1、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/cm3,颗粒密度为 1.8 g/cm3解: 1.20386/空 床真 正 bpums7.2 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1m3/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/cm3,颗粒密度为 2.6 g/cm3.解:
2、 25530231.301./,1,.85/8787/40.366.(9)1402rLu由 (7)式 p=fvbppPakgmsLrkgmsdud根据(6.4)式可推导出 a=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.330331 (1)150()(7.2).7.752Re10.(4)(.2/1.8(36)2r 2rLupfp=f即 Lu由 式将 有 关 数 值 代 入 和 式 得 :f vavava dd23 (1.43)9.07(3)804)785.5.54().65. a af (3),4:.7/1.39.0,180.46 2a式 联 立 将 此 式 变 为
3、9.0解 此 方 程 得 aa7.3 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 0.013cm2/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 L2,已知数据:dp1=3mm=0.3cm,dp2=0.6cm,L1=2m,kp=0.8s-1,De=0.013cm2/s011
4、22 1212.380.3930.9.6.7452013.75求 得求 得 AffxrAppFdLVRkDeR12.9.406Lm(2)求床层压力降减小的百分率: 210 023 31,p puLuffdd假定床层的空隙率不变,则有: 122pfL层流流动时: 012150Re/ (2)ppfduf(1),(2)式联立: 221212 0.6/3.543ppLdd床层压力降减少的百分率为: 13.5.89.%2p7.4 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 35000m3(标准状况下),组成为 SO2:7.5%;O2:10.5%;N2:82%.采用直径 5mm 高 1
5、0mm 的圆柱形催化剂共 80m3,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 3.410-5Pa.s,密度按空气计算.解:由(7.1)式 312r0Lup=fpd根据题给条件有: 107.52012.75/36uAms上式中 A床层截面积,m 2.12 11/31/32 38/0.8()0.6.05.754.5.6 7.23.1 ppvLVd ma在题(7.1)中已推导出 /apvd,因此有:3.051.8272a查”无机化工反应工程”P108 图 4-1 得 =0.45,混合气的物性数据按空气计算误差不大,733K 下,=0.4832kg/m 3,=0
6、.034 厘泊=3.410-5Pa.s,因此有:5310150(1)10.4(0.4).7.75.75Re6.27832.45 pfduAA11338.42(.)(.)(.) .0450.7pPa要求P1.838107A-3(0.0444A+1.75)试差求解床径:床层直径 D(m)床层截面积 A(m2)等式右边的值(Pa)5.3 22.05 46785.4 22.89 42395.45 23.32 40395.50 23.75 3849所以床层直径应大于或等于 5.45m,直径为 5.45m 所对应床层高度为:803.412.Lm7.5 多段冷激式氨合成塔的进塔原料气组如下:组分 NH 3
7、N2 H2 Ar CH4% 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/molNH3(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 NH32.09mol,相当于 2.09/2mol
8、N2及(1.52.09)molH2,因此，无氨基气体组成如下：NH3 N2 H2 CH4 Ar MolMol%MolMol%MolMol%MolMol%MolMol%MolMol%0 022.86569.1467.727.637.637.4742.452.4102.1100(2)绝热操作线方程：(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231ANH可以看出,每生成 1 摩尔 NH3,混合气体总摩尔数减少 1,所以生成氨的摩尔数= 0tAtFy,(下标 A 代表 NH3,0 代表进口处,y A0和 yA均指有氨基的 mol%
9、)因此有:001: (1)化 简 得ttttttAFF(a) (a) 以 N2的转化率表示组成时的绝热操作线方程:220,0NrTPxHC上式中(-Hr)以反应每 kmol 的 N2计.222 20,00,001ArtpNTNtpAyFFTxC以进口处 N2的转化率为 0 作基准计算,则有:2,0 01538/rpAryHykJmol代入有关数据: 2.21160.0.9ANyTx化简得: 28694() (2)又,生成的 NH3mol 数为: 00 01AAttt tyyFF反应消耗 N2的 mol 数为: 012At ty N 2的转化率: 200.18tAtxF代入数据: 21920.A
10、Ny化简得: 2.47891ANxy(3)(3)代入(2)式得:22 20.4786809.419NxT化简后得到以 2Nx表示组成的绝热方程为: 21680.9T(b) (b) 以 NH3含量表示组成的绝热操作线方程:0tAtrtpFyHFCT式中(-Hr)以每生成 1kmolNH3计,0 000031 11538/.29(1) 代 入 数 据 :T=6+.t tArtpAr rAAp pr AAyHyyCCHkJmolNH化简得到以 yA表示组成的绝热操作线方程如下:8012047()y(B) (B) 忽略反应过程中气体总摩尔数的变化(a)以 N2转化率表示组成时的绝热操作线方程: 2,0
11、()rtpFHxFCT式中-Hr 以每反应 1kmolN2计.2 22 2,022 22, ,0.185316.即 化 简 之 T=68+7.1NrNrNtptprpNHxyxC(b)以 NH3含量表示组成的绝热操作线方程:0tArtpFyHFT式中-Hr 以每反应 1kmolN2计:0rApyC35381/rkJmolN0538160680120.9.A ATyTy(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: 2.47().47(1.)805. AAK忽略反应总摩尔变化时: 61(0.29)68120(.9)80.Ty K808.1-805.5=2.6K,温度相差并
12、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 SO2浓度为 7%(mol);出口温度为 590,出口气体中 SO2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
13、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 SO2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=X A, 590-420=0.7 =(590-420)/0.7=242.86故 C 点温度为:t=t0+X A=420+242.860.5=541.47.7 乙炔水合生产丙酮的反应式为: 223323HOCHO在 ZnO-Fe2O3催化剂上乙炔水合反应的速率方程为:7.061exp(4/)/床 层AArTkmolh式中 CA为乙炔的浓度,拟在绝热固定床反应器中处理
14、含量为3%C2H2(mol)的气体 1000m3(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(1)(1)273AAFxxCQt式中 Q0为以标准状态计的体积流量,Q 为温度 t 时垢体积流量.7 700.68 00 700.647 23(1)1exp(43/).61exp(4/)23.e(/)231exp(741/)Af AA AxrAAA xTCTFQtQtdVFdrFtdQT50:8/.8
15、36.4/().06.36.已 知 pArpHkJmolJolCJmolKy KC绝热操作线方程为: 007()814.52.63exp(71/)令 fAAtxtT算出一系列 f(XA)-XA的值如下表:XA 0 0.1 0.2 0.33 0.4 0.5 0.6 0.7t 380 395 409 424 438 452 468 482F(XA)1032.86 2.52 2.28 2.09 2.02 2.01 2.1 2.39图解积分得: 0.683 331.5010.51. 所 以ArfxdVm7.8 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
16、 所示.所用预热器换热面积 50m2,乙炔浓度为 3%的原料气以 1000m3(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 1m3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/m2K,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. 50.3,1.780/,36.4/()136.4Ar p
17、pyHJmolCJolKC(2)列方程求解转化率:(A)由绝热床热量衡算得:T f=T0+146.5XAf (1)(B)由预热器热量衡算得: T0-373= Tf-T2 (2)(C) (C) 预热器中,传热的对数平均温度差为:2037lnfmfTT传热速率方程:25 335 2222/,1.0,73,10/,8.4/104.6/.4/.7/1.01 A而又 tpfmtt mfFCTUAPQRPaTKQmhakolhkolsUwKJsTT2023 37.981.3()46.4ln fmfT(D)绝热床反应体积: 0 0001213.5.3 Afxr AAVFdkCCxTyy 式中 CA0为床层进
18、口处浓度,而CA0=PA0/RT0=0.031.013105/(8.314103T0)=0.36655/T0 kmol/m30301.65/47AAxTkmolFh故有: 07 01.3 1(4)(1).365.61exp43/.Afx Ar AdVTx联立解方程(1)-(4)便可解出 T0,Tf,T2,XAf7.9 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: 22COH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 CO2 N2 CH4 其他 mol% 30.4 37.8 9.46 21.3 0
19、.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:02230153045 pppfpFCttTFCt(2)第一段绝热床热量衡算: 10101.301.4.9.85284ArptxyHCt C(3)由,段绝热床的中间换热器热量衡算得:1212234.,3014.,:4.0上 面 已 算 出 所 以 故 有ppppFFttttttt C(4)列第二段绝热床热量衡算: 2212211 22, :45.5.(0.8):0.937
20、把 的 值 代 入 上 式解 得txtx7.10 在氧化铝催化剂上进行乙腈的合成反应:23329./rCHNCHkJmol设原料气的摩尔比为 C2H2:NH3:H2=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: 421/3.081exp(7960/)AArkxmolkghT式中 为乙炔的转化率,液体的平均热容为 2/pCJolK,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, 30210210.9/4.94.乙 腈FkmlhM在热衡算中忽略反应过程总摩尔数的变
21、化,并把各段的 pC视为相等,对每一段均有: 0 004:92./9.21/1.07.5.8则 有tprAr rAAtppt pr AACTHFxHyFxxCkJmolJolTx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XA亦相等,因此有:X A=1/30.92=0.3067各段T 为: T=171.5X A=171.50.3067=52.59K因而各段进口温度=823-52.59=770.4K各段进出口温度和转化率如下表所列:进口 出口段数T(K) XA T(K) XA一 770.4 0 823 0.3067二 770.4 0.3067 823 0.6134三 770.4 0
22、.6134 823 0.92第一段 T=770.4+171.5X A k=3.08104exp(-7960/T)0.3670.36711129A AwFdxdxrkXA 0 0.05 0.100.150.20 0.25 0.300.3067T770.4779 787.6 796 804.7 813.3 821.9 823k1.0031.124 1.2571.401.558 1.729 1.915 1.9411/k(1- XA)0.9970.93650.88390.840.80320.77110.74590.7431图解积分求得: 0.360.276(1)Adxk因此,w 1=22.090.25
23、76=5.690 Kg第二段,T=770.4+171.5(X A-0.3067)XA 0.3067 0.35 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.613T 770.4 777.8 786.8 794.9 803.6 812.1 820.7 823k 1.003 1.107 1.238 1.378 1.537 1.705 1.859 1.9411/k(1- XA)1.438 1.389 1.247 1.318 1.310 10.303 1.323 1.3330.613470.421()Adxk故有:w 2=22.090.4212=9.304 Kg第三段,T=770.4+171.
24、5(X A-0.6134)XA 0.6034 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.90 0.92T 770.4 776.7 785.2 793.8 802.4 810.9 819.5 823k 1.003 1.091 1.219 1.360 1.514 1.680 1.865 1.9411/k(1- XA)2.579 2.619 2.735 2.941 3.303 3.968 5.362 6.4400.9261341.04()Adxkw3=22.091.04=22.96 Kg催化剂总重量=5.69+9.304+22.96=37.95 Kg7.11 例 7.3 所述的两段绝热式
25、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 T0表示第一段入口温度,第一段绝热操作线方程为:T=T0+155.2XA (1)例 7.3 中(G)式:2*0165421.7AAxRTkpxT例 7.3 中(B)式: *4.e65/minolgPa将(B)式代入(G)式得:240121.74()2.710exp65/1 A AxRTTxT将(1)式代入(2)式得:224000165421.7(3)2.170exp/ 15. A AAARTTxPTx而
26、 PA0=03.1267Pt=0.1267101325=1.284104 Pa 代入(3)式得:22440032200651.7465422.170.815.exp1.6 ()e.2 AxAAAAAARTxTTx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: 1,0;1,2(7.3)Ai AxxRTdiN(4)式代入(7.30)式得: 30.84 02265426.74ep.011 AATxdx02.e5.(5)令 AAf x上式变为: 0.843.0261 (6) 即 Afxd符合(6)式的 T0即为所求的最佳第一段入口温度.上面有关式子中的 ,可用例 7.3 中(C)式求
27、得:34444.91.281.5910.2830.65exp(0/)7.3例 中 (A)式 AAxxKpK将(1)式代入例 7.3(A)式得:Kp=0.0165exp4408/(T0+155.2XA) (7)将(7)式代入例 7.3 中(C)式得:34444 0091.281.5910.2831.28305036exp15.2.7.48.83126exp15.2 AAAAAAxx TxTx (8)用(8)式计算 ,(5)式计算 f(XA)，通过试差便可求得符合（6）式的 T0,设 T0=670K,得到不同 XA值的 和 f(XA)值如下表:XA f(XA)0 7.06810-3 -0.0388
28、60.2 0.02357 -0.028930.4 0.06812 -0.028930.6 0.1970 -0.023580.7 0.3533 0.023920.8 0.7024 0.059480.84 0.9784 47.29作 f(XA)X A图,过 f(XA)=0 处划一水平线,以此线为界,线下的阴影面积代表: 0其 值 为 负opxfd线以上的阴影面积代表: 0.84其 值 为 正opAxfd两块阴影面积几乎相等,说明 0.84fx符合(6)式,因此所设 T0=670K(397)即为所求.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%)
29、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
30、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.DA.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”
31、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 TOP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TOP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
32、)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 TOP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 TOP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 TOP线的是 GD线,绝热操作的催化剂用量最小(反应后期接近 TOP线的程度对催化剂用量大小起关键
33、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:0.417exp(136/)/sABrTkmolgh式中 PA 为邻二甲苯的分压 Pa, 0B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/m2h 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
34、口温度为 370,床层堆密度为 1300kg/m3,床层操作压力为 0.1013Mpa(绝对),总传热系数为 69.8w/m2K,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:bsdFrdl式中 rS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: 000 0/,:1.417exp136/1 因 则 有即而 tAbstAt bstmAbsmtmbmbAtstAEdFyrdlFpprdlMrlFGdprpTl已知数据:
35、3250 5429.4510/9/.0.2.08b tEMkgkghPap Pa将已知数据代入(1)式得:5 4829.4513.01.7.10exp136/.7exp63/ 2A AAd pTl TPam式(2)便是物料衡算方程,式中 PA的单位是 Pa.热量衡算方程:按(7.10)式 00 41,: 3若 则 有 pbsrctscpttptdTUGCHldTlGC已知数据:T C=643K, dt=0.025m, Hr=-1285kJ/mol=-1.285106kJ/mol, Cpt=1.072kJ/kgKU=69.8w/m 2K=2.51310 2kJ/m2hK. 代入(3)式有: 64
36、2310.8510.47.108exp136/974.3.1.6exp6/.4/AAdT Tl TTKm(4)式中 PA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; PA=yA0Pt=0.0091.013105=911.7Pa计算结果如下:邻二甲苯分压PA(Pa)床层温度(K)床层高度 l(m)邻二甲苯转化率 xA(%)911.7 643 0 0827.5 663.6 0.3 9.233700.9 678.9 0.6 23.12556.9 688 0.9 38.91430.3 686.1 1.2 52.28344.9 674.9 1.5
37、 62.17295.4 663.4 1.8 68.6241.6 657 2.0 73.57.14 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/AbAdxZMyrGw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 CA无关,所以对于不同的 Z, rA为常数,若忽略内,外扩散的影响, 0=1,则 dXA/dZ=常数,即 XA与 Z 呈线性关系.
38、若系统存在扩散影响,则还需考虑 CA对 0的影响问题.(2)不对,对绝热反应,有如下热量衡算式: 0ptbrdTGHZ固定床反应器的物料衡算式为: 00 7.9AbAGwdxrMZ两式相除得: 0 .2rAptHTdxC积分之00 7.3AAptwx若将(-Hr)视为常数则(7.23)式表明 T 与 XA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
39、3/g,颗粒密度1.1g/cm3,比表面积 180m2/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 b-颗粒密度,kg/m3粒子rA= b3.08104exp(-7960/T)(1-XA) kmol/hm3粒子,而 rA=kpCA=kpCA0(1-XA)T0/T,kp 是以颗粒体积计的反应速率常数,因此, 400404103013.81exp796/./.81exp796/1/ 032524/pAppAAtxTkCRTThkgMypPaRPamkolK代入数据得:3418.1400.810exp796/252 pkTTs化简之 7131.6
40、exp96/.20/ p hs题给: V g=0.45 cm3/g Sg=180m2/g=180104cm2/g平均孔径=2V g/Sg=20.45/180104=510-7cm常压下气体分子运动的平均自由程近似等于 10-5cm,因此,/2=10 -5/(2510-7)=10,可见以努森扩散为主,乙炔分子量为 26,故: 7424423 1/441/49051/269.510/.40373exp980.26.5exp3980/170 kpg mkmpDTTcsVe TR TD由 7.10 题解知,第一段绝热热线方程是 T=770.4+171.5xA进口处 /469.5./7出口处 469.5
41、70.1.307exp980/.41.5036719. 可见,第一段床层各处内扩散影响严重,因此有 0=1/第一段催化剂用量: 0.3670.3671 1/40.3671/40.3671/4 0.319.5exp98/8760123/.5exp98/令 则 AAAA AAAA AAwFdFdrrTTxdTfxwFfxd67计算得到 XA与 f(XA)的一系列数值如下:XA 0 0.05 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.3067T(K)770.4779787.6796804.7813.3821.9823F(XA)hkg/kmol14.0313.9914.0114.1014.
42、2314.4414.7414.79图解积分求得: 0.3674./Afxdhkgmol(7.10)题已算出 FA0=22.09 kmol/h,因此有:w1=22.094.311=95.23 Kg7.16 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 n0,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 n0,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
43、,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 n0,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:1315.740e
44、xp90/kTs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 1.210-3cm2/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 13131735.7405.40/exp90/exp90/9.6/08.e5.46e5/20 ppkRDeTTs热点处 Tmax=641K71.496xp(9/641).7(3)0.825. 外扩散影响可忽略,因此 0=0.1923热量衡算式: 4ptArctdTUGCRHTZd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:0 maxrct所以,热点处的反应速率为: 3ax204313 11806430.475/579.7/5.exp90/64.8 而 则热 点 处 cAtrAATUR molsdHkolsCRkk s因此,热点处 CA的值为:334.7.15/8Rkmol7.18 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)
