李绍芬版反应工程(第二版)完整答案

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1、1绪 论1 .1 在银催化剂上进行甲醇氧化为甲醛的反应：2cH30H + O2- 2HCHO + 2H2O2CH3OH + 3O2 t 2CO2 + 4H2O进入反应器的原料气中，甲醇：空气：水蒸气= 2： 4 ： L 3 （ 摩尔比） ，反应后甲醇的转化率达7 2 % ,甲醛的收率为6 9 . 2%。试计算（ 1 ） （ 1 ）反应的选择性；（ 2） （ 2）反应器出口气体的组成。解：（ 1 ）由（ 1 .7 ）式得反应的选择性为：g - Y _ 0.629一 X 一 0.720= 0.9611 = 96.11%（ 2）进入反应器的原料气中，甲醇：空气：水蒸气= 2： 4 ： 1 .3 （

2、摩尔比） ,当进入反应器的总原料量为l O O m ol时，则反应器的进料组成为组分摩尔分率yi 0摩尔数ni 0( m ol )CH3O H2/ ( 2+ 4 + 1 . 3) = 0. 27 4 027 . 4 0空气4 / ( 2+ 4 + 1 . 3) = 0. 5 4 7 95 4 . 7 9水1 .3/ ( 2+ 4 + 1 . 3) = 0.1 7 8 11 7 .8 1总计1 .0001 00.0设甲醇的转化率为XA,甲醛的收率为Y”根 据（ 1 .3）和（ L 5）式可得反应器出口甲醇、甲醛和二氧化碳的摩尔数m、m和n 0分别为：叫 = 叫0（ 1-*人 ） =7.672 m

3、olnp=nA（）Yp=18.96 molnc=nA0（ XA-Yp） =0.7672 mol结合上述反应的化学计量式，水（ m）、氧 气（ n0）和氮气（ nN）的摩尔数分别为:nyv=nyvo+np+2iic=38.3O moln0=noo-l/2np-3/2nc=0.8788 molnN=nNo=43.28 mol所以，反应器出口气体组成为：组分摩尔数（ m ol ）摩尔分率%C H 30H7 . 6 7 26 . 9 8 3E C H O1 8 . 9 61 7 . 26H2038 . 334 . 8 7C 020. 7 6 7 20. 6 9 8 3020. 8 7 8 80. 7

4、9 9 9N24 3. 2839 . 391 . 1 . 2工业上采用铜锌铝催化剂由一氧化碳和氢合成甲醇，其主副反应如下:CO + 2H2 0 cH30H2CO + 4H2 = (CH3)2O + H2OCO + 3H2CH4 + H2O4CO + 8H2 o C4H90H + 3H2OCO + H2O CH4 + H2O催化剂体积为10m L原料气中C 0的含量为3 % ,其余为距丛气体，改变进口原料气流量Q。 进行实验，测得出口 C 0的转化率为：Qo (ml/ min) 8 3. 36 7 . 6 5 0 . 0 38 . 5 2 9 . 42 2 . 2X(%)2 030405 06

5、07 0试求当进口原料气体流量为5 0 ml/ min时C 0的转化速率。解：是一个流动反应器，其反应速率式可用（ 2 . 7 ）式来表示_-dFAFA=FAO（1 -XA） = QOCAO（1 -XA）dA = 故反应速率可表示为：- _ c r dX A _ dX 人A ndVR A ad（VR/Q0）用XAV / Q。 作图，过V R / Q= 0 . 2 0 min的点作切线，即得该条件下的（ I XA/CUVR/ Q。 ）值a。VR/ Qomin0 . 1 2 0 . 1 48 0 . 2 0 0 . 2 6 0 . 340 . 45XA%2 0 . 030 . 040 . 0 5

6、0 . 0 6 0 . 0 7 0 . 0a =0.65-0.040.34= 1.79故c o的转化速率为cJ o二 PA O = 0.1013x0.03一收 一 8.314x10-3x573= 6.38xl(T WrA=CA0 d M/ 。 。 ）= 6.38x KT, xl.79 = 1.14x 103moZ/Z.min2 . 3已知在F e - M g催化剂上水煤气变换反应的正反应动力学方程为:r = 总滥溜kmol/kg - h式中y .和y .为一氧化碳及二氧化碳的瞬间摩尔分率，0 . I M Pa压力及7 0 0 K时反应速率常数厦等于0 . 0 5 35 kmol/ kg. h

7、如催化剂的比表面积为30 m7 g,堆密度为1 . 1 3g/ c m3,试计算:(1 ) ( 1)以反应体积为基准的速率常数kv 。(2 ) ( 2)以反应相界面积为基准的速率常数% 。(3) ( 3 )以分压表示反应物系组成时的速率常数冗。(4) ( 4 )以摩尔浓度表示反应物系组成时的速率常数k”解：利 用 (2 . 1 0 ) 式 及 (2 . 2 8 ) 式可求得问题的解。注意题中所给比表面的单位换算成m7 m30(1 此, =phkw =1.13x 103 x 0.0535 = 60.46kmol/m3.h(2)心= 压左= - - -%Tk = 1 .7 8 x l0 6km o

8、l/m2.h A x 3 0 x 1 0 3 = (/ )&= (1 )0.450.1013)x 0.0535 = 0.1508烟 . 瓦k(mMoPla)45(4)t = (喈)* =(8.31xlO-3x7OO)o,45 义0 0 5 35 = 0.333(- -)45J r U .J L K fT lC Jl Kg2 . 4 在等温下进行液相反应A + B- C+ D , 在该条件下的反应速率方程为：rA=0.8C5C5m ol/lm in若将A和 B 的初始浓度均为3mol/ l的原料混合进行反应，求反应4min时 A的转化率。解：由题中条件知是个等容反应过程，且 A和 B 的初始浓度

9、均相等，即为1 . 5 mol/ l, 故可把反应速率式简化，得.= 0.8。 ； 号=0.8C； = 0 .8 1 (1 - XA)2由 (2 . 6 ) 式可知r二- d C = dXAA dt dt “ dt代入速率方程式CA。生= O- 8 C；O(1 XA) 2化简整理得积分得Y8，储 = = 看解得 XA= 8 2 . 76%O2. 5氨合成塔入口的气体组成为3.5 % NH3,20.8 % N2,62.6 % H2,7.08 % A r及5.89CH4 o该塔是在30 M Pa压力下操作。已知催化剂床层中某处的温度为49 0 C,反应气体中氨含量为1 0 % (mol) , 试计

10、算该处的反应速率。在 F e 催化剂上氨合成反应速率式为：r = k iP & P / L5kmol/m3 h/ PNH, / PH2逆反应的活化能E = 17.58x10/mo/ o 45 0 时k2 = 2277m3(MPa)0 5 I m3 h且 占 / & = 局 , 49 0 C 时， K p可按下式计算：log = 2047.8/7- 2.4943 log T 1.256 x 10-4T + 1.8564 x 10-7T2 + 3.206注：为标准立方米。解：题中给出45 0 C时的L值，而反应是在49 0 c 下，故首先要求出49 0 时的k2 值。利 用 (2 . 2 7 )

11、试，求出频率因子A :0 = A ex p ( )K 1A = k2 exp( 注 ) =2 2 7 7 / 0 - 0 5 8 x 1 0 3 8 . 314* 7 23 = 1.145 x IO16 Klk2 = Aexp( 需 ) =1.145 x 1016e-17-58xl4/8314x723 = 1.055 x 104 5 / m3 .hRT49 0 C的K p值由题给公式计算出log KP = 2047.8/ 763 - 2.4943 log 763 -1.256 xlO-4 x 763+ 1.8564 xl0- 7x 7632+ 3.206 = -1.2524描 = 5 . 5

12、9 2 x 1 0 - 2求 K值：管 = k = K ,；k2左 =(5.592 x KT?)2 * 1 055 x 1 O 4 = 33加 3(闻产4)T 5/ 机 3 力求各组分的分压值：物+料一 N%V -Pio- PAOXAVA1 + NA O X ,v,. “y,o 勿0乂 A- . D =yM = 2 0 .8 7 % ,= - =22YRO R YA OXAyR = - -1 + 力。 3 30.035 - * 0.2087 *X41 40.10 = - -1 + 0.2087 *(-2) *XA45.914X. =6.5乂 4 =0.1416_ YA O _ yy A - l

13、+ 、o X A0.2087(1-0.1416)-1 + 0.2087*(-2)*0.1416= 0.19043 vYH O - JA OXAyH -、 v1 + VA OBAXA0.626-3*0.2087*0.1416 “= - =0.57161 + 0.2087*(-2)*0.1416Pi = y,p各组分的分率及分压值为N H310%PN H3-3MPaN219.06%PN2=5. 718MPaH257. 18%PH2=17. 15MPaAr+ CH413. 79% PA r+C H4=4. 137MPa反应速率为:= 33.0 x 5.718 x 17,岁6 - 1 055 x 10

14、4 x 23 17.1515= 4.023 x / m3cat.h(179.6km ol / m3cat.h)2. 6 下面是两个反应的T-X图，图中AB是平衡曲线，NP是最佳温度曲线,A M是等温线，H B 是等转化率线。根据下面两图回答:(1) ( 1 )是可逆反应还是不可逆反应？(2 ) ( 2)是放热反应还是吸热反应？(3 ) ( 3)在等温线上， A , D , O, E , M点中哪一点速率最大，哪一点速率最小？(4 ) ( 4)在等转化率线上，出(： , & 0乃 及 8点中，哪一点速率最大，哪一点速率最小？(5 ) ( 5)在 C , R 两点中，谁的速率大？(6 ) ( 6)

15、根据图中所给的十点中，判断哪一点速率最大？解： 图2 . 1(1) 可逆反应(2 ) 放热反应(3 ) M 点速率最大，A点速率最小(4 ) 0点速率最大，B点速率最小(5 ) R点速率大于C点速率(6 ) M点速率最大的速率大小。图2 . 2可逆反应吸热反应M 点速率最大，A点速率最小H点速率最大，B点速率最小C点速率大于R点速率根据等速线的走向来判断H , M点2 . 7在进行一氧化碳变换反应动力学研究中，采用B 106 催化剂进行试验，测得正反应活化能为9.629xIO 4/帆0 /,如果不考虑逆反应，试问反应温度是5 5 0时的速率比反应温度是4 00c 时的速率大多少倍？解：从题中可

16、知，反应条件除了温度不同外，其它条件都相同，而温度的影响表现在反应速率常数k 上，故可用反应速率常数之比来描述反应速率之比。rk exp() 1_) 96290 ( 1 L) 550 _ 550 _八，550 = / Coo T550 0 8.3141673 823 23(倍 )A o ( t o A exp(-)K l 4002 . 8 常压下，在帆催化剂上进行S 02 氧化反应，原料气组成为7%。2及 8 2 %风。试计算转化率为8 0%时的最佳温度。 二氧化硫在轨催化剂上氧化的正反应活化能为9.211 x IO4/机o / ,化学计量数等于2 , 反应式为：S O 2 +；0 2 3 s

17、 o 3其平衡常数与温度的关系为： 一log KP = 4905.5 / Te- 4.6455该反应的热效应-Hr = 9.629 x I QiJ/mol。解：( 1 )求出转化率为8 0%时各组分的分压:以l OOm o l为基准XS 0202S 03N207. 011. 008 2 . 0100. 00. 8 07(1- 0. 8 0) = 1. 4 11- 5 . 6 X0. 5 = 8 . 2 5 . 6 08 2 . 09 7. 2Pso2 = pySo2 = 0 1 0 1 3 x 1.4/97.2 = 1.46 x 10-3(MPtz)pOi = PyOi = 0.1013 x

18、8.2/97.2 = 8.55 x 10-3(MPa)P s。 、=? so、=0013x 5.6/97.2 = 5.84 X10T(M尸a)PN2 = Py,N2 = 0.1013 x 82/97.2 = 8.55 x 10-2(MPa)( 2 )求与J ：述组成前应的平衡常数KP值：= Ps6 = 5.84x10-3，Pso2Pof 1.46 x IO-3(8.55 x IO-3 -5= 43.26(3 )求平衡温度T elog KP = 4905.5 / 九 一 4,6455Te = 泊= 780.9K6.282(4 )利 用(2 . 3 1)式求逆反应活化能下值E = E -皿= 9.

19、211 x 104- - 9.62? x IO, = 1 403 x 105J/mol匕 2(5 )利 用(2 . 3 1)式求最佳温度6T = _LL_= _ /ou_= 749 004Ko r A . RTe l nE _ 1 + 8 3 1 4 x 7 8 0 xn 1 0 3 - .1 E -E E (14.03-9.211) xlO4 9.2112 . 9在一恒容反应器中进行下列液相反应：A + B R rR = i-6CAkmol/m3 -h2A D rD = 2Ckmol/m3 h式中rR, r 0分别表示产物R及D的生成速率。反应用的原料为A与B的混合物，其中A的浓度为2 k

20、m o l /m3,试计算A的转化率达到9 5 %时所需的反应时间。解：反应物A的消耗速率应为两反应速率之和，即RA =rK + 2rD = 1.6g + 16.4C； = 1.6g (1 + 10.25g )利 用(2 . 6 )式 = L 6g (l + 10.25CA)积分之10.2510.25C/,i +1)JCA = -ln (l-XA) + In(1- ) +1O.25CAO1 + 1_ -10.25。 “ 。 = 0.6463/1.6 = 0.4038人2 . 10在催化剂上进行三甲基苯的氢解反应：C6H3(CH，3 + H 2 f C 6H 式 CH 3)2 + CH 4C6H

21、4(CH3)2 + H 2 f C 6H 5cH 3 + CH4反应器进口原料气组成为6 6 . 6 7%H2, 3 3 . 3 3 %三甲基苯。在 0. IMp a 及 5 2 3 K 下等温反应，当反应器出口三甲基苯的转化率为8 0%时，其混合气体的氢含量为2 0%,试求：(1) ( 1 )此时反应器出口的气体组成。(2 ) ( 2)若这两个反应的动力学方程分别为：rAA =6300CAAHC5kmol/m3 hrIPS = 3400CCr Cskmol/m -h15则出口处二甲基苯的生成速率是多少？解：以 100m o i 为计算基准，设 X 为三甲基苯的转化率，Y为生成的甲苯摩尔数。(

22、1) ( 1 )用物料衡算求出口气体组成：组分名称X= 0时X= 0. 8 时三甲基苯(A ) 3 3 . 3 33 3 . 3 3 (1- X)氢 (B )6 6 . 6 76 6 . 6 7- 3 3 . 3 3 X- Y二甲基苯(C )03 3 . 3 3 X- Y甲烷(D )03 3 . 3 3 X + Y甲基苯(E)0Y100.0100.0由题给条件可知，混合气中氢的含量为20% , 所以有：66. 67-3 3 . 3 3 X -Y = 20解得 Y = 66. 67-3 3 . 3 3 X 0. 8 -20= 20. O l k m o l (甲苯量)生成的二甲基苯量：3 3 .

23、 3 3 X 0. 8 -20. 01= 6. 65 4 k m o l生成的甲烷量：3 3 . 3 3 X 0. 8 + 20. 01= 4 6. 67k m o l剩余的三甲基苯量：3 3 . 3 3 X (1-0.8 ) = 6. 666k m o l氢气含量为：20k m o l故出口尾气组成为： 三甲基苯6. 666% , 氢气20% , 二甲基苯6. 65 4 % , 甲烷4 6. 67% ,甲基苯20. 01%o(2) ( 2 ) 由题给条件可知，三甲基苯的出口浓度为：C = 融 = 7.669x10-30/八 RT 8.314x10-3x523CA = CAO(1 - 0.8)

24、 = 7.669 x 10-3(l - 0.8) = 1.534 x 103kmol/m3CB =7TrxL534xlO-3 =4.6、10-34加0 /帆30.()6666Cc( = ? 好 绶 X 1.534 X10-3 = 1.532 x lQ-3kmol/m30.06666Cn = X1.534 X10-3 = 1.074 x IO-3kmol / m30.06666CF = x 1-534 X IO 3 = 4.603 x 103kmol/m3E 0.06666Rc=rA- rE = 6300C4Cj5 - 3400QC*5=6300 x 1.534 x 10-3 x (4.6 x

25、IO 3 严 -3400 x 1.532 x IO-3 x (4.6 x IO-3 产=0.6555 - 0.3533 = 0.3022kmol/m3 .h2. 11在210C等温下进行亚硝酸乙脂的气相分解反应：C2H5NO2 f NO + CH.CHO + C2H5OH该反应为一级不可逆反应，反应速率常数与温度的关系为k = 1.39x 1014exp(-1.897x 104/T)(s,) 若反应是在恒容下进行，系统的起始总压为0. 1013MPa,采用的是纯亚硝酸乙脂，试计算亚硝酸乙脂分解率为80%时，亚硝酸乙脂的分解速率及乙醇的生成速率。若采用恒压反应，乙醇的生成速率又是多少？解：(1

26、)恒容过程，其反应式可表示为：AB+ |C+ |D反应速率式表示为：rA=kCA=kCA0( l- XA)设为理想气体，反应物A的初始浓度为：C .o = = -= 2.523 x 10-2m ol/l4 RT 8.314 x l03x 483rA = fcCA0(l 一 X% ) = 1.39 x 1014exp(-18973/7,)x C4 0(l - XA)=1.39x 1014exp(-18973/483)x 2.523x IO-2 x (100.8) = 6.112x l m o l/l.s亚硝酸乙脂的分解速率为：RA =rA=6.112xlO-6mol/l.s乙醇的生成速率为：%

27、=丸=3.056 x IO%。(2 )恒压过程，由于反应前后摩尔数有变化，是个变容过程，由(2.49)式可求得总摩尔数的变化。= 1 + 产 -1=1由于反应物是纯A ,故有：yAo=lo由(2. 52)式可求得组分的瞬间浓度：C4O(1-XA) 2.523 X1O2 (1-0.8)l + 3AyA0XA l + lxlxO.8= 2.803x10%。 / rA =kCA = 1.39 x 1014 exp(-18973 / 483) x 2.803 x IO-2 = 3.395 x l m ol U.S乙醇的生成速率为：RD =rA = 1698X10-6;WOZ/.S2. 12甲烷与水蒸气

28、在银催化剂及75 0等温下的转化反应为：CH, +4 2HL ,O-COL 2 + 4HL2原料气中甲烷与水蒸气的摩尔比为1： 4 , 若这个反应对各反应物均为一级，已知 k = 21/m o l . s , 试求：(1) ( 1 ) 反应在恒容下进行，系统的初始总压为0. 1013 M P a , 当反应器出口的C L 转化率为8 0% 时，C O ? 和 &的生成速率是多少？(2) ( 2 ) 反应在恒压下进行，其他条件如(1), C O 2的生成速率又是多少？解：( 1 ) 由题意可将反应速率表示为：A + 23 . C + 4。 rc = kCACB对于恒容过程，则有 CA=CA.(l

29、-XA)CB = 。20 - 2。4(修4g o =塌= .1013：(U_ = 2.382 X W3 moi 40 RT 8.314 x IO-3 x 1023CB0 = 4cA0 = 4 x 2.382 x IO-3 = 9.528 x 103mol/I当 XA O=O. 8 时CA = CAO(1 - XA) = 2.382 X10-3 X 0.2 = 4.764 x lOmol/lCB = CBO - 2CA0XA = 9.528 x IO- 3-2 x 2.382 x IO-3 x 0.8 = 5.717 x I O3 mol/IRc =rc = kCACB = 2x4.764xlO

30、-4 x5.717xIO-3 = 5.447xlm oU l.sRD = 4rc =4x5.447 xl0-6 = 2.179 x 1smolH.s(2)对于恒压过程，是个变容反应过程，由 (2. 4 9 )式可求得总摩尔数的变化包=1 + 4 / - 2 = 2反应物A的原始分率：% 。 = 占= 。2由 (2. 5 2)式可求得转化率为8 0% 时的浓度：g =g o d -X ,J _ 2.382X10-3(I O.8)= 3.609x10 3。 / l + 3AyA0XA 14-2x0.2x0.8C U -2A UC AnAX _. _9_.5_2_8_x _I_O_-_3_-_2_x

31、_2_._3_8_2_x_IO_-3_ _x_0.8l + j X %14-2x0.2x0.8= 4.331 xlO-smoZ/ZrA = kCACB = 2 x 3.609x 10-4 x 4.331 x 105 = 3.126x l m o U l.sRc =rc = 3.126 x 10mol U.S2. 13在4 73 K等温及常压下进行气相反应：(1)(2)A -2S(3 )A T式 中G为反应物A的 浓 度(m o l /1),rR = 1.2CAmol / 1 - min， s = 0.5CAmol / 1 minrT = 2ACAmol / 1 min原料中A和惰性气体各为半(

32、体积比),A f 3K试求当A的转化率达8 5 %时，其转化速率是多少？解：方 法(1),先求出总摩尔变化数以 。首先将产物的生成速率变为对应的反应物的转化速率:rA R = = S4Cf 4 s = 5 , s = 0.25CArAT rT =2g总反应速率为：RA = rAR + rAS + rAT = 2.75g以一摩尔反应物A为基准，总摩尔变化数为：5A =0.4 . 0.25 , 2.1 1x3 + -x2 + -1 = 0.3822.752.752.75初始浓度为:C0.1013x0.5RT 8.314x10-3x473_ 稣丁40= 1.288x10-20,则有Co(l 一 X，

33、 1.288x1()-2x0.15l + 3AyA0XA 1 + 0.5x0.38x0.85=1.6625 xlO-3moZ/& = 2.75g = 2.75 x 1.6625 x 10-3 = 4.572 x 10-3mo， .min方 法(2),可将Q表示为：c一 以)(1 - * 4)+ y Aj史=2%=1% = 0 8 . X ,； = 2 x x 0.85 + 1 x ” x 0.85 = 0.3245L 4 47 2.75 2.75c 1.288XIO- 2X0.15 , ,CAA = -= 1.6623 x 10 mol / 11 + 0.3245x0.5此 =2.75g =2

34、.75x1.6623x10-3 =4.571 x 10-3帆0, min方 法(3 ),利用物料衡算可分别求出反应物A生 成R及S的瞬间选择性曲号, 因而可求出产物R及S的收率yR ) ys )求 得A转化率为8 5 %时的分率：=厂 一巧)= 0.064531 + 2%0%+以0%CA = 2CAOyA = 1.288 x IO-2 x 0.06453 x 2 = 1.6623 x I Q-3mol / 1RA = 2.75C4 = 2.75 x 1.6623 x 10-3 = 4.571 x lQ-3mol / l.min其中：0 .4 g0.4R (0.4 + 0.25 + 2A)CA

35、2.750.25g0.25Ss =s (0.4 + 0.25 + 2 .1 0 2.750 4j = - -x 0.85 = 0.1236R 2.750 25丁 = 2 x 0 .8 5 = 0.07727$ 2.752.14在P t催化剂上进行异丙苯分解反应：以A , B及R分别表示异丙苯，苯及丙烯，反应步骤如下：（ 1）A + er = AC T（ 2） Ab = 3cr + R（ 3 ）Bcr B + a若表面反应为速率控制步骤，试推导异丙苯分解的速率方程。解： 根据速率控制步骤及定态近似原理， 除表面反应外， 其它两步达到平衡,描述如下：A + b o A o 七 = 与 % 6A=K

36、APA0VAa = Ba + R rA = k0A - kpR0B%以表面反应速率方程来代表整个反应的速率方程：rA=k0A-k pR0B由于 +% +% =1将 ， 为 代入上式得：KAPAV + KBPBV + % = 1整理得：0V=-1 + KAPA + KBPI!将 ， %， 为 代入速率方程中/ _ KPA %RKBPB _M PA- PBPR)/KPI + KAPA+ K /B 1 + K4P4 + K/JPB I + KAP .+ KBPB其中k=kK. Kp =kK./kKR/TL /X D2 .15在银催化剂上进行乙烯氧化反应：2C2H 2 44 + 02 - L 2Lc

37、H440化作 2(A) + (约)f 2(K)其反应步骤可表示如下：( 1)A + cr = Acr( 2 )B2 + 2cr 2Bcr( 3 ) ACT + Bcr Ra + a( 4 )Ra R + a若是第三步是速率控制步骤，试推导其动力学方程。解：根据速率控制步骤及定态近似原理，除表面反应步骤外，其余近似达到平衡，写出相应的覆盖率表达式：(l)A + cr = Ab 0A = KApA0v(2)B2 + 2cr 2Ba % = KKpK6v(4)R(r R + CT 6r = KRP&V整个反应的速率方程以表面反应的速率方程来表示：rA =布4% - k0R0v根据总覆盖率为1的原则，

38、则有：% + % + % + % = 1或K APAEV + 小 K BP 89V + K Kp K0y + % = 1整理得：APA + JKBPB + K RPR将/ /B,%， %代入反应速率方程，得:其中rA = A PA BPBV - kp RK R% =MPA 历一PRIK(1 + K4P4 + d K BPB + K RPR )风 晒 K = k1kKR2 .16 设有反应A - 5 + 0 ,其反应步骤表示如下:（ 1） A + c r = Ac r（ 2 ） ACT - B a + D（ 3 ） 3 c r = 3 + c r若 （ 1）速率控制步骤，试推导其动力学方程。解：

39、先写出各步的速率式：(1)A + cr = A a(2)4。- B a + D(3)Bcr = 3 + crO=kaAPA% - kdA%-2 = ks0Ar3 = - kaB PAd由 于 （ 1）是速率控制步骤，第 （ 2 ）步是不可逆反应，其反应速率应等于（ 1）的吸附速率，故有：OAPAV dAA =SA整理得：n _ % PA%A _ ks + kdx根据定态近似原则”净=ks0A - kdReK + kaApA0v = 0at儿dB% = 4 S0A + OAPAV =( j I / + BPB) %S+ kaAd ， =(竺 鲁 + 解 / ， ) % kS+ kaA因 为 %

40、+，B + * = 1将以 ， 为 代入上式，化简后得：% =-k-1 +丁1 % + KBPBks + kdA最后将 ， %代入吸附速率式，即为该反应的动力学方程式。kaAPA -kdA4 一 kaAPA上S + kdA卜 KBPB 儿S + &A + OAPA + (ks + &； ) KBPB2 . 17 一氧化碳变换反应：CO(A) + H2O(B) f CO2(C) + H2(D)在较低温度下，其动力学方程可表示为： - -r 二 即APB1 + KApA + Kcpc试拟定该反应的合适的反应步骤。解：根据题意，假设反应步骤如下：(1) A + B)2平均偏差d = 4 .7 % ,

41、结果是令人满意的。3釜式反应器3 . 1在等温间歇反应器中进行乙酸乙酯皂化反应：CH3COOC2H5 + NaOH t CH3coONa + C2H5OH该反应对乙酸乙酯及氢氧化钠均为一级。反应开始时乙酸乙酯及氢氧化钠的浓度均为0 . 0 2 m ol/ I ,反应速率常数等于5 . 6 1 / m ol. m in。 要求最终转化率达到9 5 %。(1)当反应器的反应体积为1 m ， 时，需要多长的反应时间？(2)若反应器的反应体积为2 m % , 所需的反应时间又是多少？_ 4 -羽= 匹 d*A _ 羽 川( 的) 一ki0Ci0(l-XA)2kCA0 1 -XA解：( 2 )2 . 8

42、 3 ho1 0.95= - X -5.6x0,02 1-0.95= 169.6min(2.83/z)因为间歇反应器的反应时间与反应器的大小无关, 所以反应时间仍为3 . 2 拟在等温间歇反应器中进行氯乙醇的皂化反应：CH2CI CH2OH + NaHCO f CH2OHCH2OH + NaCl + CO2以生产乙二醇，产量为2 0 kg / h,榜用1 5 % ( 重量) 的N a H CO s 水溶液及3 0 % ( 重量) 的氯乙醇水溶液作原料，反应器装料中氯乙醇和碳酸氢钠的摩尔比为1 ： 1 ,混合液的比重为1 . 0 2 。该反应对氯乙醇和碳酸氢钠均为一级，在反应温度下反应速率常数等

43、于5 . 2 1 / m ol. h , 要求转化率达到9 5 % 。( 1 ) (1)若辅助时间为0 . 5 h,试计算反应器的有效体积；( 2 ) (2)若装填系数取0 . 7 5 ,试计算反应器的实际体积。解：氯乙醇，碳酸氢钠，和乙二醇的分子量分别为8 0 . 5 , 8 4 和 6 2 kg / km ol,每小时产乙二醇：2 0 / 6 2 = 0 . 3 2 2 6 km ol/ h0.3266x80.5 八一 ”,-=91.11kg/h每小时需氯乙醇：0.95x30%0.3266x84每小时需碳酸氢钠：0.95x15%= 190.2kg/h0 0原料体积流量：91.11 + 19

44、0.2 = 275/ 五氯乙醇初始浓度:反应时间：cJ o1.020.3266x1000- =1.23 I mol/I0.95x275.80.95114C4cB,- X -(1-XA)2 5.2x1.231 1-0.952.968万反应体积：Vr=。9 + 尸) =275.8 x (2.968 + 0.5) = 956.5Zy =K 955 = 1 2 7 5 /( 2 ) (2)反应器的实际体积： f -753 . 3 丙酸钠与盐酸的反应：C2H5COONa + HCl = C2H5COOH + NaCl为二级可逆反应( 对丙酸钠和盐酸均为一级) ，在实验室中用间歇反应器于5 0 等温下进行

45、该反应的实验。反应开始时两反应物的摩尔比为1 ,为了确定反应进行的程度，在不同的反应时间下取出1 0 m l反应液用0 . 5 1 5 N 的N a O H 溶液滴定,以确定未反应盐酸浓度。不同反应时间下，N a O H 溶液用量如下表所示：时间,m in01 02 03 05 0ocN a O H 用量，m l52. 232. 12 3 . 5 1 8 . 9 1 4 . 4 1 0 . 5现拟用与实验室反应条件相同的间歇反应器生产丙酸， 产量为5 0 0 kg / h,且丙酸钠的转化率要达到平衡转化率的9 0 % 。试计算反应器的反应体积。假 定 ( 1 ) 原料装入以及加热至反应温度(

46、5 0 ) 所需的时间为2 0 m in,且在加热过程中不进行反应；( 2 ) 卸料及清洗时间为lO m in； ( 3 ) 反应过程中反应物密度恒定。解：用 A ,B,R,S分别表示反应方程式中的四种物质，利用当量关系可求出任一时刻盐酸的浓度( 也就是丙酸钠的浓度，因为其计量比和投量比均为1： 1)为：g = g = I。 xVNaOHmolll于是可求出A的平衡转化率：XA = XAe x 90% = 0.8 x 90% = 0.72CA = CAO(1 -XA) = X 52.5 x (l- 0.72) = 0.0515 x 14.7mol/I现以丙酸浓度对时间作图：由上图，当CA=O.

47、 0 515X 14. 7m ol /l 时，所对应的反应时间为48 m ino由于在同样条件下，间歇反应器的反应时间与反应器的大小无关，所以该生产规模反应器的反应时间也是48 m ino丙酸的产量为：50 0 k g/h= 112. 6 m ol /m ino所需丙酸钠的量为： 112. 6 /0 . 72= 156 . 4m oi/m in 。原料处理量为：。 = & 。(4。= 156.4/(0.0515 + 52.5) = 57.84/min反应器体积：匕 =0 0 + 幻 =57.84x(18 + 20 +10) = 4512Z实际反应体积：4512/0.8 = 5640/3. 4

48、在间歇反应器中，在绝热条件下进行液相反应：A + B Rr. = 1.1 x 104 AC kmol / m3 .h其反应速率方程为： T式中组分A 及 B的浓度以及CB以k m ol /n h为单位，温度T 的单位为K。该反应的热效应等于- 40 0 0 k J/k m ol 。反应开始时溶液不含R , 组分A和 B的浓度均等于0 . 0 4k m ol /m3,反应混合物的平均热容按4. 10 2k J/m3. K 计算。反应开始时反应混合物的温度为50 ( 1) (1 )试计算A的转化率达8 5% 时所需的反应时间及此时的反应温度。( 2) (2 )如果要求全部反应物都转化为产物R ,

49、是否可能？为什么？解：T = T0 +(：A H r xC尸oX.o)= 323+0 4 x-(-4000) 2 3 + 3 9 Q i4.102 % %d XAA kCACB=C _- a。J 110001.1x10 exp(-323 + 39.01打-= 91.32/iX” )2( 由数值积分得出)T = 323 + 39.01 x 0.85 = 356.2K( 2)若A全部转化为R,即XA= 1. 0 ,则由上面的积分式知，t - 8 ,这显然是不可能的。3. 5在间歇反应器中进行液相反应:A + 3 - C rA =C + B D fp = kCc。BA的初始浓度为0 . Ik m o

50、l /m ： C , D的初始浓度为零，B过量，反应时间为匕时,CA= 0 . 0 55k m ol /m3, Cc= 0 . 0 38 k m ol /m3,而反应时间为 t?时，CA= 0 . 0 1 k m ol /m3,Cc= 0 . 0 42k m ol /m3,试求:( 1) ( 1) k2/k1：( 2) (2 )产 物C的最大浓度；( 3) (3 )对 应C的最大浓度时A的转化率。解：( 1)因为B过量，所以：rA =klCA,rD =k2Cc,rc -rA rD =kxCA -k2Cc恒容时:at( A )( B )( B )式 除 以( A )式得:解此微分方程得:将ti,

51、 CA, C c及t2, CA, C c数 据 代 入( C )式化简得:( C )0.42 x 0.55* 0.38 x 0.F = 0.42 x 0.55 - 0.38 x 0.1解之得：k kX = = 0.525 = k k ( 2) 先求出最大转化率：i( + 卢=0-7425( 3) 产物C的最大收率：( 1 - X ” 百 一(1 一 X 、 )=0.4905kl产物c的最大浓度：Q max = C M max = 0 0.4905 = 0.04914相。 / / /3. 6在等温间歇反应器中进行液相反应At A2- -A3初 始 的 反 应 物 料 中 不 含 &和 A 3,

52、& 的 浓 度 为 2m oi/ I , 在反应温度下k i= 4. Om in_ 1, k2= 3. 6 m in 1 , k3= l . Sm in - o 试求：( 1) (1 )反应时间为l . Om in 时，反应物系的组成。( 2) (2 )反应时间无限延长时，反应物系的组成。( 3) ( 3 ) 将上述反应改为劣 一 今 A 2 0 TA一 43反应时间无限延长时,反应物系的组成。解：根据题中给的两种反应情况，可分别列出微分方程，然后进行求解。但仔细分析这两种情况，其实质是下述反应的特例：(A)当七= 时，( A ) 式变为& o & f A 3 ( B )当占= 0 时，( A

53、 ) 式变为4 - 4 O & ( c )当月= 0 氏 = 0 时， 式变为4 - A2 f A3 ( D )其中式( D ) 即为书讲的一级不可逆连串反应。可见只要得到(A ) 式的解，则可容易化简得到(B ) , (C ) 及(D ) 式的解。对于(A ) 式，可列出如下微分方程组： 以 = A C d t 1 1 1 1 联 田6+立3 -七 。2 / 、d t (2 )由题意知初始条件为:(4 )G孰(0)=40，。式0) =。3(0)= 0联立求解此微分方程组可得：%/由如下式确定:(6 )式中,aP =卜 出 ； + kxk2 + k2kla + /3 = -(A1+ A+ k

54、+ A2)现在可用上述结果对本题进行计算：( 1)A n =4.0min，A； =3.6min-1,A：2 =1.5min-i,A； =0, = lmin由( 5)( 9 )式得CAi =Q.5592mol /1(8 )(9)C“ z = 0.5098/woZ/ZCA3 = 0.931/noZ /1( 2)当t- 8时，由( 5)( 9 )式得CAl - CA2 - 0 CA3 2.0mol/I( 3 )此时为I = 的情况，当时，由左i =4.0min i ,k2 = 1.5min-1,A：2 = 3.6minT 得.以=0CA2 = lA12mol/lM =0.588， 。 / 3 . 7

55、拟设计一反应装置等温进行下列液相反应：A + 2 B R %=%或A 1 / I I)2A + B S目的产物为R, B的价格远较A贵且不易回收，疑问：(1 ) ( 1)如何选择原料配比？(2 ) ( 2)若采用多段全混流反应器串联，何种加料方式最好?(3 ) ( 3)若用半间歇反应器，加料方式又如何？S _ YA. % _ k】CA。B_ 1一 %同 占+ 2七。河J i + 2k 解：(1 )及小由上式知，欲使S增加，需使C低，CB高，但由于B的价格高且不易回收，故应按主反应的计量比投料为好。(2 ) 保证G低，CB高，故可用下图所示的多釜串联方式：(3 ) 用半间歇反应器，若欲使C低，C

56、B高，可以将B一次先加入反应器，然后滴加A .3 . 8 在一个体积为3 0 0 1 的反应器中8 6 等温下将浓度为3 . 2 k m ol / m3的过氧化氢异丙苯溶液分解：C6H5C(CH3)2COH C H3COCH3+C6H5OH生产苯酚和丙酮。该反应为一级反应，反应温度下反应速率常数等于0 .0 8 s ：最终转化率达98 .9% , 试计算苯酚的产量。(1 )(2 )(3 )(4 )(1 )(2 )(3 )(4 )解：如果这个反应器是间歇操作反应器，并设辅助操作时间为1 5 m i n ;如果是全混流反应器；试比较上二问的计算结果；若过氧化氢异丙苯浓度增加一倍，其他条件不变，结果

57、怎样？,XAfdXAJ n 1kA0CA0(l-XA) k i - xA= In- = 56.37s = 0.94min0.8 1-0.989匕 =2o + % ) = 00 (0.94 + 15) = 300Z00 = 300/15.94 = 18.82Z/min苯酚浓度 苯 酚 CAOXA = 3.2 x 0.989 = 3.165mol/l苯酚产量 Q( )C 苯酚=18.82 x 3.165 = 59.56/woZ/min = 335.9kg / h(2 ) 全混流反应器y Q A O - A fr kCA0(l-XA f) k (l-XA f) =-V-r-k-X-A-f) =-3-

58、0-0-x-0-.-0-8-(-1-0-.-9-8-9-) = 0. 2_66 9.s = 116A.02,/7/m m. XAf 0.989苯酚产量 20c 苯酚=16.02 x 3.2 x 0.989 = 50.69/wo min = 285.9 kg / h(3 ) 说明全混釜的产量小于间歇釜的产量，这是由于全混釜中反应物浓度低，反应速度慢的原因。( 4 ) 由于该反应为一级反应，由上述计算可知，无论是间歇反应器或全混流反应器，其原料处理量不变，但由于以增加一倍，故 C笨 酚 也增加一倍，故上述两个反应器中苯酚的产量均增加一倍。3 . 9 在间歇反应器中等温进行下列液相反应：A + 3

59、= 1,6CAkmol I m2, .h2A -。rn = 8.2C1kmol / my .hr 0 及手分别为产物D 及 R 的生成速率。 反应用的原料为A 及 B的混合液， 其中A的浓度等于2 k m ol / m 3 。(1 ) ( 1)计算A的转化率达95 % 时所需的反应时间；(2 ) (2 ) A的转化率为95 % 时，R 的收率是多少？(3 ) ( 3)若反应温度不变，要求D的收率达7 0 % , 能否办到？(4 ) ( 4)改用全混反应器操作，反应温度与原料组成均不改变，保持空时与 (1 )的反应时间相同，A的转化率是否可达到9 5 % ?(5 ) ( 5) 在全混反应器中操作

60、时，A的转化率如仍要求达到9 5 % ,其它条件不变，R 的收率是多少？(6 ) ( 6) 若采用半间歇操作，B 先放入反应器内，开始反应时A按 (1 )计算的时间均速加入反应器内。假如B 的量为I n? , A 为 0 . 4 m ) 试计算A加完时，组分A 所能达到的转化率及R 的收率。解： 第二章2 . 9 题已求出t =0 . 39 6 h=2 4 . 2 3m in(2 )S =R)dCA _ _dCR _ L 6 g = _ 1_ l dt dt dCA _ 1.6CA+16.4C厂l + 10.25gCA =CA0( l- XA) = 2 ( l- 0.95) = OAkmol/

61、 m3CR1 + 10.25g= -ln(l + 10.25C10.25) I L- 0.2305kmol / m3C 0：2305 = ( ) 1 1 5 3R cJ o 2/(3)若转化率仍为0 . 9 5 ,且温度为常数，则 D的瞬时选择性为:, _ 2xS.2CA _ 32.8(1- X J 1 . 6 + 16.4g 34.4-32.8XAD的收率：YD =SDdXA = r 32.8(1- x p . = 0 8 3 4 8A0.7 L A L 34.4-32.8X% ”这说明能使D的收率达到7 0 %(4 )对全混流反应器，若使T =t =0 . 39 5 8h,则有0.3958

62、 =Jc o -CJL 6g +16.4C；解之得：CA=O. 4 4 33XA = A。 A = 0.7784 y 0.95所以： Mo这说明在这种情况下转化率达不到9 5 %O(5 ) ( 5) 对全混流反应器，若 X =0 . 9 5 ,则 R 的收率为:y - 、 x -_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _-L_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ I l IR - A f l + 1O.25CAO(1 - XA f) l +10.25 x 2(1 - 0.95) - ,(6 )依题意知半间歇式反应器属于

63、连续加料而间歇出料的情况。为了求分组A的转化率及R 的收率，需要求出A及 R 的浓度随时间的变化关系，现列出如下的微分方程组：+(i.6 g + 16.4C； )V =。 。 以对 A : dt (1 )对 R:“ (VCR)_L6C y = 0dt A (2 )丫 =% +。 ( / (3)V0=lm3在反应时间(t =0 . 4 0 38h,为方便起见取t心0 . 4 h)内将0 . 4 n? 的A均速加入反Q. = = Im h应器内，故 04采用间歇釜操作时，原料为A与 B 的混合物，A的浓度为2 km ol/ m 3. 现采用半间歇 釜 操 作 ，且/ = 1 / ,匕 =04 /

64、,故 可 算 出 原 料 A 的 浓 度 为 ： (1 + O.4)x2, 3C = -kmol/m“ 0.4由于：d(VCA) c dV VdCAdt A dt dtd(VCQ =c 也 + y &dt * dt dtdt代 入 (1 ), (2 )式则得如下一阶非线性微分方程组:旦=- 1.6CA - 16.4C；dt 1 + t A A(4 )dC Rdt= 1.6gCR1 + t(5 )初始条件：t =0 , CA=0 , CR=0可用龙格- - 库塔法进行数值求解。取步长t =0 . 0 2 h,直至求至t =0 . 4 h即可。用 t =0 . 4 h时 的CA和CR可 以 进 行

65、 A 的 转 化 率 和 R的 收 率 计 算 ：v NA。 必 CAYA -C4VA NAO C，式 中 为所加入的A 的体积，且 VA =0 . 4 m 3； C A 。 为所加入的A的浓度，且CAo=7 km ol/ m3； V 为反应结束时物系的体积，V=l. nf 。c VYR= 同理可以计算出R 的收率： 0 4 。 匕3. 1 0 在两个全混流反应器串联的系统中等温进行液相反应：2A B rA = 68C2xkmol / .hB T R rK = 14C1 5kmol/m3.h加料中组分A的浓度为0 . 2 km ol/ m3,流量为4 m 7 h,要求A的最终转化率为9 0 %

66、 ,试问：(1 ) ( 1) 总反应体积的最小值是多少？(2 ) ( 2) 此时目的产物B 的收率是多少？(3) ( 3 ) 如优化目标函数改为B 的收率最大，最终转化率为多少？此时总反应体积最小值是多少？解：(1 )y _ y ,y _ + 0 0 c A()(*八2 一八1) 一 k2c ia(i - xA 2)2对上式求 dVr / d时=0 可得：1 一 (1 - X 4 2)2将 X 然 =0 . 9 代入上式，则 100(1-XA1)3=1+ XAl解之得XA 1=0 . 7 4 1所以总反应体积的最小值为匕 = % + 匕2468x0.20.741 0.9-0.741(1-0.7

67、41)2 (1-0.9)2= 3.249+ 4.676 = 7.9256 3品=34C； 14gCA1=CAO(1-XA/) = O.O518RBI= 34C； - 14cBi = 0.09123 - 14g l= 匕 =CBI - g oQo RB13.249 CB1即 4 0.09123-14以解得 UFO . 0 0 5 9 9 2 km ol/ m34.676 CK,- CK. CK 2- 0.005992同理 一丁- 34Ci2-14CB2 - 34CA0(l-XA2)2-14CB2解得 CB2=0 . 0 0 1 2 6 km ol/ m3B 的收率:y*j o2x0.001260

68、.2= 1.26%（ 3） 目标函数改为B 的收率，这时的计算步骤如下：对于第i个釜，组分A ,B的衡算方程分别为：对 A :c 4 - i-6 8 1C -CL B i L Bi-1对 B : 34C l-14Cg l当 i = l 时，r -Cj o J i _ T1（ i ）34c2 - 14c当 i = 2 时，C ti _ C42 = r68% 234C2-14C,(2 )(3)(4 )由 （ 1）式解出口代入（ 2 ）式可解出CB 1;由 （ 1）式解出口代入（ 3）式可解出 C1 将 CB 1及 CA 2代 入 （ 4）式 可 解 出 C B 2 , 其 为T I , 7 2的

69、函 数 ，即=/ （ 。4 0 ， 了 1， 7 2 ） （ 5）式中CA O为常数。由题意，欲使C B 2 最大，则需对上述二元函数求极值：de = 0dC,甦 二 08T2联立上述两个方程可以求出J及 T 2 。 题中已给出Q0 ,故由匕 =0） （ 4 +G） 可求出 C B 2 最大时反应器系统的总体积。将 ，J代 入 （ 5）式即可求出B的最高浓度，从而可进一步求出Y fa a X 将 T 1 , T 2 代入CA2,则由XA2 =（ 品-CA2 ） / CA O可求出最终转化率。3. 11在反应体积为4 9 0 c m 3的 C ST R中进行氨与甲醛生成乌洛托品的反应:4NH3

70、+ 6HCHO t （CH2）6N4 + 6H2O式 中 （ A ） NH s （ B ） H C H O , 反应速率方程为：rA = k Cmo l U.S式中儿=142x10 exp（ -3090/T）。氨 水 和 甲 醛 水 溶 液 的 浓 度 分 别 为1. 0 6 m ol /l 和 6 . 2 3m oi /I , 各自以1. 50 c m 7 s的流量进入反应器， 反应温度可取为36 , 假设该系统密度恒定，试求氨的转化率先及反应器出口物料中氨和甲醛的浓度品及CB O解：g o =眄= 2.0326.32 -=3.162mol /1mol / 12 = 2x1.5 = 3.0C

71、A=CAO(1-XA)cm5 / sC/lJ = /J U -4- CAA U aXA. = 3.16 -1.5x 2.03XA.R = 1.42 x 103 exp(-3090/309) = 0.064472 ）。40羽/QoAOAf6 7kCA0(l-XA)(CB 0- CA0XA)23XVr =k g C：490即得. 0.06447(1 - XAf )(3.16 -1.5 x 2.03X” )整理得：X力一 3.075X% + 3.162XA /-1.077 = 02解得：XA f= 0 . 8 2 1反应器出口 A , B 得浓度分别为：CA = CAO(1 -XA) = 2.03

72、X (1 - 0.821) = 0.3634 mol/ICB - CB0 - CA0XA = 3.16 -1.5 X 2.03 x 0.821 = 0.6602 mol/I3. 12 在一多釜串联系统，2 . 2 1 /11的乙醇和1. 8 k g. h 的醋酸进行可逆反应。各个反应器的体积均为O . O b A 反应温度为10 0 C , 酯化反应的速率常数为4 . 7 6X l （ n /m oL m i n , 逆反应（ 酯的水解）的速率常数为1. 6 3X 10 -4 l /m ol . m i no反应混合物的密度为8 6 4 k g/m3, 欲使醋酸的转化率达6 0 % , 求此串

73、联系统釜的数目o解：等体积的多釜串联系统C -C(A)儿 。40 8 一 仅Q1。 ”A , B , C , D 分别代表乙酸，乙酸乙酯和水。由计量关系得:CB g o -（ 。 八0 -）G? = c 口 = c M - CA从已知条件计算出:g o =比空= 6.48 molUC/jo =4.0x6022*864=10.33 mol4.0x460.01x864x60 .T = -= 129.6 mm4.0将上述数据代入（A）式，化简后得到：A l 1 =0.04056。 ； +1.5113以-0.887A l A l(B)若i= l,则（ B）式变为:解之得：G u = 4.364若i=

74、2 ,则 （B）式变为:解之得：。4 2 = 3 2 0若i= 3 ,则 （B）式变为:解之得：。4 3 = 2530.04056C； +1.5113Ci -0.887 = CA(, =6.48mol 11, XAI = 0.3260.04056。 ， + 1.5113C42 -0.887 = C41 = 4.364mol 11, X AI - 0.5060.04056C，+ 1.5113C.,- 0.887 = C A1 = 3.2moZ/Z,XA1 =0.609即：三釜串联能满足要求。3 .1 3以硫酸为催化剂，由醋酸和丁醇反应可制得醋酸丁酯。仓库里闲置着两台反应釜， 一台的反应体积为3m

75、;另一台则为lm3o现拟将它们用来生产醋酸丁酯,初步决定采用等温连续操作，原料中醋酸的0. 浓度为0.15kmol/m3, 丁酯则大量过剩，该反应对醋酸为2级，在反应温度下反应速率常数等于L2m3/h.kmol,要求醋酸的最终转化率不小于50% ,这两台反应釜可视为全混反应器，你认为采用怎样的串联方式醋酸丁酯的产量最大？为什么？试计算你所选用的方案得到的醋酸丁酯产量。如果进行的反应是一级反应，这两台反应器的串联方式又应如何？解：因为反应级数大于1 ,所以联立方式应当是小釜在前，大釜在后才能使醋酸丁酯产量最大。现进行计算：% = 以 。 * = 10。M；。 （1一）2 0。匕2上。 ( 招2)

76、 =3Q。 kCi0(l- XA2)2 Q。二式联立化简后得到：( 将友2=0.5代入)0.5 - 2.75XA1 + 2.5%北 一 X* = 0解之得：XA1=0. 223=kCA0( l- XA l)2v = 1.2x0.15(1-0.223)2x1 = QXA1 rl 0.223 .醋酸丁酯产量=0。4。 、42 - 0-4873 x 0.15 x0.5 = 36.55 mol/h如果进行的是一级反应，可进行如下计算：( 1 ) (1)小反应器在前，大反应器在后:嗑二 go = 1。0。0K2_ GO(2- I)_ 3Qo 狂 。 ( 1-*42)QO联立二式，且将X * 0 . 5

77、代入，化简后得到:X； -3XAI+0.5 = 0解&： XA 1=0 . 1 7 7 1H 1 - X Q J 2 （ 1-。.1771） =5.576 加/ 万所以有： 0.1771醋酸丁酯产量=。0 。4 。 、4 2 = 5.576 x 0.15 x 0.5 = 0.4182 kmoll h( 2 ) 大反应器在前，小反应器在后：V r x 3。0 % 4 1 ) Q )匕2 _ 。4 0 （ * 4 2 -。 4 1 ） _ _J _Qo 4 cA 0 （ 1-以 2 ） Qo解得 XA 1=0 . 3 9 2 4所以有:2o3凝 l-X Q3x1.2（ 1 0.3924）0.392

78、4=5.575m3/h产量同前。说明对此一级反应，连接方式没有影响。3 . 1 4 等温下进行1 . 5 级液相不可逆反应：A f3 + C。反应速率常数等于5 mL 5 / kmoP T h , A 的浓度为2 kmol/ m3 的溶液进入反应装置的流量为1 . S m / h , 试分别计算下列情况下A 的转化率达9 5 % 时所需的反应体积： ( 1 ) 全混流反应器； ( 2 )两个等体积的全混流反应器串联；( 3 ) 保证总反应体积最小的前提下，两个全混流反应器串联。解：( 1 ) 全混流反应器.G/ = 1；5X2X0.95 = 18 0 2 川r kC (l-XA)L5 5 x

79、2 -x (1-0.95严( 2 ) (2)两个等体积全混流反应器串联y 。0 。4 0 * 4 1“一 比 方 ( 产y 。0 。4 0 ( * 4 2 -4 1 )由于匕1 = 匕2 , 所以由上二式得:y _ 鼠 - 瑞 )(l-X .i 严 ( 1 - XA2 严将见=0 . 9 5 代入上式，化简后得到XM=O. 8 2 4 5 , 所以:V _g o g o - A i = 2.379H k C (l-XA l)1-5串联系统总体积为：匕=2匕=4.758( 3 ) (3)此时的情况同( 1 ) , 即匕=18.033 . 1 5 原料以0 . 5 m7 mi n的流量连续通入反应

80、体积为2 0 m?的全混流反应器，进行液相反应：rA=k.CA2R D r口 = k；以 ,CR为组分A 及 R的浓度。 n 为组分A的转化速率， n 为D的生成速率。 原料中A 的浓度等于 0 . lkmol/ m3,反应温度下，ki =0 . lmi nH, k2=l. 2 5 m3/ kmol. mi n, 试计算反应器出口处A的转化率及R的收率。解：Vr 2.0 .r = = = 40 mm0o 0.5CA0XA XAr - CAO(1- X J - 0.1(1- X J所以：XA =0.80,C/t =CAO( l- XA) = 0.02kmol/m3二40即为:100C/I +C-

81、0.08 = 0KCR = 0.02372kmol / m3v CR 0.02372YKR 二c 二- - - - - -0- - - -1- - - - - - - -VAO u=0.23723 . 1 6 在全混流反应器中等温进行下列液相反应：2A rB=kC-k2cBA + C D rD = 43cAec进料速率为3 6 0 1 / h , 其中含2 5 % A , 5 % C ( 均按质量百分率计算) ，料液密度等于0 . 6 9 g/ c m3o 若出料中A的转化率为9 2 % , 试计算：( 1 ) (1)所需的反应体积；( 2 ) ( 2 ) B 及 D的收率。已知操作温度下，k

82、! =6 . 85XW5l/ mol. s ;k2=1 . 2 9 6 X 1 0 V1 :; k3=l. 1 7 3 X 1 0- 5l/ mol. s ; B 的分子量为 1 4 0 ； D 的分子量为 1 4 0o解：因 MB U O ,所以 MA=MC=70AOC0.8871x1000360= 2A6mol / 1QopWc 360x0.69x 0.05 ,Fcrno = = -= OAT74kmoil hMr 70AO0.1774x1000360= 0.4929， 。 / 2(人 -左2c8 ) + k3cAec( 1 )kxCA k2CB( 2 )k3cAec由 ( 2 ) , (

83、 3 ) 式分别得:H l + k2r( 3 )( 4 )Q = 0C0C 1 + %3 7 cA ( 5 )将 ( 4 ) , ( 5 ) 式及上述数据代入( 1 ) 式，可整理为T的代数方程式，解之得T=3 . 831X105S=106. 4 h( 1 )( 2 )YB(1)反应体积匕= 唱 ) =106.4 x 360 = 38300Z = 38.30吸3(2)将T代 入 ( 4 ) 式得。8=1016机。 / ，所以B的收率为:=2C=2XL016= 8 2 .6 0 %C . 2.46Cg对 A 作物料衡算：CAO-CA =2CB+G)所以有：CD = CA 0- CA -2CB =

84、 CA0XA -2CB = 2.46x 0.92-2 x 1.016 = 0.2312mo/y = 02312 = 9 4 0 %所以D的收率为： 2.463 . 1 7 在 C S T R 中进行下述反应:C6H6 + Cl2 C6H5Cl + HCl(C) (M) (H)C6H5Cl + Cl2-C6H4Cl2 + HCl(M) (C)C6H4Cl2+Cl2-(D) (C)(O) (H)3a3 + HCl(T) (H)( 2 )如果 ki / k?=8 , k2/ k3=3 0 , CB6=10. O mol/ 1 ,氯对苯的力口料比=1 . 4 , k =1 1 / mol, ( 3 )

85、T为空时)，试计算反应器出口 B, M , D , T , C的浓度。 各个反应对各反应物均为一级。解.C po = 1 Okmol ItTi, ,k、I k =8,k21k3 30,Cc。 / C= L4 ,= 1分别列出组分B, M , D , T , C的物料衡算式：c -C cKCBCC 1 + CCM : rD : TkC BJ k2cMeck2CcCM k3CDCc2cD= 8cBec8 + Cc30CCM240+ Ccc2 MT：T = Ji G = 30C H2COHCHOHCH3该反应对环氧丙烷为一级，反应温度下反应速率常数等于0 . 9 8 3，原料液中环氧丙烷的浓度为2.

86、 l k m ol / m3, 环氧丙烷的最终转化率为9 0 %o( 1 ) 若采用间歇操作，辅助时间为0 . 6 5 h , 则丙二醇T , 2 的日产量是多少？( 2) 有人建议改在定态下连续操作，其余条件不变，则丙二醇T , 2 的日产量又是多少？( 3) 为什么这两种操作方式的产量会有不同？解 .Vr = ,rA = kCA，k - 0.98/i = 2Akmol/ l,XA = 0.9( 1 ) ( 1 ) 一级不可逆反应：1 , 1t = In- In= 2.35/ik l - XAf 0.98 1-0.9匕= 0 ) ( - 0)= 2(2.35 + 0.65) = 1所以 Q

87、o= O . 1 0 9 m 7 h丙二醇的浓度= A( ) XA = 2,1 x 0,9 = 1.89kmol / m3丙二醇的产量=1.89 x 1/3 = 0.63kmol / h = 15.15A?篦 。 ， / 日( 2) 采用定态下连续操作。 义0.9-J Lk ( l-XA f) 0.98(1-0.9)K =0 0 * 4 /所以 Qo= O . 1 0 9 m 7 h丙二醇的产量=0.109 x 1.89 = Q.2058kmol/h = 4.93稣 / 。 日( 3) 因连续釜在低的反应物浓度下操作，反映速率慢，故产量低。3. 2 3 根据习题3. 1 1 所规定的反应和数据

88、，并假定反应过程中溶液密度恒定且等于1 . 0 2g/ c m3, 平均热容为4 . 1 8 6 k J / k g. K , 忽略反应热随温度的变化， 且为- 2231 k J / k g乌洛托品，反应物料入口温度为25 。问：( 1 ) ( 1 ) 绝热温升是多少？若采用绝热操作能否使转化率达到8 0 % ? 操作温度为多少？( 2) (2 )在 1 0 0 下等温操作，换热速率为多少？解：CA0 -2.Q 3m ol/l,p-1.02kg/I(-AHr) = 22310 / 加( 乌洛托品) =312.30 / 机0/( 乌洛托品)= 78.09/ 小。 / ( 氨)Cp l=4.186

89、kJ/kg.KCA( - A H . ) _ 2.03x78.09 D U 1( 1 ) 绝热升温： p c pt 1.02x4.186由物料衡算式( 见3 . 11解答) ：一1.42 x 103exp(-3090/T)(l - XA )(3.16 - 3.045X4)2由热量衡算式得：T = 29 8 + 3 7 . 13XAO联立求解可得：XA= 0 . 8 5 7 8 0 . 8 , T = 3 29 . 9 K可见，绝热操作时转化率可以达到8 0 %o( 2) T o = 29 8 K , 在 T = 3 7 3 K 下等温操作，由物料衡算式可求出转化率：430X .3 1.42 x

90、 103 exp(-3090/373)(1 - X. )(3.16 - 3.045XA)2所以有：XA= 0 . 9 0 5 2由 ( 3 . 8 7 ) 式可得物系与环境交换的热量：q = UAh(T0-T ) = Qo PCpl (T -To) + Q0CA0XAf (AHr)= 3 x 10 3 x 1.02x4.186(373-298) + 3xIO 3 x 2.03x 0.9052x 78.09= 0.5302V/s由上式知TC T , 说明应向反应器供热。3 . 2 4 某车间采用连续釜式反应器进行已二酸和己二醇的缩聚反应，以生产醇酸树酯。在正常操作条件下( 反应速度，进出口流量等

91、) ，已二酸的转化率可达8 0 %。某班从分析知，转化率下降到7 0 %, 检查发现釜底料液出口法兰处漏料，经抢修后，温度流量均保持正常操作条件。但转化率仍不能提高，试分析其原因。如何使转化率提高到8 0 %?解：根据上述情况，可能是反应器的搅拌系统有些问题，导致反应器内部存在死区或部分物料走了短路，这些均可导致反应器的效率降低，从而使转化率下降。4 管式反应器4 . 1在常压及800C等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应：。6% 。 /+% 一。6 “6 + 。 ”4在反应条件下该反应的速率方程为：r - 1.SCIT Cri ,7molH.s式中CT及CH分别为甲苯及氢的浓度，m o

92、 l / L 原料处理量为2k m o l / h , 其中甲苯与氢的摩尔比等于lo若反应器的直径为5 0 m m , 试计算甲苯最终转化率为9 5 %时的反应器长度。解： 根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程， 原料甲苯与氢的摩尔比等于1,即：。 7 0 = 。 0 , 则有：CT = CH = Cro(l XT)示中下标T 和 H分别代表甲苯与氢，其中：g opT() _ 0.5 x 1.013 xlO5- 8.314 xl03x 1073= 5.68x103 左 机 。 机 3FTO = QOCTO =2/2 = I kmol/h = 0.278 x 10 3kmol / s所以，所需反应

93、器体积为：匕 =2) Cr o1 s r r05 = 0.278x10-31.5(5.68 x IO-3 )t5(l-Xr)-50.4329 x (1一0加 严 -1 = 31006zn3所以，反应器的长度为:3.0060.052x 3.14/4= 1531.1/4 . 2根据习题3 . 2所规定的条件和给定数据， 改用活塞流反应器生产乙二醇,试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3 . 2中已算出：Qo = 275.8/， CA0 = 1.231moZ/所以，所需反应器体积：匕 2。 。f “F V%上 。4 0（1 * 4

94、） （。80 GioXp_ 。 。 X 275.8 0.95 =3136,kCAa 1 - XA 5.2x1.2311-0.95 由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大,这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。4.3 1.013X105pa及20C下在反应体积为0. 5n?的活塞流反应器进行一氧化氮氧化反应：2NO + 。2 - 2NO? fNO = 1.4 x 104 ChOCO2 ,kmol I m2 .s式中的浓度单位为kmol/m3o进气组成为10%N0,1哪 , 9%02, 80%N2,若进气流量为0. 6m7h （ 标准状况下） ，试计算反应器出口的气体

95、组成。解：由N0氧化反应计量方程式可知此过程为变容过程，其设计方程为：K = c p dXA2。叫 1.4X104C；CB （ A）示中A, B分别代表NO和0”由题意可知，若能求得出口转化率，由（ 2. 54）式得：叫匕 v0 一二 JA OXAV .= - - -1 + 力4 0居便可求出反应器出口气体组成。已知：V v. 1SA = = - 5， 以0 = 0-10, JBO = 0.09Qo = 0.6(273 + 20)/273 = 0.644m3/h = 1.7888 xlQ m sF,in0 = = 2.677 x I O? kmol I h22.42.677x10 2 x 0

96、1 =4 159x x k m onm“ 0.644江山吧= 3.743xM. 加 加B 0.644所以，反应速率为：2 2 1Ci0(l-XA)* 2(CB 0- - CA0XA)rA : 1.4 x 104-5-2-用数值积分试差求得：%A=99.7%因此，.= - 9 7 ) = O 3 2 % 1-0.05XA 1-0.05X0.9971-0.05x0.9970.1 + - x 0.1x0,997-2-= 11.546%1-0.05x0.997n Q八二- - - - - . . . . . .= 84.197%3 1-0.05x0.997另： 本题由于惰性气体弗占8 0 % , 故此

97、反应过程可近似按恒容过程处理， 也不会有太大的误差。4 . 4 在内径为7 6 . 2 m m 的活塞流反应器中将乙烷热裂解以生产乙烯：c2H6 o C2H4 + H2反应压力及温度分别为2 . 0 2 6 X 1 05Pa 及 8 1 5 0 进料含5 0 % ( m o l ) C 2 H ” 其余为水蒸汽。进料量等于0 . 1 7 8 k g / s 。反应速率方程如下：一 等 = 机at式 中P A为 乙 烷 分 压 。在 8 1 5 c 时 ，速 率 常 数4 =1.0sT ,平衡常数K =7.49x104尸假定其它副反应可忽略，试求：( 1 ) (1)此条件下的平衡转化率；(2)

98、( 2 )乙烷的转化率为平衡转化率的5 0 % 时，所需的反应管长。解：( 1 ) 设下标A 一乙烷，B 一乙烯，H 一氢。此条件下的平衡转化率可按平衡式求取：K : PBPHPA” (1-0.05X1)2(1-0.05X3= 1 4X1 04 (1-X 4)2(3.743-2.078X 1X10-3(1-0.05XA)3再将有关数据代入( A ) 式:0.5x14x4.159x10 31.789x1()7 - J(1-0.05XA)3 壮 乂(1 -XA )2(3.743 - 2.078XJ ( B )0.09- i x 0.1x0,997-2-= 4.227 %y NO 2 =PiO PA

99、OAVA1 + WAAY/O A0XAi + y% Pi = yp以0 =0.5，SA= =1_ YAO - 丫4 0又4 _ 05(1- XAe )人一1 + %0 %从 - 1 + 0.536YBO-YAOAv =v= _ _“H l + W30-1*0.5*X 4e o s * 、_ _ _ 1 _ _ el + 05X= l + 0.5X“eK_PBPH _ yByHp 20-5XjPA 以尸 (1 + 0 .5 2 ( 1 - X Q鼠=061尸= 7.49*144若以1摩尔CE为基准，反应前后各组分的含量如下:C2H6C2H4 + H2,H2O,X反应前 1 0 012平衡时 1-

100、Xe X e X e 1 2+ Xe因此，平衡时各组分分压为：PXeP / = K P L将其代入平衡式有：P R n2 + XP”二 /0 -匕)2 + XeY X( 一 )2 x 2.026 xlO5/ -1 = 7.49 xlO42 + Xe 2 + Xe解此一元一次方程得-0.61(2) ( 2 )所需的反应管长：首先把反应速率方程变为皿 变1 =舞,kmol/ms以保证速率方程的单位与物料衡算式相一致。已知:n 0.178x0.5 A丽仙,， /F .n =-= 0.0037A7篦0/ / sA 30x0.5 + 18x0.5XNAf = 0 .5 =0.305Ae代入物料衡算式有y

101、 =一户 回产女， _ _I_1_二_ _ _ _叼_ _ _五_ _ _2 + XA. RT0.0037 x 8.314 xl03x 1088 产 口 + %，山=- - - - - - - - - - - - - - - - - - ; - - - - - - I - - - - - -dXlx 2.026 xlO5 上 l - XA其反应管长： 1= 0.13/0.13(0.0762)2x3.14/4= 28.8 机4 . 5 于 2 7 7 , 1 . 0 1 3 义l （） 5 p a 压力下在活塞流反应器进行气固相催化反应:C2H5OH + CH3COOH f CH3COOC2H5

102、 + H2O(A) (B)(P)催化剂的堆密度为7 0 0 k g / m3, 在 2 7 7 时，B的转化速率为:(。 )4.096 x 10-7(0.3 + 8.885 x 10 6 pQ )(pa - pPpQ! 9.8pA)3600(1 + 1.515x10 p),kmol / kg.s式中的分压以P a 表示，假定气固两相间的传质阻力可忽略不计。加料组成为2 3 % B , 4 6 % A , 3 1 % Q （ 均为重量% ） ,加料中不含酯，当 XB=35%时，所需的催化剂量是多少？反应体积时多少？乙酸乙酯的产量为2 0 8 3 k g / h 。解：由反应计量方程式知反应过程为

103、恒容过程，将速率方程变为B组分转化率的函数，其中：PB PB O（ 1 XB） , M = PA O - PB OBPp = PB（） XB， PQ = PQ O + PB O B为求各组分初始分压，须将加料组成的质量百分比化为摩尔百分比，即1 2 . 3 4 % B , 3 2 . 1 % A , 5 5 . 4 5 % Q . 于是有：pB 0= 0.1234 x 1.013 xlO5pA0 =0.3220 x 1.013 xlO5PQ O =0.5545x1.013x10520833600x88x0.35G.Q18Skmol / s将上述有关数据代入设计方程:Wf广也rB采用数值积分便可

104、得到所需的催化剂量：W =L lxlO g其反应体积为：W 1.01 xlO4vr = =700= 14.5/n34 . 6 二氟一氯甲烷分解反应为一级反应：2CHClF2(g) t C2K3)+ 2HCZ(g )流量为2 k m ol / h 的纯C HC l Fz 气体先在预募器预热至7 0 0 , 然后在一活塞流反应器中7 0 0 等温下反应。在预热器中C HC 1 F2 已部分转化，转化率为2 0 % 。若反应器入口处反应气体的线速度为2 0 m / s , 当出口处( ： 氏，2的转化率为4 0 . 8 % 时，出口的气体线速度时多少？反应器的长度是多少？整个系统的压力均为L 0 1

105、 3 Xl ( ) 5 p a , 7 0 0 C 时的反应速率常数等于0 . 9 7 s 若流量提高一倍，其余条件不变,则反应器长度是多少？解：反应历程如下图所示：- - - - - - - - - - - - 反应器 - - - - - - - - - - - - 预热器温度 To - Tin Tf-TiN线速度Uo Uin Uf转化率 xA O= o XM XA,f该反应为变容过程，其中HIO=1A=1/2,2A-B + 2CUo = P .(l一 X；0) = 2(l 0.20) = L60.2 = 0.2VA /耳。 =22产型= 。 (1 一 X ) = 2( 1 - 0.408

106、)= 1.184FBf = -FA0XAf = -* 2 * 0.408 = 0.408 2Fc f =2*0.408 = 0.816Ft = 2.408凡 2.408Mo 居0 2.2=1.0945uf =1.0945* 20 = 21.89/n/s由 ( 2 . 5 0 ) 式知：Q=Q0(l + yA03AXA)=0(1 + 3 4 * 4)由已知条件，且考虑温度的影响可算出转化率为零时的线速度:(1 + y A A,in201 + 0.5x0,20 7；区 = 18.18/w/s其出口处气体线速度为:T.ui = 0(l + yAAXA)- = 18.18(1 + 0.5 x 0.40

107、8) = 21.89m/sJT由设计方程计算出反应器长度:*XA fkC A ,in%1 一 招I+O.5X4那么需求出以反应器入口为基准的出口转化率XA f0据XA=FA O-FA/FA O,可求出FA. i n = l . 6 k m ol / h , FA f= l . 1 8 4 k m ol / h , 所以，XA f= ( l . 6 - 1 . 1 8 4 ) / 1 . 6 = 0 . 2 6 . 因而有：L = % (l + 0.5)In-k 1XA一 0.5打0.26 =-20-(0.452 - 0.13) = 6.63m0 0.97这是由于反应器的截面积没有固定，固定的是

108、反应气体的线速度等条件，因此,当流量提高一倍时，而其余条件不变，则反应器的长度并不变，只是其截面积相应增加。4 . 7 拟设计一等温反应器进行下列液相反应：A + B R ,，R = kC g2A t S,rs= 无2。 ：目的产物为R , 且 R 与B极难分离。试问：( 1 ) (1)在原料配比上有何要求？( 2 ) (2)若采用活塞流反应器，应采用什么样的加料方式？( 3 ) (3)如用间歇反应器，又应采用什么样的加料方式？解：对于复合反应，选择的原则主要是使目的产物R的最终收率或选择性最大，根据动力学特征，其瞬时选择性为：S = -1 + 2k 人 / kQ B由此式可知要使S最大，CA

109、越小越好，而CB越大越好，而题意又给出R与 B极难分离，故又要求CB不能太大，兼顾二者要求：( 1 ) 原料配比，如果R 与B极难分离为主要矛盾，则除去第二个反应所消耗的A量外，应按第一个反应的化学计量比配料，而且使B组分尽量转化。( 2 ) 若采用P F R , 应采用如图所示的加料方式，即A组分沿轴向侧线分段进料,而 B 则在入口处进料。( 3 ) 如用半间歇反应器，应采取B一次全部加入，然后慢慢加入A组分，直到达到要求的转化率为止。4. 8 在管式反应器中40 0 等温下进行气相均相不可逆吸热反应，该反应的活化能等于3 9. 7 7 k J / m o l 。 现拟在反应器大小，原料组成

110、及出口转化率均保持不变的前提下( 采用等温操作) ，增产3 5 %, 请你拟定一具体措施( 定量说明) 。设气体在反应器内呈活塞流。解：题意要求在反应器大小，原料组成和出口转化率均保持不变，由下式:匕/2=g。,dXA% kf(XA)可知， Q 。 与反应速率常数成正比，而改变反应温度又只与k 有关，所以，提高反应温度可使其增产。具体值为:39770QOIQQI =zk2/klAe 831丹1 + 0.35397704 6 -8 .3 1 4 *6 7 3= 1.35解此式可得：T2= 7 0 2 . 7KO即把反应温度提高到7 0 2 . 7 K 下操作，可增产3 5 %。4. 9 根据习题

111、3 . 8 所给定的条件和数据，改用活塞流反应器， 试计算苯酚的产量，并比较不同类型反应器的计算结果。解：用活塞流反应器：匕/ 。 。 = 以d XA kCA0( l- XA)1 - A将已知数据代入得:0.3 1 , 1 - In-Qo 0.08 1-0.989解得：a)=0.319/ / m i n ,所以苯酚产量为:FAOXA = QaCA0XA = 0.319 x 3.2 x 0.989 = 1.01kmol/min=1.09 x 941g /min = 94.99Ag /min由计算可知改用P F R 的苯酚产量远大于全混流反应器的苯酚产量，也大于间歇式反应器的产量。但间歇式反应器若

112、不计辅助时间，其产量与P F R 的产量相同（ 当然要在相同条件下比较） 。4. 1 0 根据习题3 . 9 所给定的条件和数据，改用活塞流反应器，反应温度和原料组成均保持不变，而空时与习题3 . 9 （ 1 ）的反应时间相同，A的转化率是否可达到95 %? R的收率是多少？解：对于恒容过程，活塞流反应器所需空时与间歇反应器的反应时间相同,所以A的转化率是可以达到95 %的。R的收率与间歇反应器时的收率也相同，前已算出收率为1 1 . 5 2 %。4. 1 1 根据习题3 . 1 4所给定的条件和数据， 改用活塞流反应器， 试计算： （ 1 ）所需的反应体积；（ 2 ）若用两个活塞流反应器串联

113、，总反应体积是多少？解：（ 1 ）用 P F R 时所需的反应体积： 。 以 记 热 产 二 喈 口 一招产t1.5x2000 050.5x0.1581_ 1 = 1.47m3（ 2 ）若用两个P F R 串联，其总反应体积与（ 1 ）相同。4. 1 2 在管式反应器中进行气相基元反应：A + B C ,加入物料A为气相,B为液体， 产物C为气体。 B 在管的下部， 气相为B 所饱和，反应在气相中进行。已知操作压力为1 . 0 1 3 X 1 06P a , B的饱和蒸汽压为2 . 5 3 2 X l ( ) 4p a, 反应温度3 4 0 , 反应速率常数为1 0 2 m 3 / m o l

114、 . m i n , 计算A的转化率达5 0 % 时，A的转化速率。如 A的流量为0 . l n ? / m i n , 反应体积是多少？解：此反应为气相反应，从化学计量方程式看，是变容反应过程，但气相中PB为常数，故可看成恒容过程。假定为理想气体，其中：pB = 2.532 x 104 Pa,k = 100/w3 / mol.min = 105Z M3/ kmol.minPAO = (1.013 -0.2532) x lO5 , = pA0(l- XA)CB =含=2.532x 104 /(8.314x 103 x 613) = 4.97 x lkm ollmiA RT 8.314 xl03

115、x 613 A当XA=50%时，A的转化速率为：RA = kCACB = 105 x4.97xIO、x0.0149x ( l- 0.5) = 3.7kmol/m3.min当 QO A = O.lzw3/ min 时，QOB = 0.1 x 0.2532/ 0.7598 = 0.033m3/ min所以，Qo=QoA+QoB=O33m3/min此时所需反应体积为：，Do 4。J o A gg kCB J 1 -XA0.133 , 1=-；- Hn-4.97x10 3 xlO5 1-0.5=1.85 xlOm3 =0.185/4 . 1 3 在一活塞流反应器中进行下列反应：A-0两反应均为一级，

116、反应温度下, 冗= 0 . S O m i n _1, k2= 0 . 1 0 m i n- 1o A 的进料流量为3 m / h,其中不含P 和 Q , 试计算P的最高收率和总选择性及达到最大收率时所需的反应体积。解：对一级连串反应可得如下关系是：%=一 招 卢 为 一 a X 1If / k / (A )若求最高收率，即令：dYpldXA = 0?可得到：a 1 (X =1- 氏 / 占 产 出=1 - ( 活尸=0,8076将(XA). 代入(A ) 式得最高收率： , 尸 小一1 一0.1/0.3P的总选择性：(1 - 0.8076)。 。3-(1-0.8076) = 57.84%S

117、=(V p)m ax_ 05784 (XA)m 0.8076= 71.62达到最大收率时的反应体积为:匕= 。 。 以 广kxcM(y - xA)-In-60x0.30 1-0.8076= 0.275/4 . 1 4 液相平行反应：A + B P,rp = C ACkmol / m3 .min“(A + 3) .Q ,q = 3C lkmol / /w3 .min式中。 为化学计量系数。目的产物为p 。(1 ) ( 1)写出瞬时选择性计算式。(2 ) ( 2)若。 =1 , 试求下列情况下的总选择性。(a) ( a )活塞流反应器 C A o = C B o = 1 0 k m o l / m

118、 C A f= C B f= l k m o l / m 3 ；(b ) ( b)连续釜式反应器，浓度条件同(a) ；(c) ( c )活塞流反应器，反应物A 和 B的加入方式如下图所示。反应物A从反应器的一端连续地加入，而B则从不同位置处分别连续加入，使得器内处处B的浓度均等于l k m o l / m 反应器进出口处A的浓度分别为 1 9 和 l k m o l / m3oJ 一 gC - 1(-/?A) CAC + a C l + aC5CB(2 ) 若。=1 ,求下列情况下的总选择性。( a ) 活塞流反应器， 因 为CM=CB。 ,其化学计量系数相同，所 以CA=CB,则有So or

119、r=-rj o -CA f(b ) 连续釜式反应器M(-SP)dCA = l/o -i 0 3 2 6SO OP P S Ppji 0.5l + C f 2(c) P F R , 且B 侧线分段进料，器内B的浓度均等于I k m o l / m , 则 1 +。产1 忆19-1 1 + C；0-5= 0.7324 . 1 5 在活塞流反应器中等温等压(5 . 0 6 5 X 1 04P a) 下进行气相反应：A t P,rp - 5.923 x I Q 6pAkmol/ m3.minA T 2 Q /Q -1.777 x 10 spAkmol/ m3.minA 3R,rR = 2.961 x

120、10 6pAkmol/ m3.min式中PA为A的分压P a, 原料气含量A 1 0 % (m o l ) , 其余为惰性气体。若原料气处理量为1 8 0 0 标准m / h, 要求A的转化率达到9 0 % , 计算所需的反应体积及反应产物Q的收率。解：此反应为复合反应系统，一般需要多个物料衡算式联立求解，方能解决问题。但这里三个平行反应均为一级，可简化处理。其组分A的总转化速率为：& = 4 + . = (0.5922 + ；x 1.777 + 1 x 0.2961)x 10 5P. = 1.5794x 10 5PA又为变容过程：_ 0.5922 _ 1.777 . 0.2961A 1.57

121、94 1 2x1.5794 2 3x1.5794 3其中bl =0,& =1,& = 2 ,所以有名 = 0.6875- - ( l - X , 5.065x1()4x0 iQ X)5.065x1()3(1 XQPA l + S .y .aXA - - 1 +0.6875x O . l X , - 1 + 0.06875X.口 1800x0.1 .F,n = -= 0.1339kmol / mm“ 22.4x60所需反应体积为：y = FdXA p 厂 1 + 0.06875X/X4r AoJ 1 .5 7 9 4 x 1 0 - 5A0 X i .5794x 10 5 x 5.065x 10

122、3(1 -XA)n 1339 1 = - (1 + 0.06875)In 0.06875x0.9 -0 = 4.22/w38x10-2 1-0.9 JVAr 1 5rQ - x 1.777 xlO-Ay _ 丫2 _ 2_ _ 0.5626产物 Q 的收率：Q RA 1.5794X10 54 . 1 6 在充填机催化剂的活塞流反应器中进行苯（ B ） 氧化反应以生产顺丁烯二酸酎（ M A ） ：B-MA-CO,CO2,H2OB- CO,CO2,H2O这三个反应均为一级反应，反应活化能（ k j / m o l ）如下：E k 7 0 8 0 0 , E2= 1 9 3 0 0 0 , E3=

123、1 2 4 8 0 0指前因子（ k m o l / k g . h. P a）分别为A 产 0 . 2 1 7 1 , A2= l . 3 7 2 X 1 08, A3= 4 7 0 . 8反应系在1 . 0 1 3 X 1 05P a和 7 0 4 K 等温进行。原料气为苯蒸汽与空气的混合气， 其中含苯1 . 8 % （ mo l ） o现拟生产顺丁烯二酸酎1 0 0 0 k g/ h ,要求其最终收率为4 2 % 。假 设 （ 1 ）可按恒容过程处理；（ 2 ）可采用拟均相模型。试计算（ 1 ）苯的最终转化率；（ 2 ）原料气需用量；（ 3 ）所需的催化剂量。解：（ 1 ）由题意知：-d

124、CB /dr = （kt + k3）CB f 解之得：Jc - jc o匕0一 伍1 +3 ）汇或：l - Xl i= - = e-(k+k3)TGo且：dC M A= klCB k2CMA = kxCBVle H2NCH2CH2OHH2NCH2CH2O H+C2H4O -H N (C H2CH2OH)2HN(CH2CH2OH)2 + C2H4O N (CCH2CH2OH )3反应速率方程为：一 一 一- -A = k C AC B , 2 = k 2cMe B，3 = kC )C B该反应系在等温下进行，目的产物为一乙醇胺。(1 ) ( 1)请你提出原料配比的原则，并说明理由。(2 ) (

125、2)选定一种合适的反应器型式和操作方式。(3 ) ( 3)根 据 (2 ) 的结果，说明原料加入方式。(4 ) ( 4)反应时间是否有所限制？为什么？解：(1 ) 若提出原料配比原则，应分析其动力学特征。这里以B为关键组分，目的产物M的瞬间选择性：MS =k g _ |_ k2cM +k g A k g A由此看出G增大时，则 S也增大，无疑，相对来说CB减少。也就是说配比原则是：允许的条件下，尽量使A 过量。(2 ) 根 据 (1 ) 的结果，可选活塞流反应器，并使B从侧线分段进料，而 A 从进口进料，采用连续操作，如图所示：(3 ) 加料方式如(2 ) 中的图示。(4 ) 反应时间即停留时

126、间有限制，因为目的产物M为中间产物， 存在最佳收率,为达到最大收率，须控制最佳反应时间。4 . 1 9 现有反应体积为l m ? 的活塞流反应器两个，拟用来分解浓度为3 . 2 k m o l / m3的过氧化氢异丙苯溶液以生产苯酚和丙酮。该反应为一级不可逆反应，并在86等温下进行，此时反应速率常数等于0 . 0 8 s : 过氧化氢异丙苯溶液处理量为2 . 4 m3/ m i no试计算下列各种情况下过氧化氢异丙苯溶液的转化率。(1 ) ( 1)两个反应器串联操作；(2 ) ( 2)两个反应器并联操作，且保持两个反应器的原料处理量相同，即均等于 1 . 2 m3/ m i n ；(3 ) (

127、 3)两个反应器并联操作，但两者原料处理量之比为1 ： 2 , 即一个为0 . 8 m3/ m i n , 另一个则为 1 . 6 m3/ m i n ；(4 ) ( 4)用一个反应体积为2 n ? 的活塞流反应器替代；(5) ( 5 )若将过氧化氢异丙苯的浓度提高到4 k m o l / m ：其余条件保持不变,那么，上列各种情况的计算结果是否改变？相应的苯酚产量是否改变？(6) ( 6 )比较上列各项的计算结果并讨论之，从中你得到哪些结论？解：(1 ) 两个反应器串联操作如图示：总反应体积为:fi dX 4(一七)B ocxf dX A( RA)将有关数据代入即得:匕 = 匕1 +匕2 =

128、心 。-0.08x2XAf = l-ek T = 1 -6 =98.17%(2 ) 结果同(l ) o(3 ) 第一个反应器，2 ) i = S 机3min,-0.08居 =1 -。 诵面=0.9975而第二个反应器，。2 = L6加3 /min ,-0.08* 4 2 = 1 e际 = 0.9502两个反应器出口混合后：X ,x 0.9975 + -x 0.9502 = 0.96603 3( 4) 用一个反应体积为2n ? 代替，其结果同( D oY _ 1 _ 0kT( 5) 当 提 高 到 4k m ool / m 3时，由“犷一1 一。 可知，转化率与量无关，所以，上列各种情况计算结果

129、不变，而对苯酚产量：( 以摩尔流量表示)F=FAOXA=QOCAOXA说明苯酚产量与品成正比，即产量增加。( 6) 从上列各种计算结果比较看出：( a ) 几个P F R 串联与用一个大的P F R ,只要保持二者的总体积相同，其效果是一样的。( b ) 在并联时，只要保持匕1 / 0 . = 匕2/ 0 ) 2,其结果也是相同的。但匕1 / 0 ) 1 。匕2/ 。0 2时，其总转化率是下降的。( c ) 对一级反应最终转化率与心无关，但目的产物的产量与CA O成正比关系。4. 20 在活塞流反应器中绝热进行丁二烯和乙烯合成环乙烯反应:C再 6 + C 2 H 4-。6 %。该反应为气相反应

130、，反应速率方程为：rA = kC AC B=3.16xl07exp(-13840/T),Z/moZ.5进料为丁二烯与乙烯的等摩尔混合物，温度为440 C 。操作压力L 0 1 3X l ( ) 5p a 。该反应的热效应等于-1 . 256X 1 05k J / m olo假定各气体的热容为常数， 且 CP A= 1 54,CP B=85.6, CP R=249,单位为J / m ol . K 。要求丁二烯的转化率达1 2% ,试计算( 1 ) (1)空时，平均停留时间及出口温度；( 2) (2 )若改在440 下等温进行，重 复 ( 1 ) 的计算；( 3) ( 3) 440 C 下等温反应

131、时所需移走的热量。解：( 1 ) 此反应为绝热变温变容反应，空时：T=K=C. 四 =1户(1 + 1 酒厅加，。 。kCACB m - XA)T0/T)2平均停留时间：、 匕= 匕 =1.(1+4心 一 一Q Qn(l + 3AyA0XA)(T/T.) k (l-XA)TJT)出口温度：T = TO+ 4 XA, 已知：=0 5,AO = 0 8 0，2 4 =1 2/1 = 1 ,并假定选入口温度440 C 为基准温度， 题给为440 C 下的热效应。 若以I m ol A为基准,则:A +反应前 1XA 1-XABT R1 01-XA XAz22-XA所以，当XA=O. 1 2时,yA=

132、 y/ f= ( l- 0.12)/(2 - 0.12) = 0.468=0.12/(2-0.12) = 0.064CP, = 154 x 0.468 + 85.6 x 0.468 + 229 x 0.064 = 128AJ/mol.K-AHr = 1.256 x10s J/mol丸 = _ y ) = 0.5x1.256x105 = 52i 5一 + - 128.1(1-0.5x0.12) ,PAO 1.013x1()5x0.5人 。 一百一8.314 xl03x 713将数据代入并用数值积分得：= 8.544 x 10 kmol/m31T- 8 . 544x 1 0 31 2_ _ _ _

133、 _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _( l -0 . 5X J2J X471s黑 京7 1 37 1 3 + 521 . 5XAA=68 . 1 s18 . 544 x I O3j0.123. 1 6x l 07e x p (l-0.5XA)dXA1 38 407 1 3+ 52L 5XA) ( 1 - X” 汽7 1 37 1 3 + 52L 5X %)=67 . 5sT = 27 3 + 440 + 521 . 5 x 0 . 1 2 = 775.6K在 440 下等温反应k = 3.16 x 107exp(-13840/

134、713) = 0.117广 1 K I2(1-0.5X J2JX4T - 8.544 x 10 3 x 0.117 _ _ (1-XA)2(2)8.544x10 3 x 0.1172(-0.5)(l - 0.5)ln(l- XA) + (-0.5)2 XA(l-0.5)2X4ll0.12If0= 128s 严(1 OSXjdX.8.544xIO 3 x0.117 1 -(1-X .)21 r(i - o .5 )x48.544 x 10- 3x 0.117 L 1 -XA+ 0.51nl - XA0.120= 132sT = 440 + 273 = 713K( 3)440 等温反应，需移走热量

135、，如果忽略由于反应造成的各组分的变化所引起的热容量变化，则若维持等温反应必须移走反应所放出的热量：q(-Hr)7l3(-RA)dVr=(-Hr)ll3FA(dXA= 1 . 2 5 6 x 1 0s x 0 . 1 2 斤 4 0 = 1 . 5 0 7 x 104FA0J/h其中限的单位为m o l / h4 . 2 1 环氧乙烷与水反应生成乙二醇，副产二甘醇：C2H4O + H2O - C H2OHCH2OHC2H4O+CH2OHCH2OH (CH2CH2OH )2 o这两个反应对各自的反应物均为一级，速率常数比k 2 / k 1 为 2 , 原料中水与环氧乙烷的摩尔比为2 0 , 且不含

136、产物。( 1 ) (1)选择何种型式的反应器好？( 2 ) (2)欲使乙二醇的收率最大，转化率为多少？( 3 ) 有人认为采用活塞流反应器好，乙二醇收率高但环氧乙烷转化率低，故建议采用循环反应器以提高总转化率，你认为这种建议是否可行？如果循环比w=2 5 , 并使空时与第( 2 ) 问的空时相等，则此时总转化率及乙二醇的收率是提高还是降低？解：（ 1 ）为解决问题方便，选 H Q （ B ） 为关键组分，环氧乙烷，乙二醇分别用A和 Q 表示。则乙二醇的瞬时选择性为：1VL4分析可知欲使S t必须使CB 3 即使4 0 过量，因而选P FR , 且水从反应器入口进料，而环氧乙烷从侧线分段进料，相

137、对来讲可使CB更大。（ 2 ）对水，乙二醇，二甘醇（ E ）为连串反应，存在最大收率（ 对乙二醇而言） ,此反应为液相反应可视为恒容过程，根据速率方程有：KB kC B （ A）因= CB O（ 1_XB） ， 0Q = CQQ ,故上式又可写成：二 i dXB 1 -招 ） （ B ）初始条件XB=O, Y8=O,解此一阶线性常微分方程有：Q Hk J 此 （ C）dYf）- = 0令ex B 有：XBm =1一 （ 务） （ -/）= I_ 2 （I- 2 ）= 0.5本题给原料中水与环氧乙烷的摩尔比为2 0 , 其转化率是不可能达到这最佳转化率的。但它告诉我们，当CA= 0时，为乙二醇的

138、最大收率，即：c . =c.o - 。80*笈 +- y?) = o1 = 2 登 淖 YQ解： CA 0(D)龌=20又因为：nB: nA=2 0 : l , 所以有CAO代入可得：ye=2XB-0.05 （ E ）将 （ E ）式代入（ C ）式化简后可得：X： + XR0.05 = 0D D解此一元二次方程得：XB= 0 . 0 4 8 , 也就是说欲使乙二醇收率最大，关键组分水的转化率为4 . 8 %o（ 3 ）有人建议采用循环反应器，以提高转化率是不行的，因为增加了返混，降低了反应速率，反而使XB降低。如甲=2 5 时，可视为C S T R , 当空时与（ 2 ）中的空时相等时，使总

139、转化率下降，且使乙醇收率降低。4 . 22有 一 自 催 化 液 相 反 应A- P ,其 速 率 方 程 为RA = kCACpkmol/ m3.min ,反 应 温 度 下 ，k = 1疝 /hnol.m in,CAO = 24机。 ”机3 每小时处理 0 0 0 m o i 原料，其中A占9 9 % ( m o l ) , 其余为P 。要求最终转化率为9 0 %o( 1 ) (1)为使所需反应体积最小，采用何种型式反应器好？并算出你所选用的反应体积。( 2 ) (2)如果采用循环反应器，请确定最佳循环比及反应体积。( 3 ) (3)当循环比w = 8 时，反应体积为多少？( 4 ) (4

140、)当循环比w = 0 时，反应体积为多少？解：( 1 ) 从自催化反应动力学特性可知，速率RA随 Q的变化存在极大值，与尹= g+ C p o)_2 yl =0令：d CA C/io+Cpo 2 + 0.02 Air . . 3(C ) = -睑 =-= l.Olkmol / m所 以 4 2 2或：(XA t = 1 - CA /C40 = 1 -1.01/2 = 0.495其最大速率：( 一 氏4)8 =kCACP = 左。4(。40+。-0 - ) = 1.01(2.02 1.01) = L02R/Mo/zw3.min故采用两器串联可使反应体积最小，如图示，以极值处为两器的分界线。= _

141、 % o(X，8_： 1x0.99x0.495- 匕 (1 - XAao )(CP0 + CA0XAJ _ 60 x 2(1 - 0.495)(0.02 + 2 x 0,495)=0.008/篦 sV = FF dXA _ 砥 。9 % 40 JxA a D 2(1 - XA)(0.02 + 2XA) 2x2 .495(1 XA)(0.01 + XA)0.99 1 . 0.01+ X4-In-60x41.01 1 -XA0.90.495= 0.009帆 3所需最小总体积：匕= L +% =0008 + 0.009 = 0.017/( 2 ) 如采用循环反应器，如图示：其基本设计式：匕/。 (1

142、+晓蓝dXA(1 + 叫2k C (l-XA)(j3 + XA)(A)式中B=CP/CA= O .O L为求最佳循环比，令：-dV-r =JF_ 产“ dXA 17 n , 、 1 dXAl n4W 4(, L (- &) - F4.n (l + 哈-d-= 0(B)X，* 可又 因 为41 1 + - ,所以dy/ (1 + -产将 式 ( C) 代入式( B ) 整理得：CXA f dX A _ / y _ Y、 1JY M /( -&D 、) 72 14f “ A l，- RDA(*AI)fX _dXA_ * 4 / _ XA1 _即：k C l- XA)(p + XA) = k C l

143、- XA i) + XA l)积分化简后得：1 ，+ 羽 : X . X/H1 + 0 i - x . xA l(i - xA i)( + xA i)(C)(D)Al 1 ,将 1 + U代 入 ( D ) 式，整理得：加 ( /+ X4/)+ 4(1 -XV) = (1 + 犷) (1+ 6 )14/11(1 _ * 疗 ) + 叭 0 + X) _ . +叭 B + X / ) 1+叭1 - X)十(E)将 # = 0.01,牙M =.9代入化) 式化简得：.0.91(1 + 0.1) 0.909(1 + )In-= -0.001 + 0.091% (0.01 + 0.91.)(1 + 0

144、.1.)试差求得：- = 0 4 1 ,即为最佳循环比。所以，对 ( A ) 式积分得少二4 1时的反应体积：y 既 。 (1 + 8n 0.909(1+ 川r A C ： o ( l + P ) ( 0 . 0 1 + 0 . 9 1 ) ( 1 4 - 0 . 1 )( 3 ) 当循环比沙=00时，即为CS T R , 反应体积为0.99x1.4160x2* 2xl,0160 X 22(1-0.9)(0.01 + 0.9)( 4 ) 当循环比 = 时，即为P FR , 反应体积为MX -2：2-(-l-X-d-X-,- - = -0； -.-9-9- - I, n-0-.-0-1- +-X

145、-.- 0 . 9 = ,0、.心0 2。8m3-4)(0 . 0 1 + X4) 6 0X22(1 + 0 .0 1 ) l - XA 04 . 2 3 在常压和2 3 0 0 C下在管式反应器中进行纯度为9 0 % 的甲烷高温热裂解反应：C 4 二。2 4 一( 0 )其速率方程为:x 3.21 = 0.018m30.99x0.9=0.04ZH3 。+ 凡其速率常数为:试问:( 1 )( 2 )( 3 )( 4 )( 5 )( 1 )( 2 )( 3 )( 4 )( 5 )dCA=KgdB -L k C -k Cdr 2 = k2CB- k3CDdr= 4.5xl013 exp(-4580

146、0/T),s-1& = 2.6x108 exp( 20100/T),s=1.7xl06exp(-15100/T),s若以C2 H 4 为目的产物，忽略第三步反应，C2 H 4 的最大收率为多少？若考虑第三步反应，C N的最大收率是否改变？用图表示各组分浓度随空时的变化关系。若改变甲烷的进料浓度，产物分布曲线是否改变？若改变反应温度，产物分布曲线是否改变？若提高反应温度，C2 H 4的收率是增加还是减少？乙烘的收率是增加还是减少？解：由化学反应计量关系式可知，本反应是一个复杂的变容过程，计算是较复杂的。但是，实际上该高温裂解反应，为得到中间目的产物，通 常XA只有百分之几，所以为便于计算和讨论，

147、本题可近似看成恒容过程。( 1 )( 2 )( 3 )(1)若忽略第三步，C 2 H 4 的最大收率：Y _ 1 8.37 X 1Q- y .05x105/(37xl05-1.05x105) _ 7 -0.143 _ 0 743k2 1.05 xl()5(2)若若虑第三步反应，C 此的最大收率不变，与 ( 1 ) 相同。(3)用图表示各组分随空时的变化关系，由动力学数据可导出C-i r k2 A0Al1 k2D kx- k2( k21 1 4 3)因题中未给出原料的其他组分，现假定原料中不含产物，则最终产物C或 H z 的浓 度 据 物 料 衡 算 导 出 ， 如 c( 这 里 假 定 碳 的

148、 拟 浓 度 ，用 C c表示)-C-2co绘 =1-Cy - 2C *- 2C/=/-七或： 4 0 J o J o因此，各 组 分 & / 加 T 的关系可据上式做出，其示意图如下：( 4 ) 若改变甲烷的进料浓度，产物相对浓度分布曲线趋势不变，但产物浓度的绝对量是变的。(5 )若 改 变 反 应 温 度 ，产 物 分 布 曲 线 改 变 。若 提 高 反 应 温 度 ，有利于活化能大的 反 应 ，所 以GH,的 收 率 增 加 ，而 乙 快 收 率 减 少 。4 . 2 4温 度 为1 0 0 0 K的 纯 丙 酮 蒸 汽 以8 k g / s的 流 量 流 入 内 径 为2 6 m m

149、的活塞流反 应 器 ，在 其 中 裂 解 为 乙 烯 酮 和 甲 烷 ：CH3COCH3 - CH2CO + CH4该 反 应 为 一 级 反 应 ，反 应 速 率 常 数 与 温 度 的 关 系 为 ：InR =34.34-34222/7k的 单 位 为s - o操 作 压 力 为1 6 2 k P ao反 应 器 用 温 度 为1 3 0 0 K的 恒 温 热 源 供 热 ，热 源 与 反 应 气 体 间 的 传 热 系 数 等 于1 1 0 W / m2K,要 求 丙 酮 的 转 化 率 达2 0 %。各 反 应 组 分 的 热 容( J / m o l . K )与 温 度( K )的

150、 关 系 如 下 ：CH3COH3: Cp = 26.63 + 0.183T - 45.86 x 10 6T2CH.CO : Cn = 20.04 + 0.0945T - 30.95 xlO-6/12CH4 : Cp = 13.39 + 0.077T -18.71 x 10 6T22 9 8 K时 的 反 应 热 等 于8 0 . 7 7 k J / m o lo( 1 ) (1)计 算 所 需 的 反 应 体 积 ；( 2 ) (2)绘 制 轴 向 温 度 分 布 及 轴 向 丙 酮 浓 度 分 布 图 。解 ：此 反 应 为 非 绝 热 变 容 变 温 反 应 。其中7； =1000K;或

151、=1300K;d, =0.026切必=58;FA0 = 8000/58 = 137.93moZ/s;U =U0W /K.s;(AZ/r)2 9 8 =80.77切 / 加 加 。 现 选 入 口 温 度T。为 基 准 温 度 ，需 求 出 ：/I000 1000 flOOO“A =(/ + 5 + CpcdT将 有 关 数 据 代 入 得(3 % =81544.4/m。 /然 后 将 所 需 数 据 代 入 基 本 设 计 方 程 得 微 分 方 程 组 ：也= 3.847、1()6(一七)dzdT 43.2722 =一 F /( 一 旦 ) +8.980(Tc-T )1 X(3)(-& )

152、= 1.597 x 1016exp(-34222/T)11 + XAZ = 0,T=T0,XA=0式 中 名=1，%0 =1，r0 = 耳 加 ，此 方 程 组 用 数 值 法 求 解 。这里为方便学生 用 手 算 采 用 改 良 欧 拉 法 ，计 算 结 果 列 入 表 中 ：丙 酮 裂 解 反 应 器 的 轴 向 右 和G及T的分布T. KZ, IDXACA, m o l0 . 00 . 01 9 . 4 8 51 0 0 0 . 01 0 0 . 00 . 0 0 9 7 1 9 . 2 9 61 0 0 3 . 5 2 0 0 . 00 . 0 2 0 4 1 9 . 0 8 81 0

153、 0 6 . 35 0 0 . 00 . 0 6 4 3 1 8 . 2 3 21 0 1 88 0 0 . 00 . 1 1 2 2 1 7 . 2 9 91 0 2 71 1 0 0 . 0 0 . 1 6 5 8 1 6 . 2 5 41 0 3 2 . 2 1 4 0 0 . 0 0 . 2 2 0 5 1 5 . 1 8 9达到2 0 %转化率所需反应体积，可按线性内插法确定反应器轴向长度：L = 1400 - -1 40 0 1 1 0 - (0.2205 -0.1658) = 1400-112.43 = 1287.57m0.2205-0.1658再求反应体积：V_ = 7 1：

154、d,2 Lr -.3.1.4. .X.0. .0.2. .6.2. x 1_ 2_8_7_ .5_7_ = 0. .6833 ？3r 4 f 4显然，气体流过如此长的管道压力降是不可忽略的。而上述计算是基于等压情况处理的，较准确的计算应考虑压降的影响，应再加一个动量衡算式，然后再联立求解。不过，实际上如此长的管道是不可取的，应考虑很多根管子并联，即列管式反应器，这里不再多述。( 2 )可根据表中数据绘制轴向反应温度及丙酮浓度分布图。( 这里从略)4 . 25在等温活塞流反应器中进行一级不可逆反应，正逆反应的反应速率常数不 和左与温度的关系如下：k = 2x 106 exp( 一 5。), A

155、= 3.5 x 109 exp( 一型叫)要求最终转化率为9 0 % ,试问在什么温度下操作所需的反应体积最小？解：由( 2 . 3 1 )式：E -E = -Hrv可知，当月=5000R,后= 9000A时，即万人后，所以AHR YO ,故可判定此反应为可逆放热反应。据 式( 2 . 3 7 )Te1 +也 h jE -E E求最佳温度，其中北为对应于转化率为9 0 %时的平衡温度，对一级可逆反应有:所以:后 一 后A 1 -XTOP -1 4=_ 9000-5000 _ = 4 1 3 9 K、1 l.nr-3-.5-x-l-07 -9- -0-.-9- -iA 2x106 1 . 0.9

156、413 9413.9 9000 = 3 9 0 2 /1- In-9000-5000 5000即，在3 9 0 . 2 K下操作所需的反应体积最小。5停留时间分布与反应器5 . 1 设 F ( 8 ) 及E ( 。 ) 分别为闭式流动反应器的停留时间分布函数及停留时间分布密度函数， 9 为对比时间。( 1 ) (1)若该反应器为活塞流反应器，试求( a ) ( a ) F ( l ) ( b ) E ( l ) ( c ) F ( O . 8 ) ( d ) E ( O . 8 ) ( e ) E ( l . 2 )( 2 ) 若该反应器为全混流反应器，试求( a ) F ( l ) ( b

157、) E ( l ) ( c ) F ( O . 8 ) ( d ) E ( O . 8 ) ( e ) E ( l . 2 )( 3 ) 若该反应器为一个非理想流动反应器，试求( a ) F ( o o ) ( b ) F ( O ) ( c ) E ( o o ) ( d ) E ( O ) ( e ) ； E ( e ) d s ( f )如四解：( 1 ) 因是活塞流反应器，故符合理想活塞流模型的停留时间分布，由( 5 . 3 3 - 5 . 3 6 ) 式可得：( a ) F ( l ) = 1 . 0 ( b ) E ( l ) = o c ( c ) F ( O . 8 ) = 0

158、 ( d ) E ( 0 . 8 ) = 0 ( e ) E ( l . 2 ) = 0( 2 ) (2)因是全混流反应器，故符合理想全混流模型的停留时间分布，由( 5 . 3 3 - 5 . 3 6 ) 式可得：( a ) F = 1 - 1 = 0 . 6 3 2 1 ( b ) E ( l ) = eH= 0 . 3 6 7 9 ( c ) F ( O . 8 ) = 1 - e - 0 . 5 5 0 7( d ) E ( O . 8 ) = e 8= 0 . 4 4 9 3 ( e ) = E ( l . 2 ) = 0 . 3 0 1 2( 3 ) (3)因是一个非理想流动反应器，

159、故可得：(a ) F ( 8 ) = 1 ( b ) F ( 0 ) = 0 ( c ) E ( 8 ) = o ( d ) E ( O ) 1 ( e ) 1 E (0 )dS = 1( f ) I 叽i5 . 2 用阶跃法测定一闭式流动反应器的停留时间分布， 得到离开反应器的示踪剂与时间的关系如下：试求：( 1 ) (1)该反应器的停留时间分布函数F ( 。 ) 及分布密度函数( e ) o- _2( 2 ) (2)数学期望6及方差b e 。( 3 ) (3)若用多釜串联模型来模拟该反应器，则模型参数是多少？( 4 ) (4)若用轴相扩散模型来模拟该反应器，则模型参数是多少？( 5 ) 若

160、在此反应器内进行一级不可逆反应，反应速率常数k E m i n 且无副反应，试求反应器出口转化率。解：( 1 ) 由图可知 Co = C( 8 ) = l . 0 , 而 F ( 0 ) = F ( t ) = C( t ) / C ( 8 ) , 所以：t2,. 9 0 . 8F(0) = F(t) = t-22t 3 ,0 . 8 1 . 26 2 1 . 2如下图所示：由 ( 5 . 2 0 ) 式可得平均停留时间：1=应 山 =( 以b ) = (p) + 2 r fb ) = 2 . 5m in即为上图中阴影面积。由 (5. 5)式得：2tCAO I L 2 L 2 J“ 7 2.5

161、6(1-2.385)1 八 八2 2.56(1 + 2.385)= 4x2.385(l + 2.385)exp-j- -(1-2.385)exp-七 - - - - -= 0.1415CX .f =1 - = 1-0.1415 = 0.8585所以有： CAO( 9 ) 用离析流模型，因一级不可逆反应，故间歇反应器的所以：ggo； 2后 ) 山= 0 -6，1 & -4，由= 1 a 6 - 1 0 ,流=0.6 CAO反应器出口转化率为XA= 0 . 8 4 , 计算结果同前题用多釜串联模型与扩散模型结果相近。5 . 6 微观流体在全长为1 0 m 的等温管式非理想流动反应器中进行二级不可逆

162、液相反应，其反应速率常数k为 0 . 2 6 6 1 / m o l . s , 进料浓度C * 为 1 . 6 m o l / l , 物料在反应器内的线速度为0 . 2 5 m / s , 实验测定反应器出口转化率为8 0 % , 为了减小返混的影响，现将反应器长度改为4 0 m , 其它条件不变，试估计延长后的反应器出口转化率将为多少？解：当反应器长度L = 1 0 m 时，其空时为Vr_ L 10= 40skCAOr = 0.266 xl.60x 40 = 17.02已知有 XA=0.80 所以：1 - XA= 0 . 2 0O由上述左。4 0r与 1-XA值，利用图5 . 2 3 可

163、查得：D a / U L = 4O所以轴向有效扩散系数：加=4 = 4x0.25 x 10 = 10 机 2 /当反应器长度改为4 0 m , 其空时应为,L 40 , _T = =-= 160sU 0.25所 以 ,KCAOT* = 0.266x 1.60x 160 = 68.10而反器长度改变，轴向有效扩散系数D a 值不变，所以：Z)a/t/L = 10/0.25/40 = 1再利用图 5 . 2 3 , 由 ACAO/与 值查得：1-XA=0. 0 6 0 。所以反应器出口转化率应为：XA= l - 0 . 0 6 0 = 0 . 9 4 o显然是由于反应器长度加大后，轴向返混减小，致

164、使出口转化率提高。5 . 7 在一个全混流釜式反应器中等温进行零级反应A - B , 反应速率n = 9 m o l / m i n . 1 , 进料浓度 品 为 1 0 m o l / l , 流体在反应器内的平均停留时间, 为I m i n , 请按下述情况分别计算反应器出口转化率：( 1 ) (1)若反应物料为微观流体；( 2 ) (2)若反应物料为宏观流体。并将上述计算结果加以比较，结合题5 . 5 进行讨论。解：( 1 ) 因是微观流体，故可用全混流反应器的物料衡算式( 5 . 2 4 ) ， 且又是闭式系统，r = 7 = l m i n , 所以：T = CAo- - -C-A

165、=-1-0- -C- -A = 1RA 9解得：CAmolH X4=l-g/go = l - 1 / 1 0 = 0 . 9 0( 2 ) 宏观流体且是零级反应， 故只能用离析流模型( 5 . 3 8 ) 式， 先确定式中C ( t)与 t 的关系。在间歇反应器中：-dC-=9 mol/ min . 1dt积分上式得：c 1 . 0 - 0 . % 试分别采用轴向扩散模型及离析流模型计算该反应器出口的转化率，并对计算结果进行比较。解：(1)用轴向扩散模型，故先确定模型参数P eo为此需确定该反应器的_ 2停留时间分布特征一 与0 夕 。， = ( ( texp(l -t)dt - 2.0min

166、b； = j t2E(t)dt - t = j t2 - t)dt - 1= ( Jexp(l f)df - ( t2 - t)dt - 1 = 5-4 = lmin2另=封/7 = 1/2? =0.25 CBs CBG(1)化学动力学控制 (2 )外扩散控制 (3 )内外扩散均不能忽略6 .2 已知催化剂颗粒外表面的气膜传热系数为U7w/m2K,气体的密度和热容分别为0.8kg /m3和 2.4J/kg K,试估算气膜的传质系数.解：1 = J / JH=(七/ Cp /4 )( /Pr)2/3,又巢 /Pr = 1kG=hs/pCp=117/0.8x 2.4 xl03 = 6.094 xl

167、0_2m/s = 219.4/w / h6 .3 某催化剂， 其真密度为3.60g /cm3,颗粒密度为1.65g /cm3,比表面积为100m2/g .试求该催化剂的孔容， 孔隙率和平均孔半径.解：由勺=8(1 -与), 得品=0.542由 = 2品/S，p,得 =65.6A由 匕 = , / / =0.542/1.65 = 0.328。 /g 催化剂6 .4 已知铁催化剂的堆密度为2.7g /cm3,颗粒密度为3.8 g /cn?,比表面积为16m2/g ,试求每毫升颗粒和每毫升床层的催化剂表面积.解：每毫升颗粒的表面积=2产8=60.8T W2/M/每毫升床层的表面积=bSg 43.2m

168、2/ml6 .5 试推导二级反应和半级反应的扩散有效因子表达式(6.23)和(6.24).解:(1)二级反应，a = 2,(-Gam ( GI G - M s ) = & C s由上解得 人5 = 卜七 , - J 及 : +4&kG,”C4G )/2配按定义 = M C ；S/ & C ；GL _ -|2= -kGam (1 土 y/1 + kwCAG lkGam )/2kwCAG=(Jl + 40。-,此即 623)式式中D apkwCAG /kGam半级反应a = 1/2,(-& ) 4c融 孔 e g _ Q s) = & 以 2由上解得爆2 =卜厩士历原E ) / 2 k 4按定义=

169、打黑2/厩。 哈=(* + &：+4喙 : 。AG)/M M ”C案= 友 + 而 +4 =，+生 . J 1 + .2 /4 2 2 12 J- i-il/2_ 2 + Da2 (2 + D /一2 V 4- / 、1i/22 + 0 / 1卜 4 - 2 M(2 + 时1此即(6.24)式， 式中： 加 = 的 。 酒 / 七 %6 .6在充填ZnO-Fe2O3催化剂的固床反应器中, 进行乙快水合反应：2c2H2 + 3 H2 t CH3coeH3 + C02 + 2H2已知床层某处的压力和温度分别为0.10Mpa,400,气相中C2H2含量为3%(mol),该 反 应 速 率 方 程 为

170、r=kCA,式 中CA为C2H2的浓度， 速 率 常 数k=7.06 X107exp(-61570/RT),h , 试求该处的外扩散有效因子. 数据: 催化剂颗粒直径0.5cm,颗粒密度1.6g /cm3,C2H2扩散系数7.3*10、2屈气体粘度2.35X10-5pa . s,床层中气体的质量施速0.2kg /m2s.解: 由已知条件可得G = 0.24kg/m2 sRe = 0.005 x 0.24/2.35 x 10 5 = 51.06(26 x 0.03 + 18 x 0.97)273 .p=-03303俯 / /22.4(400 + 273)jD = 0.357/(j Re359)

171、= 0.2485Sc = 2.35 x IO-5 /(0.3303 x 7.3 x IO-5) = 0.9746kc = jn- 777 = 0.1837TW/S% )左=7.06 x IOexp-615708.314x673= 1174.6 =0.3263 Uskw= k /pp= 0.2039x 10 3 m3/kg-2 1(0.005)/ -(0.005)2X1600 =0.75加2D akw!kGam =0.00148%-= 0.99851 + Da6.7实验室管式反应器的内径2.1cm,长80cm， 内装直径6.35mm的银催化剂进行乙烯氧化反应， 原料气为含乙烯2.25%(mol)

172、的空气， 在反应器内某处测得P=1.06X l()5pa,TG=470K,乙烯转化率35.7%,环氧乙烷收率23.2%,已知C .H .+ -O , f C2H40 AH, = -9.61 X 104 JI molC.H,4 2 / N i J L C2H4 + 3。2 f C02 + 2H2O H2 = -1.25X 106 JI molC2H4颗粒外表面对气相主体的传热系数为58.3w/m2K,颗粒密度为1.89g /cm3. 设乙烯氧化的反应速率为L02X10-2kmoI/kg . h,试求该处催化剂外表面与气流主体间的温度差.解：( 一七) = 10.2 m ol/kgh2? 23 )

173、后+ (-皿)123.235:7= 5.001 xl05J/moZhs =58.3 w /m2k = 2.099x1QsJ /m2 K h7rd 2, = 0.50 m2 1kgVP/ 兀d3PppTs-TG=(-RA)(-M Ir)/hsam = 48.59 K6.8 一级连串反应：A 在O.IMpa及360C下进行， 已知k1=4.368止2=0.417 s,催化剂颗粒密度为1.3g /cm3,(kGam)A 和(kGam)B 均为 20cm3/g . s.试求当 CBG/CAG=0.4 时目的产物 B的瞬时选择性和外扩散不发生影响时的瞬时选择性.解: 外扩散无影响时， 由(6.35)式得

174、：5，= _四* = 0.96184.368外扩散有影响时， 由(6.34)式得：0川73 x 0.4(1.168) 0 9403s=- -1 + 0.01605 4.368(1.01605)上式中所用的里 二 0168kGamD 2 = = 0.01605kGam6 .9 在PNAI2O3催化剂上于200C用空气进行微量一氧化碳反应， 已知催化剂的孔容为0.3cm3/g ,比表面积为200m2/g ,颗粒密度为INg /cm：曲节因子为3.7.CO-空气二元系统中CO 的正常扩散系数为0.192cm2/s.试求CO在该催化剂颗粒中的有效扩散系数.解: ( = 2匕/ Sg = 304,2 =

175、 10 s cm,p = Vg P p= 0.36丸 / 2仁)=16.6 10,为努森扩散, 故有：Dk = 9.7 x 103(30x 10-8)7473/28 = 1.196x IO-2 cm2/s0e = p /r = 1.164x10 3 cn12 1s6.10试推导球形催化剂的内扩散有效因子表达式(6.60).解：令g = ， 可得：d2cA 1 d2u 2 du 2udr2 r dr2 r2 dr ri用以上各式对教材中(6.55)式进行变量置换得:式中 b?=kpDe(A)(A)式为二阶常系数齐次微分方程， 边界条件：r=0 du/dr=0; r=Rp U=CASP结合边界条件

176、(B)式解(A)得：g = 。 4sRp sinh(ftr)r sinh(bKp)有内扩散影响时的反应速率为:(-&)= 4 噌耍二由 式 求 出 限 展 , 代 入 式 得 :1Janhd按内扩散有效因子的定义:1如4兀 Rp ：AsDe 1 1 _ _ 1一、R /。CAS ta n h o j 41tanh0,式中 a=bRp=Rpp/D e八 )(A)(B)(C)(O)(E)R若 令 。 = 4 /3 =寸 耳 而 ， 则式可改写为:i f 1 1 77 - -Oltanh(30) 3。 )(F)即为教材(6.60试 ,(E)式是(6.60)的又一形式.(F)6.11 在球形催化剂上进

177、行气体A 的分解反应， 该反应为一级不可逆放热反应. 已知颗粒直径为0.3cm,气体在颗粒中有效扩散系数为4.5X10-5m2/h,颗粒外表面气 膜 传 热 系 数 为 44.72w/m2 . K,气 膜 传 质 系 数 为 310m/h,反应热效应为-162kJ/mol,气相主体A 的浓度为0.20mol/l,实验测得A 的表观反应速率为1.67mol/minl,试估算：(1 ) ( 1 )外扩散阻力对反应速率的影响；(2 ) ( 2 ) 内扩散阻力对反应速率的影响；( 3 ) ( 3 ) 外表面与气相主体间的温度差.R； = 1.67mol/min l = 1.002 x 10smol/m

178、3 - h判别外扩散阻力的影响用679)式：a1.67x-xl0 36= 0.8081 xl0-3 0.15C MG0.2(310/60)故仅从传质考虑, 外扩散影响可不计.判别内扩散阻力的影响用(6.82)式, 先求出外：= 2.783因有，= 外, 从4 =2.783,可借助(6.60)式估算出。= 3.1, = 0.288,由此可知内扩散阻力影响严重.(3)计算外表面与气相主体间温度差/ Tm：A7；= 及 - T, =R： 颗粒体积 幺H J /4 . 颗粒外表面积=50.4K6.12 在固体催化剂上进行一级不可逆反应A f3 (A)已知反应速率常数k,催化剂外表面积对气相的传质系数为

179、kGam,内扩散有效因子H.CAG为气相主体中组分A 的浓度.(1)试推导：( - 七 ) = j- (2)若反应式(A)改为一级可逆反应则相应的(B)式如何?解:(1)一级不可逆反应A- B:(-& A )=(C/4G = 冰。A S由上可解得 C AS = 七“ CAG / ( * + kGa,n)c解 得RA) = CA S=T*方 +3”(2)一级可逆反应A B :由( 一% ) = Gam (C/1G 04S )= 伍 +)(C/4S C/te )解得：c:4G”叫 C & G 土? 竺然则有： ( - & ) = , + 耳( CLS - 。 ) = 一二皿一的1kGam6.13在

180、 150C,用半径100 口 m 的银催化剂进行气相苯加氢反应， 由于原料中氢大量过剩， 可将该反应按一级( 对苯) 反应处理， 在内， 外扩散影响已消除的情况下,测得反应速率常数kp=5min-,苯在催化剂颗粒中有效扩散系数为0.2cm2/s,试问：(1) (1 )在 O.IMpa下， 要使n =0.8,催化剂颗粒的最大直径是多少？(2) (2 )改 在 2.02Mpa下操作， 并假定苯的有效扩散系数与压力成反比， 重复上问的计算.(3) (3 )改为液相苯加氢反应， 液态苯在催化剂颗粒中的有效扩散系数IO1?总而反应速率常数保持不变， 要使n =0.8,求催化剂颗粒的最大直径.解： 。=

181、支 住=0.107皿6 D e 1 ( 1 1 )由60)式7=之一0tanh(3。 )3。，用试差法从上二式可解得当n=0.8时， 需 dp6.36cm(2)2.02Mpa 时, De=0.2X 0.101/2.02=0.01 cn？/s,与此相对应：dn k” = 2 d = o.418d.6 N De 同上法可求得当n=0.8时， 需 dp为 2L51dp,同上法可求得当 n=0.8 吐需 dp0.0142cm.6.14 一级不可逆反应A- B,在装有球形催化剂的微分固定床反应器中进行温度为400等温， 测得反应物浓度为0.05kmol/m3时的反应速率为2.5kmol/n/床 层 .

182、m in， 该温度下以单位体积床层计的本征速率常数为k、 , = 5()s, 床层孔隙率为0.3,A 的有效扩散系数为0.03cm2/s,假定外扩散阻力可不计, 试求:(1) (1 )反应条件下催化剂的内扩散有效因子(2) (2 )反应器中所装催化剂颗粒的半径解与匕= 左盟-R-TkvC AS = 7 7 x 50x0.05 A 7o/s 机床层实验测得(-RA)=0.0417 kmol/s . n /床层，解上二式得n =0.0167,可见内扩散影响严重.由n=l/=l/8.13dp=0.0167,可解出dp=7.38cm,即反应器所装催化剂的颗粒半径为3.69cm.6.1 5 在 0.10

183、Mpa,530进行丁烷脱氢反应， 采用直径5mm的球形铭铝催化剂, 此催化剂的物理性质为: 比表面积120m2/g,孔容0.35cm3/g,颗粒密度INg/cn?,曲节因子3.4. 在上述反应条件下该反应可按一级不可逆反应处理, 本征反应速率常数为0.94cm3/gs,外扩散阻力可忽略， 试求内扩散有效因子.解: 丁烷分子量为 58, X =10 5cm,=2Vg/Sg=58.3X 10 8cm,X /2=8. 576,此值与10接近, 故可近似扩散是以奴森扩散为主：Dk = 9700x58.3x 10-8(530 + 273)/58 = 2.104x 10De = DkEp/Tm = 2.6

184、 x 2 / s0.5 10.94x1.2A.-r 1 7366 V 2.6x10-3由（ 6.由） 式算得n=0. 465.6. 1 6 在固定床反应器中等温进行一级不可逆反应， 床内填充直径为6mm的球形催化剂, 反应组分在其中的扩散系数为0. 02cm7s,在操作温度下, 反应式速率常数等于0. Olmin-1, 有人建议改有3mm的球形催化剂以提高产量, 你认为采用此建议能否增产? 增产幅度有多大? 假定催化剂的物理性质及化学性质均不随颗粒大小而改变, 并且改换粒度后仍保持同一温度操作.解：dn = 0.6czn,。=支 J = 0.02887,n = 0.9995,. 甲 6 D e

185、 1dp = O.3c/w,0 = 0.01444,7/ = 0.9998故采用此建议产量的增加是很有限的.6 .1 7 在 VzOs/SiOz催化剂上进行蔡氧化制苯好的反应， 反 应 在 L013X105P a和 350下进行， 蔡-空气混合气体中蔡的含量为0. 10%(mol),反应速率式为：=3.821 xlOp，8 exp 5360 ,kmol/ kg - hI RT )式中P A 为蔡的分压, P a. 已知催化剂颗粒密度为1 . 3 g/ cm3, 颗粒直径为0 . 5 cm , 试计算蔡氧化率为8 0 % 时蔡的转化速率( 假定外扩散阻力可忽略) ， 有效扩散系数等于 3 义 1

186、 0 -3cm2/ s .解: 因外扩散阻力可不计， 故CAS CAG,( -七 ) = 冰 / 町 km ol/kgh式中n由教材(6.66)式计算， 为此先计算以下数据：ap/Vp =12cm1 ,De =3*10% /2/,勺的值由：4 = 3.82x1 (Fp 缪 exp135360RTkmol/kg h-3.82x 105pppG exp 5360 加 。 “加颗粒. 无 KT 将 此PAG=CAGRT,Pp=1300kg /m3颗粒,T=(350+273)K代入上式， 并将小时换为秒计则得：口 =2.196x10-4。 ： 泌机 o/,3 颗粒由上式得kp=2.196X10 4X

187、： CA S=CAG=PAG/RT=105 X 0.1 %(1-0.8)/(8314 X 623)=3.861 X IO-6 kmol/m3将有关数值代入(6.66)式得：” 书1M: 小小i2式中： / (CAS ) = f(CAG ) = 沈8 = 8.769 x 10 3 /(CA ) 忆 产= f dg ，/2 = 1.5663 x 10 4最后得票氧化率为80%时的秦的转化速率为：( -七 ) =冰 叶= 2.157 x IO融 篦0m 3颗粒. s6 .1 8乙苯脱氢反应在直径为0.4cm的球形催化剂上进行， 反应条件是0.10Mpa,600C,原料气为乙苯和水蒸汽的混合物, 二者

188、摩尔比为1:9,假定该反应可按拟一级反应处理.r -kwpEH kw - 0.1244exp-,kmol笨乙烯/kg - h - PaRT J(1)当催化剂的孔径足够大， 孔内扩散属于正常扩散， 扩散系数D， =1.5义10sm2/ s ,试计算内扩散有效因子.(2)当催化剂的平均孔径为100A时, 重新计算内扩散有效因子.已知: 催化剂颗粒密度为L45g /cml孔率为0.35,曲节因子为3.0.解: 为计算内扩散有效因子， 先求取Kp:由r = kpEB kmol/kg h = kpppEB kmol /m 颗粒 h将 PEB=RTCEB,T=(600+273)代入上式得：r= 4.508

189、 X103CBC kmol/颗粒. h = 1.252CEB 上 机 。 机颗粒由此得 Kp= 1 . 2 5 2 s 1( 1 ) ( 1 ) 孔径足够大， 属正常扩散时，De = Dp/Tm =1.75xl0-6 m2 / s由此求得中= 0 . 5 6 4 , 由( 6 . 6 0 ) 式算得n = 0 . 8 5( 2 ) ( 2 ) 孔半径为1 0 0 A 时：X / 2 = 1 0 -7 2 0 0 X 1 0 -8= 5 , 属于过渡区扩散， 由教材( 6 . 3 6 ) 式可算得乙苯的 D k= 2 . 7 8 4 X 1 0 2cm 7 s .D =- = 2.348 x 1

190、0 2。 加 2 / $2.784x1() 2 0.15De =%= 2.739 xl0-3cm2/s = 2.739 xl0-7/w2/s酊，由上数据可算得。 = 1 . 4 2 5 , 由教材( 6 . 6 0 ) 式算得n = 0 . 5 2 86 . 1 9 苯( B ) 在钢催化剂上部分氧化成顺酎( M A ) , 反应为:0 2B- * -IA 1 /3 、 / o2C O +C O 2这三个反应均为一级反应. 实验测得反应器内某处气相中苯和顺酎的浓度分别 为 1 . 2 7 % 和 0 . 5 5 % ( 均 为 m ol% ) , 催 化 剂 外 表 面 温 度 为 6 2 3

191、 K , 此温度下, kl= 0 . 0 1 9 6 s k2 = 0 . 0 1 5 8 s1, k3 = 1 . 9 8 X I O-3 s” , 苯与顺酊的 k ； a m 均为 1 . 0 X1 0 “ m 3 / sk g . 催化剂的颗粒密度为K OOk g / n ? , 试计算反应的瞬间选择性并与外扩散无影响时的瞬时选择性相比较.解：由吹= 左/ / 可算出 l =1.307x10,&2 =1.053x10-5,&3 =0.132x10-5单 位 均 为/kg . s.由Da =左 川 / 左 可 算 得 D m=0.1307,Z)fl2 = 0.1053,Da3 = 0.01

192、32为简化起见以A表示顺酎,C表示C 0 + C 0 2) ,由教材6 1 8 )式可写出：Gam BG - CBS ) = ( 无wl + 施2)。85-Gam (C 4 S 0A G ) = k w iC p s kw2cA sam (C S GG ) = I z C l S 卜3 3cB s(A)(B)(C)由得 CB S=CBG/(1 + % + %)由(2)得=CAG /(I +， ，2)+ O OBG / ( I + D a i + Da 2) d + 2 J 有外扩散影响时的瞬时选择性：S = - & 2。郎) / ( * 1 + & 3)CBS3 1 + &3 + 口3 _1

193、+。2 (1 + 21 + 七3 乂 1 + 2 2)_| CBG_ _ & 2 04G _ _ F + 2 +%2一 (1 + 0 “1 + 2 3)0 m+ 一* 1 +院3 * 1 + &3(1 + %)心 1 + % _= 0.4742无外扩散影响时的瞬时选择性：k k CS = - = 0.5726&1 + h 3 kw l + kw 3 CBG6.20原题见教材， 今补充如下: 实验测得A 的气相浓度为1.68X10-5mo/cm3时的反应速率为L04X10-s(mol/cm3床层. s).解: 已知( / ? ； ) = 1.04x 10 5/(I - 0.4) = 1.733x

194、lO 5 机。颗 粒 s若不计外扩散阻力， 则 CAS=CAG=1.68X 10-5mol/cm3由教材312页： = ( - R；) C / D e C A GL=dp/6=0.04cm,可算得虬=0.1375,由(6.82)式4 二0为 ， 将此式与(6.60)式用试差法联立求解可得: 4)=0. 387 n =0. 927. 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 /cn?,颗粒密度为1.8 g /cn?解：f = 1 - = 1- - = 0.3333Pp 1-8“ 真 正“

195、空床_ 02 一 0.3333= 0.6m / s7 .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In？/h 的空气通过床层,相应测得床层的压力降为10L3Pa,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L45g /cm3,颗粒密度为 2.6 g /cn?.解：2 = 101.3尸 a = 101.3kg/m -s2,Lr - lm ,p - 1.185kg/H = 1.87x 10-5Pa- s = 1.87xl kglm s,dv =4xl0-

196、3mun =-= 0.03685/n / s 3600x0.785(0.098)2压 =1PP1.45260= 0.4423由( 7 . 1 ) 式 册出 零 口dp根据(6.4)式可推导出wa=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.A p=f空 驾 即 匚 苦 警 二 3 卢 匕 Lruop ( l - ： )由(7.2)式 f = 空 + 1.75 = 150 X 川 )+1.75 (2)Re WadyUoP将有关数值代入( 1 ) 和( 2 ) 式得： =101.3(4 x 10-3)(0.4423)3/1 x 1.185(0.03685)2(1 - 0.4

197、423) = 39.07甲a/=150x1.83x10 3(1一 0 4423) ”(4 x 10-3) x 0.03685 x 1.185 + ,8.778匕(4)(3),(4)式联立: 8.778/ 匕+1,75 = 39.07纥， 将此式变为：3 9 . 0 7 - 1.75乙 -8.778 = 0解此方程得： 匕 =0.49697. 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-,有效扩散系数为0. 013cm7s,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

198、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 求 dp 为 6mm 的 床 层 高 度 L 2 ,已 知 数据: dpi=3mm=0.3cm,dp2=0.6cm,Li=2m,kp=0.8sJ,De=0.013cm2/s求得7 =0.92求得 =0.756. 七2 =为4 =求床层压力降减小的百分率：0.92 .- x 2 = 2.43/n0.756右 夕o （ 1 一 ）,A ?2 = flL2P仇o (1)假定床层的空隙率不变， 则有:M = fLdp2即 2 f 2匕2dpi层流流动时：

199、c 150 一f = -= 150x-Re dpuop(1)：M = dn2/d .(1),(2)式联立：z 22、_ Ldp2dp2 _ d2( 0.6/2、切2 L 2d p i p i L I p i2.430.3/2；= 3.2252床层压力降减少的百分率为：幽 一 必 =3 2 2 5 -1 = 0.6899 = 68.99%3.2257 .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 5m m 高10m m 的圆柱形催化剂共80m1取平均操作

200、压力为0.1216Mpa,平均操作温度为733K,混合气体的粘度等于3.4X 10-5pa.s,密度按空气计算.解 油 （ 7.1） 式Ap=fLu 初(1一 )根据题给条件有： 八 733 0.101335000 x -x -% = -= 21.75A-Im/s, 3600A上式中A床层截面积, m2. = 80/A = 80A% = 铝=6 x 0.785少21_ = 6 0 ( ) 5 x 1 0.1/wP ap 2 x 0.785(0.005)2 + 4.14 x 0.005 x 0.01 1/36X0.785(0.005)2X0.01在题(7.1)中已推导出也6.005x10 3W

201、-7.215x10 33.142= 因此有:= 0.83231/3X = 7.215x10-3 m、兀7查” 无机化工反应工程”P108图4-1得 e =0.45,混合气的物性数据按空气计算误差不大,733K 下, P =0.4832kg /m3, u =0.034 厘泊=3.4X l()-5pa.s,因此有：超 + 1.75 = 150 x 处 + 1.75 =d poP150x3.4x10 5(i 0.45) 1心6.005 x 10 3(21.75A- ,) x 0.4832 + ,= 0.044444 + 1.75. . 修= (0.044444 + 1.75)80A1 x 0.483

202、2(21.75A1)2 (1-0.45)6.005x10 3 x0.453= 1.838x A 3(0 04444A + 1.75) Pa要求P1.838X 107A 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)5.322.0546785.422.8942395.4523.3240395.5023.753849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:r 80 . L = - = 3.431m23.327 .5 多段冷激式氨合成塔的进塔原料气组如下:组分NH3 N2 H2 Ar CH4% 2.09 21.82

203、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407C,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/moINH3(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：lOOmol 原料气中含 NH32.09mol,相当于 2.09/2molN2及(1.5X2.09)moIH2

204、,因此，无氨基气体组成如下:H32H2CH4ArMo1Mol%MolMol%MolMol%Mo1Mol%Mo1Mol%MolMol%0022.86569.1467.727.637.637.4742.452.4102.1100(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.13一N + H N H以y代表氨基气体mol%,Ft表示混合气体总摩尔流量， 由2 2 2 2 可以看此每生成1摩 尔N 4 ,混合气体总摩尔数减少1,所以生成氨的摩尔数=% -耳o%o,(下标A代表NH3,0代表进口处,y,o和y,均指有氨基的mol%)因此有：。 - ( 尸 以 - 几 以0)=耳

205、化 简 得 ： 尸, =兽 如 尸,0 (1)1 + ， A(a) ( a )以N2的转化率表示组成时的绝热操作线方程：-上式中( -Hr)以反应每km ol的N2计 .二尸“ 乐% = 定产。 “丁一=&式至&.1主力一3% Cp 1 + JAO 2以进口处N2的转化率为0作基准计算， 则有:T=T0 +XN2C p- Hr = （ 2x 53581） AJ /k m o lN2代入有关数据：T = 680 + 2182X53581X2 1 + 33.081 + 0,0209XN2化简得：7 = 680 + 692.4(1+ ) 工又, 生成的NH3moi数为：-7A O斤,o = 几9%1

206、1 + 以7 yAFt反应消耗N2的mol数为：2，01 + 力 。1 + %0、一 IA O 耳 o7，N2的转化率：”1(7 .I 1+%、以02X代入数据：0.2182 几0 9- 0,02091 + H* JJA =化简得：0.2182x., + 0.04788八2_2.291- x ./ v27 = 680 + 692.4*%(3)代入式得： 21化简后得到以x&表示组成的绝热方程为:1620XNT = 680 + -(3)心 +0.047881 + / -2 .2 9 1 f 2 J2.291 - x$(b) (b )以N%含量表亲组成的绝热操作线方程:优力- 耳MO) ( -A

207、H， )=FCAT式中( -Hr)以每生成lkmolNH3计，F 1 + 丁401+以、% 一 %力 。( 此 ) = 尸 / /7.-.AT =(AHr) i + yA ( 1 + % 0Cp 1 + J 4 o l1 + %-力 。7- 3)Cp/JA以0(1 + %)、1 + 九) A% =53581 kJ/kmolNH3代入数据上68。 + 鬻0.0209(1 + %)3 1 + 0.0209化简得到以y A表示组成的绝热操作线方程如下:T = 680 + 1 6 2 0 JA -0.02047(1 + yA)(B)(B)忽略反应过程中气体总摩尔数的变化(a)以刈转化率表示组成时的绝热

208、操作线方程：F1V2fi(-MIr)xN 2=FtCT式 中 - 以 每 反 应 IkmolN?计 . Z-AX I. W *r I VA. .PC M F C “ 2即 + 以山 =680+012 1 8 2X2 0 Cp $ 33.08 2化简之T=680+707. lx,v(b)以N%含量表示组成前绝热操作线方程：Ft(yA- yA0)(-MJr) = FlCpT式 中 - 以 每 反 应 IkmolN2计：L p AHr=53581 kJ I mol NH丁 = 680 +(JA-JAO) T = 680 +1620( -0.0209)(3)计算出口氨5 量为10%的床层出口温度, 考

209、虑反应总摩尔数变化时：T = 680 + 1 6 2 0 JA - 0.02047(1 + yA) = 680 +16200.1-0.02047(1 + 0.1)= 805.5K忽略反应总摩尔变化时：T = 680 +1620(% - 0.0209) = 680 +1620(0.1 - 0.0209) = 808.1K808.1-805.5=2.6K,温度痛差并不大， 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420C,入口气体中SO2浓度为7%(mol);出口温度为59

210、0,出口气体中S()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620C,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 620C是不可能的.(2)出口处SO2的转化率为(0.07-0.021) X 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)At= X AX

211、A, 590-420=入 X 0 . 7 入 = ( 5 9 0 - 4 2 0 ) / 0 . 7 = 2 4 2 . 8 6故 C 点温度为: t= tO + X XA= 4 2 0 + 2 4 2 . 8 6 X 0 . 5 = 5 4 1 . 4 7 .7乙焕水合生产丙酮的反应式为:2 c 2 H 2 + 3H2。- CH3c o e H3 + CO2 + 2 H2在ZnO-Fe2()3催化剂上乙快水合反应的速率方程为：rA = 7 . 0 6 xl07exp( - 7 4 1 3 / T ) CA k m o l / m 3床层式 中CA为乙快的浓度， 拟在绝热固定床反应器中处理含量

212、为3%C2H2(mol)的气体lOOOnASTPXh,要求乙快转化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: 原料气中乙焕浓度很低， 可忽略反应过程总摩尔数的变化.=F40( 1 -XJ (I f ) 2 7 3% Q 4 Q o( 2 7 3 + 。式中Qo为以标准状态计的体积流量,Q为温度t时垢体积流量.rA = 7 . 0 6 xl07exp( - 7 4 1 3 / T ) CA = 7 . 0 6 x 1 07 exp( - 7 4 1 3 / T ) FA 02

213、7 3 ( 1 -x j2 ( 2 7 3 + )匕 = 此 。r.68 1d XA = FA 0rAp /_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ Q o( 2 7 3 + f)血4 _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _1 FAO ( 1 - ) 2 7 3 x 7 . 0 6 x 1 07 exp( - 7 4 1 3 / T )( 2 7 3 + Z ) tZ xA7 . 0 6 x 1 07 ( 1 - ) 2 7 3 exp( - 7 4 1 3 / T )已知： AH = 17 8 k J /mol = 1 . 7 8 x 105 J / m o lCp

214、= 3 6 A J / m o l K. J/ ”)绝热操作线方程为：0 . 0 3 x 1 . 7 8 xlO53 6 4=14 6.5 Kt -ta + 2 (XA - XA O) = 3 8 0 + 1 4 6 . 5XA_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _2 7 3 + f_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _7 . 0 6 x 1 07 ( 1 - ) 2 7 3 exp( - 7 4 1 3 / T )算出一系列f(XA)-XA的值如下表:令:f ( xj =XA00.10.20.330.40.50.60.7t380395409424438

215、452468482F(XA)X1032.862.522.282.092.022.012.12.39图解积分得:08/( 乙班4 = 1 . 5 x1 0 - 3 所以 匕= 1 0 0 0 x1 . 5 x1 0 - 3 = 1 . 5 /7 .8题7 .7所述乙烘水合反应， 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)乙快浓度为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100C升到某一定值后进入体积为In?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

216、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快转化率( 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.jA0 = 0.03,-ATr = 1.78x 105J/mol,Cp = 36AJ/mol K丸= & 竺 = 003 XL78X10： 146 5KCp 36.4列方程求解转化率：(A)由绝热床热量衡算得: Tf=T0+146.5XAf (1)(B)由预热器热量衡算得: TO-373=TT2 (2)(C)(C)

217、预热器中, 传热的对数平均温度差为：（ 乙 - 373） - （ 77 - 7。 ）加中3丁 丁 。传热速率方程:FtCp（Tf-T2） = UAATm而 Ft PQ/RT,P 1.013x 105Pa,T = 273K,Q = 1000/zz3/z,R = 8.314 x 尸q . 冽 3 / 碗 。 / . 长F, =-1-.-0-1-3-x-l-0-57 -x- -1-0-0-0- = 4/4.63kmol / h = 1.24 x 1,0a _22ki mol,/, s8 .3 1 4 xl03x 273又U = 17.5w/m2 - K = 17SJ /s m2 K A = 50/w

218、2Tf-T产17.5x50A7；”1.241x10 2 x 36.4 xlO3= 1.938A7；” =1.938Z G A（T / 373）加 工77 373(D)绝热床反应体积:匕 = 心 。1 j22+ 1+ 1-2-3= -0.5 % =0.03 CA。- *4 仇21 +式中 CAO为床层进口处浓度， 而 CA O=PA O/RTO=O.O3X 1.013X 107（ 8.314X 103T0）=0.36655/T kmoVm3CA0.3655 (1 -XA)T0To (1-0.015XA)Tkmol I m3 1FA0 = 0.03 x 44.67 = 1.34 kmol / h故

219、有：V. = 1.34dXA7.06 xlO7 exp (-7413/T)-二 1 (4)(l-xA) 7； 0.3655 1-0.015x4 T To联立解方程-(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：CO + H2O f c o2 + H2热效应Hr=-41030J/mol,进入预热器的半水原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 H2 CO2 N2 CH4 其他 Xmol% 30.4 37.8 9.46 21.3 0.79 0.25 100图7 b为流程示意图， 图上给定了部分操作条件， 假定

220、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：FCPt .0 + FCPt 2 = FCpT ff + FCpn x 300105 + 4 = 250 + 300 4=445 (2)第一段绝热床热量衡算：-彳 _ A = 2Axzl =2(xj - x0)以0 ( -AH J 0.304 X1 41030 JL 33 4Cp 1 + 1.4 33.49占 一 /= 0 .8 4- 1 =155.2x0.8 = 124.1 (3)由1 ,11段绝热床的中间换热器热量衡算得：FC p 300

221、 + Fp C1 t = Fp 1C t, + Fp 2Ct,_ t=t? _ 300上面已算出/ - A =124.1 ,所以, G -300 = 124.1,故有：Z2= 124.1+ 300 = 424.1 C(4)列第二段绝热床热量衡算：*2 = 2 + 丸(* 2 - *1 ) 2 =丸( 工2 X )把3 ； , X的值代入上式: 445 - 424.1 = 155.2(5 - $)解得：j=093477.10在氧化铝催化剂上进行乙睛的合成反应:C2Hz + NH3 - CH3CN + H2 Hr = -92.2V I mol设原料气的摩尔比为C2H2：NH3：H2=1：2.2:1

222、,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550C,而每段入口温度亦相同， 已知反应速率式可近似地表示为：rA = k (l-xA) kmolC2H2/k g h JI =3.08xl04exp(-7960/T)式中XA为乙烘的转化率， 液体的平均热容为3 = 128/小。 / - K， 如要求乙快转化率达到92%,并且日产乙盾20吨, 问需催化剂量多少？解: 以A表示乙快，20x1024 xM 7 Ps x 0.9220xl0324x41x0.92= 2209kmol / h在热衡算中忽略反应过程总摩尔数的变化， 并 把 各 段 的 视 为 相 等 , 对 每 一段均有：F

223、tCp T - Hr)FAA则有四*(- ) yA等 ”AL p 1 Z0-Hr = 92.2V / mol = 9.22 xl04J/m olAT =1 9.22 xlO41 + 2.2 + 1 128AXA =171.5AX4依题意， 各段进出口温度相等即各段4 T相等， 所以各段转化率差4XA亦相等， 因此有:XA=1/3X 0.92=0.3067各段4T 为：T=171.5AXA=171.5 X 0.3067=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:段数进口出口T(K)XAT(K)XA一770.408230.3067一770.40

224、.30678230.6134三770.40.61348230.92第一段 T=770.4+171.5AXA k=3.08X 104exp(-7960/T)f.3067 1 fO.3067 j= 22,09 赤高产图解积分求得:XA00.050.100.150.200.250.300.3067T770.4779787.6796804.7813.3821.9823k1.0031.1241.2571.401.5581.7291.9151.941l/k(l-XA)0.9970.93650.88390.840.80320.77110.74590.74313067 dX. = 0.2576k ( l -

225、xA)因此, wi=22.09X 0.2576=5.690 Kg第二段,T=770.4+171.5(XA-0.3067)XA0.30670.350.400.450.500.550.600.613T770.4777.8786.8794.9803.6812.1820.7823k1.0031.1071.2381.3781.5371.7051.8591.941l/k(l- XA)1.4381.3891.2471.3181.31010.3031.3231.333f0.6134 1P - dx. =0.4212Jo.3067 k (l XA)故有: W2=22.09X 0.4212=9.304 Kg第三段

226、,T=770.4+17L5(XA-0.6134)XA0.60340.650.700.750.800.850.900.92T770.4776.7785.2793.8802.4810.9819.5823k1.0031.0911.2191.3601.5141.6801.8651.941l/k(l- XA)2.5792.6192.7352.9413.3033.9685.3626.4400.92 1- dxA = 1.041 6 1 3 4 (1 -*A)w3=22.09X 1.04=22.96 Kg催化剂总重量=5.69+9.304+22.96=37.95 Kg7.11例 7.3所述的两段绝热式水煤气

227、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To表示第一段入口温度， 第一段绝热操作线方程为:T=T0+155.2XA6542(1.674-1)例 7 3 中但) 式.4* = 2172xl()-4exp(-6542/T)m ol/ g - min- Pa将(B)式代入(G)式得：将式代入式得:6542(1.67477-1)2.172 x IO exp ( 6542/T ) PA0 ( l - xA) ( l -笆 T2、= _ 6542(1.674/-

228、1)_ 2.172 x KT, exp -6542/(7； + 155.2xA) PA0 (1 乙)(1 - 夕)2 ( + 1 55.2x)而 PAO=O3.1267Pt=0.1267 X 101325=1.284 X10* 4 Pa 代入(3)式得：2.172 x KT4 x 1.284 x 104 (1 - xA )(1 -尸 (7 ； +155.2/ )2exp 6 5 4 2=2.346x103_ L674/? l _(1 - 乙)(1 - 0 2( 丁 。 + 155.24 丫 exp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：rxA. ,J 4 dxA =0

229、；1=1,2, W (7.30)(4)式代入(7.30试得:6542(1.674-1)(4)2.346 x 1()3 (1.6746 -l)expL84 - 6 5 4 2 、+ 155.2*4 /(1 -加 (1 - 0 2亿 +i5 5 .2 x jdxA =0(1.674-l)exp令/ ( 心)上式变为：-6542 、+ 155.2*4)( l r Q (l)2(7 ； + 155.25)2.346xlO3 / 国 ) 见 = 。f.84 / 、f ( xA)dxA=O(6)符合(6)式的To即为所求的最佳第一段入口温度.上面有关式子中的B ,可用例7.3中(C)式求得：B =(3.9

230、91 x 103 +1.283 x 104xA)(1.594 x 104 +1.283 x 1O4XA1.283 x 104(l - x4 )(5.909x 104 - 1.283 x 1O4XA )KpKp = 0.0165exp(4408/T) 例7.3中(A)式将式代入例7.3(A)式得：Kp=O.O165exp44O8/(To+155.2XA) (7)将式代入例7.3中(C)式得：3O 991 x 103 +1.283x 104xA)(1.594x 104 +1.283x 104xB =1.283 X104(1 -X4)(5.909x 104 - 1.283x 104xA)x0.165

231、expA )4408 1G + 155.2XA)= 478.3(-0-.-3-9-4- -+- 0-.-1-2-6-7-X-4- -)-(-0-.-1-5-7-5- +-0.1276X4 )7- (8) 44() )(l-x4 )(0.5833-0.1267x4)exp用(8)式计算B, (5)式计算f(X。，通过试差便可求得符合(6 ) 式的To,设To=67OK,得到不同XA值的B和 f (XA)值如下表:XAf(xA)07.068 X103-0.038860.20.02357-0.028930.40.06812-0.028930.60.1970-0.023580.70.35330.023

232、920.80.70240.059480.840.978447.29作f(XA)XA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:7 国 ) 凡 其值为负线以上的阴影面积代表：t)Mf( xA)dxA 其值为正“ op两块阴影面积几乎相等， 说明f.84 / 、/ 国 ) 忆 = 0符合(6)式， 因此所设To=67OK(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)

233、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6 3 3 K.本题一- 在规定的一段出口转化率( 8 4 %) 下, 一段出口温度的最佳值是6 7 0 K,这样的分配符合( 7 . 3 0 ) 式. 第二段的入口温度可用最佳化条件( 7 . 3 0 ) 式, 若要第二段也符合( 7 . 3 0 ) 式, 则最终转化率就不是9 1 . 8 %.7 . 1 2 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, A M 为等温线, G D 为绝热线, G K 为非绝热

234、变温操作线, H B 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5 0 %, 试比较这三种操作所需催化剂量的大小, 说明原因 . 对 图 7 . D 所示的反应, 重复的比较.( 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： ：图7 . CA. T升高, 平衡转化率减小B. 有最佳温度曲线C. 绝热操作线斜率为正D . 非绝热变温操作线有热点造成以上差异的根本原因是： 图 7 .是可逆吸热反应的X -

235、T关系.图7 . DT 升高, 平衡转化率增大无最佳温度曲线绝热操作线斜率为负非绝热变温操作线有“冷点”是可逆放热反应的X - T关系， 而 图 7 . D( 2 ) 因是可逆放热反应, 操作线接近3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 5 0 %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(

236、4)等温操作线的位置( 即等温操作所维持的温度) 对, (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

237、小( 反应后期接近TOP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 .1 3在一列管式固定床反应器中进行邻二甲苯氧化制苯酎反应， 管内充填高及直径均为5m m的园柱形五氧化二钢催化剂， 壳方以熔盐作冷却剂， 熔盐温度为370C,该反应的动力学方程为：=0.0417pApexp(-13636/T) kmol/kgh式 中P A为邻二甲苯的分压Pa,P；为0 2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

238、子力为29.45,平均热容 为1.072kJ/kg K,床层入口温度为370C,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：-dFA -phrsAdl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,F t是常数且等于FtO,故有：-dFlOdyA pbrsAdl因以 =P / P , ，则 有: - 2等 二2霜ptA a

239、l即- 上弩鸣产P yM iPt A al而 组 . = GAPtrs = Pt x0.04017pAp exp(-13636/T) (1)已知数据：Mm = 29.45 pb= 1300kg/m3 G = 9200kg/m2 - h pt = 1.013 xlO5Pp1 = 0.991 x 0.21 x 1.013 x 105 = 2.108 x 104P将已知数据代入式得：一 誓 二2 9% ； ；。 。x 1.013x 105 x 0.04017pA x 2.108x 104exp(-1363/T)= 3.570x1()8PA exp(-13636/T) Palm (2)式便是物料衡算方

240、程， 式中PA的单位是Pa.热量衡算方程: 按(7.10)式Gg 凉 = 。 而 卜 必 ， ) -若 % = 1 ，则 有 :J = 泻湍- ( 7 Y) (3 )dl GCpt dtGCpt已知数据: Tc=643K, dt=0.025m, AHr=-l285kJ/mol=-1.285 X 106kJ/mol,Cpt=1.072kJ/kg . KU=69.8w/m2 . K=2.513X 102kJ/m2 . h . K .代入(3)式有:dT1 3 0 0 x 1 . 2 8 5 x lO69 2 0 0 x 1 . 0 7 1x 0 . 0 4 0 1 7 x 2 . 1 0 8 x

241、1 () 4 “ A e x p (- 1 3 6 3 6 / T )4 x 2 . 5 1 3 x 1 0 20 . 0 2 5 x 9 2 0 0 x 1 . 0 7 1(T - 6 4 3 )= 1 . 4 3 6 x 1 03p4 e x p (- 1 3 6 3 6 / T ) -4 . 0 8 0 (T - 6 4 3 )Khn (4)(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:1=0; T=643K; PA=yAoPt=O.OO9 X 1.013 X 105=911.7Pa计算结果如下：邻二甲苯分压PA(Pa)床层温度(K)床层高

242、度1(m)邻二甲苯转化率XA(% )911.764300827.5663.60.39.233700.9678.90.623.12556.96880.938.91430.3686.11.252.28344.9674.91.562.17295.4663.41.868.6241.66572.073.57.14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: 从(7.9)式得:dxAld Z phMA

243、y,rAIGyvA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, 以与CA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, 山产1,则 dXA/dZ=常数， 即XA与 Z 呈线性关系. 若系统存在扩散影响， 则还需考虑CA对 Ro的影响问题.(2)不对， 对绝热反应， 有如下热量衡算式：6 。溺=的( -) (7-21)固定床反应器的物料衡算式为：GwA。 忆MA dZ两式相除得：= % 勿4dT J”。 (一迅)d% A M /iC p r(7.9)(7.22)w AA -H ) Z 、 / 、f =寄( f。 ) (723)积分之若将(-Hr)视为常数

244、则(7.23)式表明T 与X,、 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盾合成反应， 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0.45cm3/g ,颗粒密度Llg /cm1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 : 反 应 速 率 , kmol/n/粒 子 . h P厂一颗粒密度, kg /n/粒子r，A= P b X 3.08 X 104exp(-7960/T)(l

245、-XA) kmol/hm3 粒 子 ，而r=kpCA=kpCAo(l-XA)T(/T,kp是以颗粒体积计的反应速率常数, 因此，pp(l-xA)x 3.08 X 104exp(-7960/T)K P= CAO(1-XA)TJT_ p/, ( l - xA) x 3.08 x IO, exp (-7960/T)(1- Y %)RTJRT=Pp x3.08xl04exp(-7960/T)h lPAOpp im k g /M3 yA0 - -1 - p, =101325尸aJ L + / + J LR=8.314xlO3Pa m3/kmol K代入数据得：Q Q 1 4 y IO3kp =1100产

246、 - - -Tx3.08xl04exp(-7960/T)s】化简之kp =1.167xl07rexp(-7960/T)h1 = 3.242xl03rexp(-7960/T)题给： Vg=0.45 cm3/g Sg=180m2/g =180 X 104cm2/g平均孔径 =2Vg /Sg =2 X 0.45/180 X 104=5 X 107cm常压下气体分子运动的平均自由程近似等于10%m,因此, X /2=10-5/(2X5X1O-7)=IO,可见以努森扩散为主， 乙快分子量为26,故：Dk =9700x5x10 7后 市 = 9.511x10 / c m2/ssp =VgPp= 0.45

247、x 1.1 = 0.495 Tm = 3.22 = 空 至 ,3.29.511x1()7 = 1.471x10 4 cn12 1s三叵空13.242/1()37 exp(-3980/T)1.471x10 4 T1/4= 469.5T1/4exp(-3980/T)由7.10题解知， 第一段绝热热线方程是T=770.4+17L5x.进口处 = 469.5(770.4)1/4 exp (-3980/770.4)= 14.11出口处。 = 469.5(770.4 +171.5 x 0.3067)exp -3980/(770.4 +171.5 x 0.3067) = 19.96可见， 第一段床层各处内扩

248、散影响严重， 因此有 no=l/4)第一段催化剂用量：r.3067 1一d XA=FA OMA1.3067 11d XA(0.3067 469.5T1/4 exp (-3980/T)一凡3.08 x 104 exp (-7960/T )(1 - x A.3067 0.0152T4exp(3983/T)dx(1 - ；)A令人 / (/ 4、)= -0-.-0-1-5-2-T-11/4e不xp(3-9-8- -0-/T-)- 则 叫nI = 心。 &3f06 (7 4 ).d.xA计算得到XA与f(XA)的一系列数值如下:XA00.050.100.150.200.250.300.3067T(K)

249、770.4779787.6796804.7813.3821.9823F(XA)h .kg /kmol14.0313.9914.0114.1014.2314.4414.7414.79图解积分求得:.3067f (xA )dxA = 4.311 h -kg/kmol(7.10)题已算出 FAO=22.O9 kmol/h,因此有：wi=22.09X 4.311=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,

250、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， 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L 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 3)5.476= 0.1826外扩散影响可忽略， 因此n= n=0.1923热量衡算式:( - 七) ( 一必, ) -7 ( r )式中(-

251、RA)是以床层体积为基准的反应速率. 热点处dT/dZ=O,因此有:% ( - 七) ( - ) = 竽( 人-4)4所以， 热点处的反应速率为：( 北 ) 二 丝 个 Y _4x180(641-630) 。 心 , AJ dt % (-% ) 5.1 x 10 2 x 0.1826(790 x 1000)=4.735x 10 4 kmol/m3 s而 ( 一 ( ) = A g 则 = ( -4 ) /热点处左=5.74x 1013exp(-19000/641) = 7.689因此， 热点处做的值为：一 ( 此) 4.735x10” , , 3CA =-=-= 6.159 x 10 kmol

252、 /nr“ k 7.6897 . 1 8 习题7 . 1 7 中的禁催化氧化反应器的原料气为蔡与空气的混合气, 其平均定压热容为1 . 3 k J / K g K , 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7 0 0 K , 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6 4 0 K , 那么床层进口气体中蔡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 . 6 2 ) 式：警小小* 可改写为 ”1*已知 E /R= 1 9 0 0 0 Tm a x = 7 0 0

253、 K , 代入( 1 ) 式得：219000x700解得: Tc= 6 7 4 K所以最高熔盐温度为6 7 4 K( 2 ) 最大时料浓度由( 7 . 6 3 ) 式求得:(7.63)Nc =4U/pCp,d及加 pt已知数据: Tc=640K Tmax=700K U=180w/m2KP =PM/RT=101325 X 29/(8.314 X103 X 640)=0.5522 Kg /m3Cpt=1.3 kJ/Kg K dt=5.1 X 10-2mKc是按冷却介质温度计算的反应速率常数， 因此Kc=5.74 X 10,3exp(-19000/640)=7.341 s-1z 4x180 N -

254、-c 0.5522 X 0.3 x 103 x 5.1 x 10 2 x 7.341将有关数据代入(7.63)式：= 2.6792 . 2.679 2.679=1 + A - + -700-640- e e解得: 入=178.9 K C 华 小 侬3答 ”= 0.07151 (-AHr) 1796 xlO3= 7.15xl03 kmol/m37.18在充填lOn?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：C6H5CH3 + H2-C6H6+CH4原料气的摩尔组成为3.85%C6H6,3.18%C6H5cH4,69.97%；温度为863K,操作压力为6.08Mpa;若采用空速为lOOO

255、nASTPyhn?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：rT = 5.73 x 103 exp(-17800/T)CrC5式 中CT和CH分别为甲苯和氢的浓度, kmol/m。甲苯转化速率仃的单位为kmol/i/s,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：p, = 6.08 MPa R = 8.314xlO3 Pa m3/kmol- K0.0318 x 6.08 xlO68.314 xl03x 863CHQ=0.02695 kmol/m3pH0 0.6997 X 6.08 XlO6菽

256、- 8.314x1()3x863=0.5929 kmollmi0.02695x863T( l-* 7)= 2 3 .2 5 i)，=(0.5929 0.02695/ ) -=(511.7-23.25xr) -rT = 5.73 x 106 exp(-17800/T)CrC=5.73 x 106exp(-17800/T)x 23.25 (511.7 - 23.25xr 广=1.332x 108i (511.7 - 23.25xT),5exp(-17800/T) kmol/m3 - s又T = +、= 863 +( 二) 力。X t = 863 + 47 03 1 8xr = 863 + 37.5

257、7xr总摩尔流量耳= 1000x10/22.4 = 446Akmol/h = 0A24kmol/s所以有： 尸 ro = = 0 - 0 3 1 8 x 0.124 = 3.943 x lkm olls匕= %。 Yd xr r -=r d xr a)rTrT Q rTVr 107 - 3.943 x IO-3-2536m3 s/kmoldx rT_ T %XP(17800/T)_ MI S L K MOL1.332 x 108 (1 - /511.7 - 23.25xr)（2） 式代入式得:T,5exp(17800/T) 加1.332 x 108(l - % )(511.7 - 23.25%

258、 ),5 = 2536令/(Xr) =7,1 5exp(17800/T)1.332 x 108 (1 - xr)(511.7 - 23.25/ ),5则有： / （ 芍） 而7 =2536计算得到不同XT下 的f（ X T）值如下表:X T00.10.050.20.250.30T863866.8868.6870.5872.4874.3F(x-r)763278227965812883298575从图解积分得知:0/（X?） Jxr = 2536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100moi原料气为基准）组分床层进口摩尔数床层出口摩尔数床层出口mol%甲苯3

259、.183.18(1-0.33)=2.1312.131%H269.9769.97-3.18X0.33=68.9268.92%苯3.853.85+3.18X0.33=4.8994.899%甲烷2323+3.18X0.33=24.0524.05%100100100%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460C时， 出口物料温度为437C,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470C ,出口物料温度相应升至448C;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： L kf (xA )式 中

260、f(XA)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(XA)是不变的， 但k值减小了( 对相同温度而言) ， 为了在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： lnki=lnAE/RTi活性下降后： lnk2=lnA2-E/RT2床层处处都应存在如下关系： lnk】 =lnk2,则有：In Aj=In 4E而也 可 写

261、 成A2 RVTl Tl)由4丁 二 人ZX A关系可知， 对于某一AX A值， 活性降低前与降低后的4 T相等的， 取ZkT的不同数值计算AJA2,结果如下：在T=-5K 处，八岬1A2 8.3141273 + 4 6 0 -51273 + 4 7 0 -5 ,= 0.18744 /4 = 1 .2 0 6在TolOK 处，14?1A2 8.314(273+ 460 - 101273 + 470-10= 0.18994 / 4 =1.209床层出口处.A, 83700 f 1In = -A2 8.3141273 + 460273 + 470= 0.2163Ax/A2 =1.242以上计算结果

262、表明， 在床层的不同高度( 即不同的XA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：4 - 4 1 242 - 11 3 x 100% = 士 x 100% = 19.42%A, 1.247.21在实验室中用外循环式无梯度反应器研究二级气相反应24 + 2原料为纯A;设kCA0 T =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：- 此= 左。 ；0(1 -

263、x j循环反应器反应体积的计算式：匕=(1， )2。 以。 豆占(尔24)1+- KA)(4.24)式可写为：= (1 + ) . 72XA1 + W (1 -* 4)其中T = V r/Q o,把 kCA0 T = 1代入得：l = (l + ) pt 1 dxA1+ w ( l- xA)由上式解得：1+w ( 1 +4一 1 X/4/ 1 + W - W X Af(1) (1) 当 W=5 时，1 + 5 (1 + 5)2 二 1 x 1 + 5 5x化简得：5xjf - 17工4/ + 6 = 0解得： 1 =3(不合理舍去) xA f2=0A因此,A的转化率为40%(2)当 w=30

264、时，1 + 30 (1 + 3 0 / 1 x 1 + 30 30x42-化简得:30xt - 92x, +31 = 0A i aj解得: 打” =0.3853 xA fl = 2.68(不合理舍去)得A的转化率为38.53%(3)全混流：y _。 ( ) (CAO - g ) _ 20cA0以/ _ 。 (。4 0 * 4 /_RA2匕/Q。 XA f把kCAo T =1代入上式得:(1 - xA f)则有. XAf XAf +1 = 0解得： xA fl= 2.618(不合理舍去) “2 = 0382所以,A的转化率为38. 2%(4)当循环比为3 0时， 计算得到的转化率与全混流的计算结

265、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 .2 2列管式催化氧化反应器所用的催化剂管的内径为34mm， 管内充填钢钥催化剂， 床层高度1.6m,含量为1.2%(mol)C6H6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/m2K;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酊的收率.催化剂床层的堆密度为1500kg /m3,混合气的热容可近似按空气计算.解: 用B代表苯,M代表顺酎,C代表CO和CO2等

266、 .KI K2B - - C0+C02 H20 _3_根据习题(4.16)的题给条件：ri-kipli,kl = A, exp(-：1 / J?T)= 0.2171 exp (-70800/8.314T)= 0.2171exp(-8515.7/T)kmollkg h Par2 - k2pM,k2 = 1.372x 108exp(-193000/8.314T)=1.372x 108exp(-23213.8/T)kmol/kg h-Par3 - k3pli ,k3 = 470.8exp(-124800/8.314T)= 470.8exp(-15010.8/T) kmol/kg h- Pa上面各式中

267、门通, 门均以每小时， 每K g催化剂转化的苯的km ol数来表示,P B和PM的单位用Pa;以g 表示对每小时， 每K g催化剂来说， 转化为顺酊的苯的kmol数,rc表示对每小时， 每K g催化剂来说， 转化CO和CO2的苯的kmol数, 则有：rM=ri- V c =r2+ r3又YM表示顺酊的收率,YC表示CO和CO2的收率.( 一) 物料衡算方程: 对顺酎作物料衡算，MPbdVr =尸/ 洞匕” ,MPbAdZ = FdYMdYu 1 1 1 人三 * = F , .PbrM =有7 夕JM = - - P brM (1dz 尸B O /A DOCBO unci)aA已知pt = 0

268、.203MP。= 2.03 x 105 Pa To = 673K jB0 = 0.012R = 8.314x1()3 pa.m/kmo lK 0 B 0PBO _ yeoPt _ 0.012 x 2.03 xlO5= 4.354xl0-4no/m3RT0 R 8.314 xl03x 673w0 = 0.4/w / s = 1440/n / h代入(1 )式得：dyM = 1500dZ 1440x4.345xlO-4 M同理， 对CO,CO2作物料衡算得：pb = 1500A:g /w3= 2392.4%rcPhr = 。1%dYr 1. . - - - PlXcdZ u0CB0 Ph c代 入

269、 数 据 得 : 丝=2392.42 (3)dZv 7(1 ),(2 ),式中, m /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，。 小5。 (1 - ) = % 也 (1 -% -% ) = 0 2 2 . 0 3、 叫1 -)=2463(1- yc- yw) PaPM = PBO% = /SOP/VM = 0012 x 2.03 x 105 yM = 2436yM Pa加 =0一- 2 = 2436号(1一 % - “) -2436&工 “ kmol/kg h (4)7=2 +心 =246342丫的+2463左 3 (1 %

270、 - 工 “)kmol/kg h (5)X =0.2171exp(-8515.7/T)kmol/kg h-Po.21 x32+ 制 一 班 x 0 79x28 + 0.012x78 = 29.43m 100 100又p = F,oRT。 M“,P M=(M ,)R T。 Q.MmPl =(GA)RT o时 叫.P,. G =幺 -RT。OM“RRT。0.4 x 29.43 x 2.03 xlO58.314 xl03x 673kg I m2 -s = 1538 kg I m1 sCp t1.059kJ/kg K 线=673K U /m2 K =3.6xl02kJ/h m2dt - 34mm -

271、0.034/n反应1,2,3的热效应分别为:(-AHr)!=1850 kj/molkj/mol将有关数据代入式：(-Hr)2=1340 kj/mol(-Hr)3=31691538x1.059dZ= 1500(1850x1000) +1500(1340 x 103)r2 +1500(3169 x 103)r34x3.6xl020.034(T-673)化简得 =1.073 x 106 + 1.234 x 106r2 + 2.918 x 106G - 26(T - 673) (8)(8)式中Z 的单位用m,rl,r,r3的单位用kmol/kg h,根据题给的条件得：4 = 2436曷( l- rw-

272、Yc) kmol/kg h r2 = 2436R2yM kmol/kg h (9)5 = 2 4 3 6 (1 -7 - ) kmol I kg h联立求解(3)各方程， 即可求出YM和 Yc及 T 沿床高Z 的分布， 微分方程的初值条件为: Z=0,T=673K YM=0 YC=0(1) (1 )床层出口气体组成：找出Z=1.6m处的YM和 Yc的值， 若以lOOrnol进口气体为基准， 则出口气体中苯的mol数为L2(LYM-YC),生成的顺酎mol数为1.2YM,生成CO,CO2的 mol数为6X L2YM,由以上基本数据便可计算出口气体的组成.(2)Z=1.6处的YM,即为床层出口的顺

273、丁烯二酸酎收率.8 .多相反应器8 .1 纯二氧化碳与氢氧化钠水溶液进行反应， 假定液相上方水蒸汽分压可不计， 试按双膜模型绘出气相及液相中二氧化碳浓度分布的示意图.解：8 .2 用1.2M的氨水吸收某生产装置出口气中的二氧化喘， 当气流主体中二氧化碳分压为1.013Xl(r3Mpa时, 该处的二氧化碳吸收速率为多少？已知: 液相中CO2和 N% 的扩散系数均为3.5X10,m2/s,二级反应速率常数为38.6 X 105cm3/m ols,二 氧 化 碳 的 溶 解 度 系 数 为 1.53 X1010mol/cm3Pa,kL=0.04cm/s,kG=3.22 X 10/moI/cm2sPa

274、,相界面积 aL=2.0cm2/cm3.解：PAG =1.013 x 10 3 MPa = 1.013 x 103 Pa= 1.2 M = 12 。 / = 1.2 x 10-3 a 。 / / cm 3DAuL - DoRL, =3.5X10 scm2/Sk2 - 38.6 x 103C/H3 /mol sHA1.53xlQ wmol/cm3 PakL = 0.04c/w/s, a, - 2.0c/ /cm5kG = 3.22x 1Q10mol/cm2 s - Pa按拟一级反应处理， 反应速率常数：k = k2cB = 38.6 x 105x 1.2 x 10 3 = 4.632 x 103

275、s 1八 田 数 ： 屈=晒,5 lkL = V4.632X103X3.5X105 /0.04 = 10.06属于快速反应， 其增大因子:0 = 我 =10 0 6因此：( 一旦) =G(PAG PAG* 佻 LPAG*H A亦即：3.22 x 10一 1 (1.013 xlO3- 2耐 ) =10 06 x 0.04。 北 x 1.53 x IO-10pAG，= 5.23 x (1.013 xlO3- pAG.)PAG*5.23 x 1.013 xlO36.23=850Pa(-RA ) = 0kLp AG* HA = 10.06 x 0.04 x 850 xl.53x 10 10= 5 .

276、2 3 3 mol/cm2 s8. 3 气体A 与液体B 的反应为不可逆反应， 对 A 为一级， 对 B 为零级， 已知三种情况下反应速率常数k,液侧传质系数0 , 组分A 在液相中的扩散系数DA L以及液相体积与液膜之比a 值如下：k册cm/ sDAALI xlO5cm2/sa4000.0011.6404000.041.64010.041.640试分别计算这三种情况下的增大因子和有效因子值, 并对计算结果进行比较与讨论 .解：M7400x1,6x10 8 07 1 kLl 0.001月 = 国 =8040x80= 3.125x107后 _ / 蝇2 _ 00x1.6x10 ，2 k - 0.

277、046 2 = 2x2x(40-1) + tach(2)_ 2(2x39 + 0.964)_2x(40-l)tach(2)+ l - 2x39x0.964 + 1 - ,_ 4 M (a -l) + tach4M _ 2(40-l) + tec/z(2)“(a - l)tach4M +1 40 x 22 x(40 - l)toc/z(2)+12x39 + 0.96480(2x39x0.964 + 1)= L2 95xl(f2_ J%30AL3 41X1.6X10 “ 3。 加30.0440x0.01A =aM3-M3 + l 40x0.01-0.01 + 1=0.28781% =-= = 0.

278、71943 aM3 -M3 + l 1.39上述三组数据， 随 我 的 变 小,B也变小， 表示化学反应速率依次变慢， 故液相利用率n依次增加.8 .4在机械拌釜中于0.891Mpa及155C等温下用空气氧化环己烷. 液相进料中环己烷浓度7.74kmol/m3,氧含量为零. 液体与空气的进料量分别为26.76m3/h和161m3/h,要求出口的液体中环已烷浓度为6.76kmol/m3,假定气相及液相均呈全混流, 气相阻力可忽略不计， 试计算所需的反应体积.已知数据: 该反应对氧及环己烷均为一级， 操作条件下的反应速率常数1=0.21113/111015,氧的溶解度=1.115)10喋0101/

279、13.液侧传质系数 kL=0.416cm/s,比相界面积=6.75cm“,气含率e (； =039,氧在液相中扩散系数DAL=2.22X lO -W /s.解: 题给出的反应器出口液体中环己烷浓度值6.76kmo1/m3太小了， 即使气体中的氧完全反应， 也不能使环己烷浓度低到6.76kmol/m3,为此假定反应器出口环己烷浓度为7.65 kmol/m3;P = 0.891 MPa T = 155 CB0 =7.74 kmol/m3 = 7.74 x IO-3 mol/cm3CAA nU = 0 mol/m3 A LQ. - 26.7/H3lh - 7.433x 103czn3/sQg = 1

280、61m3/h C B=1.65kmolI mi = 7.65 x 103mol/cm3 1% ,，=0.416czw/s k -Q.2m3/mol -s氧的溶解度= 1.115 x lkm ol/m3 = 1.115 x lm ollcm3比相界面积a=6. 75cnTi 气含率% =0.139 DAI 2.22x1cm2 / s由于环己烷大量过剩， 按拟一级反应处盘：而 阿 瓦 T Vo.2 X1O3X 7.65 X 2.22 X10-4yj M = - - = - = L4UU10.416a 10.416aS, aDA, 6.75 x 2.22 x IO-4= 277.6由(8.15)式我

281、(a l) + Sc/i 屈 1.4(277.6-1) + 0.8854 _B= M 9(a 1 ) 加 由 屈 +1 - 1* 1.4(277.6 1)x0.8854 +1 =部以=1.115 x lkm ollm3 = 1.115 x I d7 mol/cm3= 旦 =161x1： = 7187.5mol/h = 1.9965mol/s22.4 22.4N /F g= O.79F0 = 1.5773mol/s。2: 广：=0.21。=0.4193/wos代入(8.31)-(833)式1.57730.21、O?79 /A L r,0.416 x 6.75 xVr x 1.58(1.115 x

282、 10 7 -C 0.416x6.75x匕 x 1.58(1.115x 10 7 - CALr) = 7.433x 103(CALr-0)+匕(1 一 0.139)2 x 105x 7.65 x 103CALr7.433x IO、(7.74 x 1 0-3 _ 7.65 x 10、) = 叱 0 _0.139)2x 105 x 7.65 x 103CALr化简得：0.2658-/山=2.8128Vr (1.115x10 7 -CALr)4.4366Vr (1.115x10 7-CALr) 7.433xl03CALr +1.3173x10 3VrCALr0.6689 = 2.6347 x 10

283、3V C4Zr解之得：fALr =0.05446Vr = 6.761 x 105c/w3 = 0.676m 3C/, =3.7552X10T/WO/ /C相 3 =3.755x1()7 机。 机 38 .5采用直径为1m的鼓泡塔用空气氧化环已烷， 压力为0.912Mpa的空气自塔底送入, ， 其他条件同习题8.4,假定气体呈活塞流， 液体呈全混流, 试问塔高应为多少？已知数据:a=2.5cm;kL=0.12cm/s; e G=02淇他数据见习题8.4.解: 在计算鼓泡塔时， 需要知道溶解度常数， 而 题8 .4是无此数据, 在这里， 查得常温时P L=0.7785g /cml设反应条件下：P

284、L=0.65g /cm3; a=2.5cm; kL=0.12cm/s; e G=0.12八田数睡匹= 2 xI。 xZ65x 2 . 2 2 =一573kL 0.12J3 = 4M(-& A ) = 0kiCAi = JkCBDAI.CA i对气相作物料衡算：PgdfA -aAcC jk CttDALdZ (1)其 中 ：= HApAi = HAPAG =舍/(1 一rZ) , + JA将(2)代 入 式 得 ： lT TdfA = 4嘤- 以 ) 北 (3)(3)式 的 边 界 条 件 ：x=o fA=AoZ = Lr 4=人/ /积分(3)式 得 ：-1啜 = 吧噌还彳L- 0 21上式中

285、 4=1.5773ws “=俞= 02658若进入液相的氧均参加反应：g(fA 0- fALr) = Q(CB 0-CB)2 x 1,5773(0.2658 - 7必 ) =7.433 x 103(7.74x 10 3 - 7.65 x 10 3)fAI. =0.05374Ac = -dt2 = 3 1 4 1 5 9 x lOO2 = 7.854x 103c/w2c 4 44 = 2 (1 一 % ) = 0.65(1 - 0.12)= 0.572g/cm30.572 x 0.101325 xlQ6r 1033.6 x 0.912 xlO6代入(4)式得：=6.1484 xl05c/w-1-

286、0.05374-0.2658 +In0.05374, 2.5 x 7.854 x 103 x 0.912 x 1067/4- = -0.2658 1.5773V2 x 105 x 7.56 x 10-32.22 X 10_4 f L r 6 1 4 8 4 x 10 $ L r2、 2 ，化简， 得：i o ( r 6.1484 xlO5 . 21.8106 = 6.166 x 10 H A Lr-Lr1.8106 = 6.166 x 109x 6.8446 x 10 13(T 6.1484x10 5 r 2 1Lr-Lr1、 2 ，解之得:Lr=395 cm=3.95 mLra3.95T=

287、3.95故处于312之间.8 .6在 充 填 直 径 为4 m m的Pd-AbCh催化剂的滴流床反应器中， 于0.1013Mpa,50C等温下进行a - 甲基苯乙烯加氢反应， 液相进料a - 甲基苯乙烯的浓度为4.3X10-4moi/cn?；床层入口处纯氢及液体的线速度分别等于12cm /s和lcm/s;若液相中a - 甲基苯乙烯转化率为90%;试计算床高, 假定气相和液相均呈活塞流， 且床层压力降可忽略不计. 已知数据: 该反应对氢为一级， 对a - 甲基苯乙烯为 零 级 ， 操 作 条 件 下 ， 基 于 床 层 体 积 计 算 的 数 据 如 下： k=16.8s ;kLaL=0.203

288、s-i;kLsas=0.203s“;氢在催化剂中的有效扩散系数=1.02X 10%2/s；氢在液相中的溶解度系数=0.6cm3气/cn?液; 床层孔隙率e =0.42.解：dp=4mm p = 0.1013Mpa T = 50 Cfi0 =4.3xlO-4moZ/c/w3-12cm I s uL0 - 1cm / s xLf - 0.9 k = 16.8s-1ktaL = 0.203s 1 e - 0.42kLag = 0.2035 1 De =1.02x10 6cm2/ s 4 = OKc/n气/ 。 加液反应器入口处氢的浓度：A0RT1.013 xlO58.314(273 + 50)37.

289、705mol/m3 = 3.7705 x lQ5mol/cm3当苯乙烯转化率达到90%时， 氢的转化率Xg L：CUg(iA0XgL = Ul( H 0XBL ( 计量系数 1： 1)12x3.7705x10 5x” =1x43x10x0.9 x讨=85.53%由于所给动学参数以床层为基准， 故以颗粒为基准的kn = = 一 = 16.8/1-0.42 = 28.97。 1- = 匡=28.97/1.02x10 = 355.33D e 3= 2.8146x10 3由于反应只与氢有关， 且为一级反应， 因此有:本题中， 由于是纯氢,CAG=CA O,(1)从氢的溶解度系数的单位可知, ( 8 .

290、 4 0 )式1 ( 1 1111rl 1 1 、K =_ _ 。 H kLa, klsas krj J 0.610.203 0.203 16.8 x 2.8146 xlO-3 J= 51.67 sK” =1.935x10 2 s 代入(2)式1 2 8 = 1.935x10-2dZ12 z -ax1.935x10 2 且12 12x0.8553 一-T-xnf =-z- = 530ci = 53机1.935x10 2 ” 1.935x10 2Z8 . 7在反应体积为5 m2的机械搅拌釜中， 采用直径为0 . 9m m的催化剂于2 5 等温下进行亚油酸甲酯的加氢反应，氢的分压保持为0 . 8

291、1 M p a ；亚油酸甲酯的处理量等于1 . 5 k m o l/ m i n ,要求酯的4 0 %被加氢， 试根据例8 . 5所给的数据和计算结果，计算催化剂用量。解：Vr= 5 m3 d p = 0 . 9m m T= 2 98 . 1 5 K pH= 0 . 8 1 M p aQ o = 1 . 5 k m o l / m i n X Af = 4 0 %（ _ R ； ） = eoxA/. / Vr = 1 . 5 X 0 . 4 / 5 = 0 A 2k mol/mi n- m3假设此时液膜阻力可忽略，由（ 8 . 5 1 ）式-*一- rJ11 、- 1 -W# 认( 1 )参考

292、例8 . 5可知C* =!* 0 . 8 1 = 0 . 0 1 8 7痴0 1 /川0 . 3 0 3又 由于1 cL sce d ； ， 故0 . 9机机催化剂的1 1 7 5 0 x 1 0 - 66 0 . 9x l O- 3=0 . 1 5 2 1 m/min664 - d p P p 0.9X10-3X2X103= 3 .3 3 3 m2 1k gk = * m 3 1k g - min0 = 3 x0 . 90 7 7 5=3 . 6= - = 0 . 2 7 7 8代 入（ 1）式:0 . 1 2 = 0 . 0 1 8 7 - - - - - - - - - - - - -

293、- - - - - +- - - - - - - - - - - - - - - - -1% x 0 - 1 5 2 l x 3 . 3 3 3 x 0 . 2 7 7 8 x 2 / 3 )e 0 . 1 2 ( 1 1 ， 3W =- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 1- - - - - - - - - - - - - - - 4 7 . 3 T k g / t ns 0 . 0 1 8 7 0 . 1 5 2 1 x 3 . 3 3 3 0 . 2 7 7 8 x 2 / 3 J8 .8 苯胺催化加氢反应对氢为一级，对苯为零级；l.OIMp

294、a和1 30c下，采用 直 径 为 4mm 的催化剂和纯氢进行反应，k=51.5cm3/g s,kLs=0.008cm/s,kLaL=0.12s-i,纯氢的溶解度 3.56 X lOmoVcm3, 催化剂上的有效扩散系数为8.35X 10，m2/s,试求宏观反应速率。解： P=1.01Mpa T=130 dp=4mm k=51.5cm3/g s, kLs=0.008cm/skLaL=012sC *A L = 3 . 5 x lO mol/cm3 0O = 8 . 3 5 x l O c m s本说中缺少一个重要参数，即颗粒密度，设Pp=2g /cm3；Ap = A/ p = 5 1 . 5 x

295、 2 = 1 0 3 s T77 = 4 . 2 7 0 9 x I O- 3( i i 、= 3 . 5 6x l 0- 6 +- - - - - - - - - +- - - - - - - - - - - - - - - - -( 0 . 1 2 0 . 0 0 8 x 1 5 1 0 3 x 4 . 2 7 0 9 x l O- 3J=1 . 8 7 96x 1 0 7m o Z / c / w3 s8 .9 在浆态反应器中用纯氢将丁快二醇加氢为丁烯二醇，该反应对氢及丁焕均力一级；进反应器的丁快二醇溶液浓度为2.5kmol/m3;反应条件下，k=4.8X10sm3/kg - s . m

296、ol,kLaL， =0.3s,kLs=0.005cm/s,氢 在 液 相 中 的 溶 解 度=0.01kmol/m3;液相中催化剂含量为 O.lkg /m3, P ouLSg /cmd-dOm2/kg ,气液均呈活塞流。（ 1）试计算液体转化率为95%时过程各步阻力占总阻力的百分率，设内扩散阻力可以忽略。( 2 ) 计算液相转化率达95 %时的空速( 3 ) 在最终转化率保持不变的情也下，提出提高液空速所采取的措施。解：CBo = 2 . 5 m o l / m3 k = 4 . 8 X 1 0 -3m3/ k g . s . m o l , kLaL = 0 . 3 s- 1,kL s= 0

297、 . 0 0 5 c m / s = 0 . 0 0 5 X 1 0 -2m / s Ws= 0 . 1 k g / m3 a = = 4 0 m 2 / k gC ； L = 0 . 0 i k mol I m3 = 1 O mol/m3 pp = .5 g lcm = 1 5 0 0 无 g / m3( 1 ) ( 1 ) 此时 CBL= CBO ( 1 - 0 . 95 ) = 0 . 0 5 X 2 . 5 = 0 . 1 2 5 k m o Vm3= 1 2 5 m o l / m3各步阻力：- - =- = 3 . 3 3 3 s液膜阻力% % ： 0 . 3! =- - - -

298、- - -! - - - - - - - - = 5 0 0 0 s液固阻力 WsaLkLs 0 . 1 x 4 0 x 0 . 0 0 0 0 5- - - - - - - =- - - - - - - - - - z - - - - - - = 1 667反应阻力0 . 1 x 4 , 8 x 1 0 x l 2 5各步阻力所占的分率：气膜 3 . 3 3 3 / ( 3 . 3 3 3 + 5 0 0 0 + 1 667 ) = 0 . 0 5 %液固 5 0 0 0 / ( 3 . 3 3 3 + 5 0 0 0 + 1 667 ) = 7 4 . 96%反应 1 667 / ( 3

299、. 3 3 3 + 5 0 0 0 + 1 667 ) = 2 4 . 99 % -R ：=C ；L1H - - - - - - - - - -； - - - - - - - r2 5 0 03 . 3 3 3 + 5 0 0 0 4dxB1 08 3 . 3 51 X nU2 5 0 01 05 0 0 3 x 0 . 95 - 8 3 . 3 5 l n ( l - xB)00.95= 4 7 5 3 + 2 4 9. 7 = 1 2 5 0 0 0 0 s = 3 4 7 . 2 hSv =- = = 0 . 0 0 2 8 8 h-lT 3 4 7 . 2提高反应温蔗，增加溶液中催化剂

300、的含量。8 . 1 0 今有含SO2的空气需要净化处理，采用以活性碳为催化剂，以水为液体介质的滴流床反应器在O. l OI M p a , 2 5 下将SO2 氧化为SO3 , 溶于水而成稀硫酸从反应器底部流出，反应的控制步骤是氧在催化剂表面的吸附，反应速率可用下式表示：rA = T ppk CM 机o cm床层 s式中M为以。2表示的反应速率,CAO为催化剂表面处的。2浓度, 单位为mol/cm3;已知： 内 扩 散 有 效 因 子n =0.6,堆 密 度P b=L0g /cm3,一级反应速率常数k=0.06cm3/g . s,床层孔隙率 e =0.3, kLaas=0.3s,kLaL=0.

301、03s,气体的流量=100cm3/sQ2在水中溶解度的享利常数H=5.0；反应器直径10cm ,塔顶入口处气体组成SO22%Q219%,N279%,试求SO2的转化率为80%时滴流床反应器的床层高度。解:P=0.101Mpa T=25 n=0.6 P b=1.0g /cm3 k=0.06cm3/g . se =0.3 kLaas=0.3s/ kiaiO.OSs1 Qg=100cm3/s H=5.0dt=Wcm 义o 2=2% 4 = 19% 或 = 79% % =80%整个反应的宏观动力学方程：4 ) = OGAG其中=322.2=3.1037x10-3 tU U0.101X106 c f z

302、 3GJ-=40.75mol / mRT 8.314x298.15U/i UO =G J Jt/24 ) =40.75x2% =0.8149/MoZ/m3Q _ g o 。- o)对于 SOz+g。 ? . 。38A = = -0.51(1 - *4 )C1G =1 - 0 . 5X0 . 0 2X4 1-0.0 lx,CJ oAc = % = (10)2= 7 8 .5 * 2Co， 、OGAGK（）G xAf l - 0 . 0 1 xA ,；-dxA0 11 - 8r4Lr = f l + 0.01(l-xJ-0.01 =- - - 0 . 991 n (l - x J + 0 . 0

303、1 xAJ/ lcAOG1 XA 4 八 OG10078. 5 4 x 3 . 1 0 3 7 x l O- 3- 0 . 991 n 0 . 2 + 0 . 0 1 x 0 . 86 5 6 9c / / z 6 5 7z / z8 .1 1 在以甲苯为藏相介质，骨架镇为催化剂的浆式反应器中，进行乙烯加氢反应，反应条件：P=1.52Mpa, T=50, 进 料 C2H4/H2T/I.5 （ 摩尔比） ，H2的进料速率为 L386mol/s,已知 a L=1.5cm2/cm3, kL=0.015cm/s, a s=200m2/kg ,kLs=0.02cm/s, Ws=0.1kg /m3,H2在

304、甲苯中溶解的享利常数为9 .4 ,液相可视为全混流；反应过程的速率决定于氢从气液相界面处向液固相界面间的传递，试求乙烯转化率为50%时所需的反应体积。解：P=1.52Mpaai =1.5cm2/cm3H=9.4T=50 C2H仙 = 1/1.5 琮=L3 86 / n o ski,=0.015cm/s as=2000cm2/g kLS=0.02cm/sWs=0.1kg /m3=0.1 X 103g /cm3乙烯转化率为50%时，设氢转化率为XH；1X50% =1.5XH 解得：XH=0.3333设反应的宏观动力学（R=KOGCAG_ _= 9 .4 _ 1 _yklaL WsaskLs J ,

305、 U . 5 x 0 . 0 1 5 0 . 1 x 1 0 x 2 0 0 0 x 0 . 0 2 J=2 . 76 7 x l O3 sK G= 3 . 6 1 3 x 1 0 匕d XA（ 一七）rdAK C“ OGAGFAQ - Fj, =1 . 3 86 mol/ sC4G1 . 5 2 x l O6 一 , , 3- - - - - - - - - - - - - - =5 6 5 . 76 mol / mR T 8. 3 1 4 x 3 2 3 . 1 5PT7V FA. 1.386X0.3333 3二 如一= - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -= 2 . 2 6 nfR KOGCAG AF 3 . 6 1 3 x 1 0- 4 x 5 6 5 . 76