接近T OP曲线,所以等温操作所需催化剂最少,绝热操作(GD线)居中,非绝热变温操作(GK线)催化剂用量最大.
(3)对图7.D,是吸热反应,反应温度高则催化剂用量小,从图7.D看,GK线的操作温度最高,催化剂用最最小,绝热操作居中,等温操作温度最低,因而催化剂用量最大.
(4)等温操作线的位置(即等温操作所维持的温度)对(2),(3)的比较结果有很大影响,例如图7.C的等温操作线MA左移(即降低等温操作的操作温度),它与T OP 曲线的接近程度就会发生变化,与GD线和DK线相比,在转化率0到50%范围内,MA线不一定最接近T OP线,因而不一定是等温操作所需催化剂用量最小.对图7.D,如果等温操作线MA右移,即提高等温操作的温度,可使MA,GD和GK各线的操作温度的高低顺序发生变化.另外,如果最终转化率不是50%,例如是70%,对图7.C,在反应后期(即转化率接近70%的部分)最接近T OP线的是GD线,绝热操作的催化剂用量最小(反应后期接近T O P线的程度对催化剂用量大小起关键作用.所以说,(2),(3)比较结果,并非普遍规律.
7.13 在一列管式固定床反应器中进行邻二甲苯氧化制苯酐反应,管内充填高及直径均为5mm的园柱形五氧化二钒催化剂,壳方以熔盐作冷却剂,熔盐温度为370℃,该反应的动力学方程为:
0.0417exp(13636/)/
=- ⋅
s A B
r p p T km ol kg h
式中PA为邻二甲苯的分压Pa,
B
p为O2的初始分压Pa,反应热效应△
Hr=-1285kJ/mol,反应管内径为25mm,原料气以9200kg/m 2h 的流速进入床层,其中邻二甲苯为0.9%,空气为99.1%(mol),混合气平均分子量子力为29.45,平均热容为 1.072kJ/kgK,床层入口温度为370℃,床层堆密度为1300kg/m 3,床层操作压力为0.1013Mpa(绝对),总传热系数为69.8w/m 2K,试按拟均相一维活塞流模型计算床层轴向温度分布,并求最终转化率为73.5%时的床层高.计算时可忽略副反应的影响.
解:以A 表示邻二甲苯,对邻二甲苯作物料衡算得: -=-A b s dF r A dl ρ
式中r S 为邻二甲苯的反应速率,因邻二甲苯含量很小,系统系统总摩尔数可看作成恒定不变,Ft 是常数且等于Ft0,故有:
()()
00000
/,:10.04017exp 13636/1-= =-= -=
=∴ -
==
⨯- 因则有即而t A b s t A A A t b s
t t m A b s m
t t m
m b
m b
A t s t A E dF dy r A dl F dp y p p r p A dl
F M dp r M p A dl
F M
G A M M dp p r p p p T dl
G
G
ρρρρρ
已知数据:
3
25
054
29.451300/9200/ 1.013100.9910.21 1.01310 2.10810= = =⋅ =⨯=⨯⨯⨯=⨯m b t E M kg m G kg m h p Pa p Pa ρ
将已知数据代入(1)式得: ()
()()
5
48
29.451300
1.013100.04017
2.10810exp 1363/9200
3.57010exp 13636//2⨯-=
⨯⨯⨯⨯⨯- =⨯- A A A dp p T
dl
p T Pa m
式(2)便是物料衡算方程,式中P A 的单位是Pa.
热量衡算方程:按(7.10)式
()()()
()()
00441,:
3 =--
--==
-
- 若则有p
b s r
c t
b r s
c pt
t pt
dT U G C r H T T dl
d H dT U r T T dl
G C d G C ηρρη∆∆
已知数据:T C =643K, dt=0.025m, △Hr=-1285kJ/mol=-1.285×106
kJ/mol, C pt =1.072kJ/kg ﹒KU=69.8w/m 2﹒K=2.513×102kJ/m 2﹒h ﹒K. 代入(3)式有:
()
()
()()()6
42
3
1300 1.285100.04017 2.10810exp 13636/9200 1.0714 2.51310
6430.0259200 1.071
1.43610exp 13636/ 4.080643/⨯⨯=
⨯⨯⨯-⨯⨯⨯ -
-⨯⨯ =⨯--- 4A A dT p T
dl
T p T T K m (4)式中P A 的单位是Pa,式(2),(4)是一常微分方程组,可采用数值解法,初值条件为: l=0; T=643K; P A =y A0Pt=0.009×1.013×105=911.7Pa
7.14 试分析下列说法是否正确:
(1)在一绝热反应器中进行无热效应的零级反应,其转化率与反应器长度的关系是线性的.
(2)在一绝热反应器中仅当进行一级反应时,其反应温度与转化率的关系才呈线性.
(3) (3) 多段绝热反应器最优化的结果是各段的催化剂相等. 解:(1)从(7.9)式得:
00//=A b A A A dx dZ M y r G w ρ
绝热条件下的无热效应反应,床层各处等温,而且由于是零级反应,r A 与C A 无关,所以对于不同的Z, r A 为常数,若忽略内,外扩散的影响,η0=1,则dX A /dZ=常数,即X A 与Z 呈线性关系.若系统存在扩散影响,则还需考虑C A 对η0的影响问题.
(2)不对,对绝热反应,有如下热量衡算式:
()()0=- 7.21
pt b A r dT G C r H dZ ηρ∆
固定床反应器的物料衡算式为:
()007.9=
A A
b A A G w dx r M dZ ηρ
两式相除得:
()()
07.22-=
A r A
A pt
w H dT dx M C ∆
积分之()
()()
0007.23--=
- A A A A pt
w H T T x x M C ∆ 若将(-△Hr)视为常数则(7.23)式表明T 与X A 呈线性关系,从上面推导过程可以看出(7.23)式不受一级反应的限制,非一级反应一样可以使用.
(3)无此结论.
7.15 常压下用直径为6mm 的球形氧化铝为催化剂进行乙腈合成反应,操作条件与习题7.10同,此时内扩散影响不能忽略,而外扩散影响可不计,氧化铝的物理性质如下:孔容0.45cm 3/g,颗粒密度1.1g/cm 3,比表面积180m 2/g,曲节因子等于3.2.试计算第一段的催化剂用量.
解:r’A ----反应速率,kmol/m 3粒子﹒h ρb ----颗粒密度,kg/m 3粒子
r’A =ρb × 3.08×104exp(-7960/T)(1-X A ) kmol/hm 3粒子,而r’A =kpC A =kpC A0(1-X A )T 0/T,
kp 是以颗粒体积计的反应速率常数,因此,
()()()()()
()
()4004
0004
1
3
03
3
1 3.0810exp 7960/1/1 3.0810exp 7960/13.0810exp 7960/11100/1013251 2.21
8.31410/--⨯⨯-=
--⨯⨯- =
- =⨯⨯- = =
=++=⨯⋅⋅p A p A A p A A A p
A p A t x T
k C x T T
x T
p T x R T T
R T T h
p kg M y p Pa
R Pa m km ol K ρρρρ
代入数据得:
()3
4
1
8.314101100
3.0810exp 7960/1101325
1 2.21
-⨯=⨯⨯- ⨯++p k T T s
化简之
()()7
1
3
1
1.16710exp 7960/ 3.24210exp 7960/--=⨯- =⨯- p k T T h
T T s
题给: V g =0.45 cm 3/g S g =180m 2
/g=180×104
cm 2
/g
平均孔径<ra>=2V g /S g =2×0.45/180×104=5×10-7cm
常压下气体分子运动的平均自由程近似等于10-5cm,因此,λ/2<ra>=10-5/(2×5×10-7)=10,可见以努森扩散为主,乙炔分子量为26,故:
()
7
4
2
4
4
2
1/4
9700510
9.51110
/0.45 1.10.495 3.2
0.4959.51110
1.47110
/3.2469.5exp 3980/3----=⨯⨯=⨯==⨯= ==
=⨯⨯=⨯=
=
=-k p g p m p k m
D cm s
V D e D cm s
R
T
T ερτετφ
由7.10A 进口处 ()()1/4
469.5770.4
e
x p 3980/770.4
14.11
=-=φ
出口处
()()469.5770.4171.50.3067exp 3980/770.4171.50.306719.96⎡⎤=+⨯-+⨯=⎣⎦φ
可见,第一段床层各处内扩散影响严重,因此有 η0=1/φ 第一段催化剂用量:
()
()()
()
()()()
()
()0.30670.30671000
01/4
0.306704
1/4
0.30670
1/4
0.30100
1
11
469.5exp 3980/3.0810exp 7960/10.0152exp 3980/10.0152exp 3980/1==- =⨯--
=
-
=
=-
⎰
⎰
⎰⎰
令则A A A A
A
A
A A
A A
A A A A A
A w F dx F dx r r T
T F dx T x T
T dx x T
T f
x w F f
x dx x ηφ
67⎰
()0.30670
4.311/= ⋅⎰
A A
f
x dx h kg km ol
(7.10)题已算出F A0=22.09 kmol/h,因此有:
w 1=22.09×4.311=95.23 Kg
7.16 在三段绝热式固定床反应器中进行n 级不可逆反应,各段的催化剂量相同,且控制进入各段的反应物料温度相等.若n>0,试问
(1) (1) 哪一段的净转化率最大?哪一段最小?
(2) (2) 若段间采用冷激方法进行降温,试问第一段与第二段之间和第二段
与第三段之间
哪处需加入的冷激剂量多?为什么?
(3) (3) 若n<0,对问题(1),(2)是否还能作出肯定性的回答?为什么?
解:(1)虽然各段进口温度相等,在催化剂量相同的情况下,净转化率也按1至3段的顺
序递减,第一段最大,第二段次之,第三段最小.
(2)因第一段反应量大于第二段反应量,所以1-2段间要取出的热量比2-3段间要取出
的热量大,因而1-2段间需要的冷激量也大于2-3段间需要的冷激剂量.
(3)若n<0,则反应速率按1至3段的顺序递增,第一段净转化率最小,第三段最大.1-2段间的冷激剂量小于2-3段间的冷激剂量.
7.17 在内径为5.1cm 的固定床反应器中常压下进行萘氧化反应:采用直径为0.318cm 的球形钒催化剂,该反应可按拟一级反应处理,以床层体积为基准的反应速率常数为:()13
1
5.7410exp 19000/-=⨯- k T s
反应热效应△Hr=-1796kJ/m 2K,萘在钒催化剂内的有效扩散系数等于 1.2×10-3cm 2/s,若床层的热点温度为641K,试计算热点处气相中萘的浓度.假定外扩散的影响可不考虑,副反应可忽略.
解:球形粒子
()()()
(
)()()
13
13
13
1
75.7410 5.7410/1exp 19000/exp 19000/110.4
9.56610exp 19000/9500/ 1.49610exp 9500/-=
⨯⨯=-=
-=
--- =⨯- =
-=⨯-p k k T T T s
T T
φεε
φ
热点处T max =641K
7
1.49610exp(9500/641) 5.476(3)11
0.1826
5.476
=⨯-=>∴=
=
=φηφ
外扩散影响可忽略,因此η0=η=0.1923 热量衡算式:
()()()
4=---
-pt
A r c t
dT
U
G C R H T T dZ d η∆
式中(-R A )是以床层体积为基准的反应速率.热点处dT/dZ=0,因此有:
()()()
0m ax 4--=-A r c t
U
R H T T d η∆
所以,热点处的反应速率为:
()()
()()
()()()3
m ax 2
04
3
13
1
418064163040.4735/5.110
0.182679010004.73510//5.7410
exp 19000/6417.689---⨯-- -=
=
= ⋅-⨯⨯⨯ =⨯ ⋅ -= =-=⨯-= 而则热点处c A t r A A A A T T U R m ol m s
d H km ol m s R kC C R k k s
η∆
因此,热点处C A 的值为:
()
4
3
3
4.73510
6.15910/
7.689
---⨯=
=
=⨯ A A R C km ol m
k
7.18 习题7.17中的萘催化氧化反应器的原料气为萘与空气的混合气,其平均定压热容为 1.3kJ/KgK,若进入床层的原料气温度与熔盐温度相等.催化剂的最高耐热温度为700K,试问:
(1) (1) 允许最高的熔盐温度是多少?
(2) (2) 如选定熔盐温度为640K,那么床层进口气体中萘的最高允许浓度是
多少?
解:(1)因是一级反应,且进床层原料气温度与冷却介质温度相等,故可用(7.62)式
:
()
m ax
m ax 1
2[1112≤
- =-
可改写R T R T E E
已知E/R=19000 Tmax=700K,代入(1)式得
: 2
1700
19000=-
⨯ 解得:Tc=674K
所以最高熔盐温度为674K
(2)最大时料浓度由(7.63)式求得
:
()
m ax 17.63≤+
+
-C C
N T T e
λ
式中
()()0
04//=-=
=-C pt t c
r A r A pt
A pt
N U C d k H w H C C M C ρλρ∆∆
已知数据:T C =640K Tmax=700K U=180w/m 2K
ρ=PM/RT=101325×29/(8.314×103×640)=0.5522 Kg/m 3
C pt =1.3 kJ/KgK d t =5.1×10-2m
K C 是按冷却介质温度计算的反应速率常数,因此 K C =5.74×1013exp(-19000/640)=7.341 s -1
3
2
4180
2.679
0.55220.310 5.110
7.341
-⨯∴=
=⨯⨯⨯⨯⨯C N
将有关数据代入(7.63)式
:
2.6791700640
=+
+
-e
λ
解得:λ=178.9 K
()
3
03
3
3
178.90.55221300
0.07151/179610
7.1510/⨯⨯∴=
=
= -⨯ =⨯ pt
A r C C m ol m
H km ol m λρ∆
7.18 在充填10m 3催化剂的绝热固定床反应器中进行甲苯氢解反应以生产
苯:
6532664+→+C H C H H C H C H
原料气的摩尔组成为 3.85%C 6H 6,3.18%C 6H 5CH 4,69.97%H 2;温度为863K,操作压力为6.08Mpa;若采用空速为1000m 3(STP)/hm 3催化剂,试计算反应器出口的气全组成.该反应的速率方程如下:
30.5
5.7310exp(17800/)=⨯-T T H r T C C
式中C T 和C H 分别为甲苯和氢的浓度,kmol/m 3,甲苯转化速率r T 的单位为kmol/m 3s,反应热效应=-49974 J/mol,为简化计,反应气体可按理想气体处理,平均定压热容为常数,等于4.23J/molK.
解:
()
()3
3
6
3
003
06
3
003
006.088.31410/0.0318 6.08100.02695/8.314108630.6997 6.08100.5929/8.31410863
0.02695863
11123.25
= =⨯ ⋅⋅⨯⨯==
= ⨯⨯⨯⨯=
== ⨯⨯⨯-=-=
-=t T T H H T
T T T T p M Pa R Pa m km ol K p C km ol m
R T p C km ol m
R T T x C C x x T
T
T
C ()
()
()
()()()
()()00006
0.5
0.5
6
1.50.5
8
3
1.5
10.59290.02695511.723.255.7310exp 17800/15.7310exp 17800/23.25511.723.2511.33210
511.723.25exp 17800//=-=-=-=⨯-- =⨯-⨯-- =⨯-- ⋅H H T T
T
T T T H
T T T T T T C C x x x T
T
T
r T C C x T x T
x x T km ol m s
T
()0
03
0000
499740.0318
86386386337.5742.3
100010/22.4446.4/0.124/:0.03180.124 3.94310/11-⨯=+=+
=+
=+=⨯====⨯=⨯= ∴
=
⎰⎰
又总摩尔流量所以有T T r T T T T T
pt
t T T t x x r r T T T T T T
H y T T x x x x C F km ol h km ol s F y F km ol s
V V F dx dx r F r λ∆()
()
()()
()
()()
()()
()3
3
1.5
3
0.5
8
1.5
0.5
8
1110
2536/3.94310exp 17800/1/21.33210
1511.723.252exp 17800/2536
1.33210
1511.723.25- ==⋅⨯=
⋅ ⨯--=⨯--=
⎰
⎰
⎰
式代入(1)式得:
令T T T r T x x T T T
T
T
x T T
T T V m s km ol
F T
T dx dx m s km ol r x x T
T dx x x T
f
x ()
()()
().5
0.5
8
exp 17800/1.332101511.723.25:2536
⨯--=⎰
则有T T T
x T T
T x x f
x dx
计算得到不同x T 下的f(x T )值如下表:
()0
2536
=⎰
T
x T T
f
x dx
所以,反应器出口甲苯转化率为33%,反应器出口气体组成计算如下:(以100mol
7.20充填新鲜催化剂的绝热床反应器当进口原料的温度控制为460℃时,出口物料温度为437℃,转化率符合要求;操作数月后,由于催化剂的活性下降,为了
保持所要求的转化率,将原料进口温度提高到470℃,出口物料温度相应升至448℃;若反应的活化能为83.7kJ/mol,试估计催化剂活性下降的百分率.
解:()00
1
=⎰
A f
x r A A
A v F dx kf x
式中f(x A )只是与动力学方程式中的浓度项有关,而与催化剂活性无关,在催化剂活性下降后, f(x A )是不变的,但k 值减小了(对相同温度而言),为了在V r 不变的情况下保持要求达到的转化率,就需要提高操作温度,在较高的操作温度下,活性必低后的催化剂仍能维持原来的k 值,从而保持所要求的转化率.
阿累尼乌斯方程式lnk=lnA-E/RT, 以下标1代表催化剂活性好时,下标2代表活性下降后,假定催化剂失活其活化能不发生改变.
活性好时: lnk 1=lnA 1-E/RT 1 活性下降后: lnk 2=lnA 2-E/RT 2
床层处处都应存在如下关系:lnk 1=lnk 2,则有:
121
2ln ln -
=-
E E A A R T R T
也可写成
1
21211ln ⎛⎫
=- ⎪⎝⎭A E A R T T 由△T=λ△x A 关系可知,对于某一△x A 值,活性降低前与降低后的△T 相等的,取△T 的不同数值计算A 1/A 2,结果如下: 在△T=-5K 处,
12
128370011ln 0.1874
8.31427346052734705/ 1.206⎛⎫
=
-= ⎪+-+-⎝⎭
=A A A A
在△T=-10K 处,
1
2128370011ln 0.18998.3142734601027347010/ 1.209
⎛⎫
=-= ⎪+-+-⎝⎭=A A A A
床层出口处
12
128370011ln 0.2163
8.314273460273470/ 1.242⎛⎫
=
-= ⎪++⎝⎭
=A A A A
以上计算结果表明,在床层的不同高度(即不同的x A 处),A1/A2的值并不相等,即催化剂活性下降的百分数不相等,但差别不大,床层进出口处活性下降的百分数为:
12
1
1.2421100%100%19.42%
1.24
--⨯=
⨯=A A A
7.21 在实验室中用外循环式无梯度反应器研究二级气相反应2→+A P Q
原料为纯A;设kC A0τ=1.试计算A 的转化率,当:
(1) (1) 循环比为5; (2) (2) 循环比为30;
(3) (3) 按全混流模型处理;
(4) (4) 比较上列各问题的计算结果并讨论之. 解:是二级等摩尔反应,因此有: ()
2
2
01-=-A A A R kC x
循环反应器反应体积的计算式:
()()
()
0011
1 4.24+=- -⎰A f
A f
x x r A A A V Q C dx R ψψψ
(4.24)式可写为:
()()
02
11
11+=+-⎰Af
Af
x x
A A
A kC dx x ψψ
τψ
其中τ=V r /Q 0, 把 kC A0τ=1 代入得:
()()2
11
111+=+-⎰Af Af x x A
A dx x ψψψ
由上式解得:
()
2
111
11++-
=-+-A f
A f
x x ψψψψ
(1)
(1) 当ψ=5时,
()
2
121515
1
11551760
3(0.4
++
-
=-+--+== =2
Af 化简得:5x 解得:不合理舍去)A f
A f
A f A f A f x x x x x
因此,A 的转化率为40% (2)当ψ=30时,
()
2
121301301
11303092310
0.3853 2.68(++-
=-+--+== =2
Af 化简得:30x 解得:不合理舍去)
A f
A f
A f A f A f x x x x x
得A 的转化率为38.53%
(3)全混流:
()
()
()
0000002
00
002
1/1-=
=
=---=∴=
-A A f
A A f
A A r A
A
A A f
r A f
A A f
Q C x Q C x Q C C V R R kC
x V Q x kC x ττ
把kC A0τ=1代入上式得:
()
2
11=
-A f
A f
x x
则有:
2310
-+=A f
A f x
x
解得: 122.618(0.382
= =不合理舍去)Af Af x
x 所以,A 的转化率为38.2%
(4)当循环比为30时,计算得到的转化率与全混流的计算结果很相近,可见大循环比的循环反应器可达到全混流操作.
7.22 列管式催化氧化反应器所用的催化剂管的内径为34mm,管内充填钒钼催化剂,床层高度1.6m,含量为1.2%(mol)C 6H 6的苯空乞混合气以0.4m/s 的速度(按空床计算)送入催化剂床,温度为673K;管外用673K 的恒温盐浴冷却;床层与熔盐间的传热系数等于100w/m 2K;;操作压力为0.213MPa;有关苯氧化反应的模型及动力学数据见习题4.16.试计算床层出口的气体组成及顺丁烯二酸酐的收率.催化剂床层的堆密度为1500kg/m 3,混合气的热容可近似按空气计算.
解:用B 代表苯,M 代表顺酐,C 代表CO 和CO 2等
.
根据习题(4.16)的题给条件:
()()
()()
()1111182228
33,exp /0.2171exp 70800/8.3140.2171exp 8515.7//, 1.37210exp 193000/8.3141.37210exp 23213.8//-=-=- =- ⋅⋅-=⨯- =⨯- ⋅⋅-B M r k p k A E R T T T km ol kg h Pa r k p k T
T km ol kg h Pa r k ()
()3,470.8exp 124800/8.314470.8exp 15010.8//=- =- ⋅⋅B p k T
T km ol kg h Pa
上面各式中r 1,r 2,r 3均以每小时,每Kg 催化剂转化的苯的kmol 数来表示,PB 和PM 的单位用Pa;以r M 表示对每小时,每Kg 催化剂来说,转化为顺酐的苯的kmol 数,r C 表示对每小时,每Kg 催化剂来说,转化CO 和CO 2的苯的kmol 数,则有:
1223,=-=+M C r r r r r r
又Y M 表示顺酐的收率,Y C 表示CO 和CO 2的收率.
(一)物料衡算方程:对顺酐作物料衡算
()
0000
000
,1111/===
==
M b r B M M b B M M b M b M b M B B B r dV F dY r A dZ F dY dY r r r Q C dZ
F A
u C A
ρρρρρ
已知
5
003
35
4
3
0003
00.203 2.03106730.0128.31410/0.012 2.0310
4.35410
/8.31410673
0.4/1440/1500-==⨯ = = =⨯ ⋅⋅⨯⨯∴=
==
=⨯⨯⨯ == =t B B B t B b p M Pa Pa T K y R Pa m km ol K p y p C km ol m
R T R T u m s m h ρ3
/kg m
代入(1)式得:
()
4
1500
2392.421440 4.34510
-=
= ⨯⨯M
M M dY r r dZ
同理,对CO,CO 2作物料衡算得:
()
000
12392.43=∴=
= 代入数据得:
C b r B C C b C
B C
C r dV F dY dY r dZ
u C dY r dZ
ρρ
(1),(2),(3)式中,r M ,r C 的单位用kmol/kgh,Z 的单位用m.
原料气中苯的含量很小,可认为反应过程中总摩尔数不变,因此,
()()()
()()()()5005
0012122323110.012 2.0310*******.012 2.03102436243612436/4246324631=--=--=⨯⨯-- =-- ===⨯⨯= =-=--- ⋅ =+=+-- B B C M B t C M C
M
C M M B M B t M M M M C M M C M C M p p Y Y y p Y Y Y Y Y Y Pa
p p Y y p Y Y Y Pa r r r k Y Y k Y km ol kg h r r r k Y k Y Y k ()/5⋅ m ol kg h
()()()()18
230.2171exp 8515.7//1.37210exp 23213.8//6470.8exp 15010.8//⎧=- ⋅⋅⎪⎪=⨯- ⋅⋅ ⎨⎪=- ⋅⋅⎪⎩k T km ol kg h P k T km ol kg h P k T km ol kg h P (二)热量衡算方程。