1、61、在半徑為R的球形催化劑上，等溫進行氣相反應AB。試以產(chǎn)物B的濃度CB為縱座標，徑向距離r為橫座標，針對下列三種情況分別繪出產(chǎn)物B的濃度分布示意圖?；瘜W動力學控制外擴散控制內(nèi)、外擴散的影響均不能忽略圖中要示出CBG，CBS及CBe的相對位置，它們分別為氣相主體、催化劑外表面、催化劑顆粒中心處B的濃度，CBe是B的平衡濃度。如以產(chǎn)物A的濃度CA為縱座標,情況又是如何?解(1)以產(chǎn)物B的濃度為縱座標以產(chǎn)物A的濃度為縱座標6.3某催化劑，其真密度為3.600顆粒密度為165gcm3,比表面積為100m2/g.試求該催化劑的孔容,孔隙率和平均孔半徑解:6.13在150C,用半徑100um的鎳催化劑

2、進行氣相苯加氫反應，由于原料中氫大量過剩,可將該反應按一級(對苯)反應處理,在內(nèi),外擴散影響已消除的情況下,測得反應速率常數(shù)kp=5min-1,苯在催化劑顆粒中有效擴散系數(shù)為02cm2/s,試問：在0.1Mpa下，要使n=08,催化劑顆粒的最大直徑是多少？改在2.02Mpa下操作,并假定苯的有效擴散系數(shù)與壓力成反比,重復上問的計算.改為液相苯加氫反應,液態(tài)苯在催化劑顆粒中的有效擴散系數(shù)10-6cm2/s.而反應速率常數(shù)保持不變，要使n=0.8，求催化劑顆粒的最大直徑.解:用試差法從上二式可解得當n=0.8時，需dp=2Vg/Sg=58.3X10-8cm,入/2=8576,此值與10接近,故可近

3、似擴散是以奴森擴散為主：由(6.60)式算得n=04656.16在固定床反應器中等溫進行一級不可逆反應,床內(nèi)填充直徑為6mm的球形催化劑，反應組分在其中的擴散系數(shù)為002cm2/s,在操作溫度下，反應式速率常數(shù)等于001min-i,有人建議改有3mm的球形催化劑以提高產(chǎn)量，你認為采用此建議能否增產(chǎn)?增產(chǎn)幅度有多大?假定催化劑的物理性質(zhì)及化學性質(zhì)均不隨顆粒大小而改變,并且改換粒度后仍保持同一溫度操作解:故采用此建議產(chǎn)量的增加是很有限的，增產(chǎn)量為000037.3由直徑為3mm的多孔球形催化劑組成的等溫固定床，在其中進行一級不可逆反應，基于催化劑顆粒體積計算的反應速率常數(shù)為08s-i,有效擴散系數(shù)為

4、0.013cm2/s,當床層高度為加時，可達到所要求的轉(zhuǎn)化率為了減小床層的壓力降，改用直徑為6mm的球形催化劑，其余條件均不變，流體在床層中流動均為層流，試計算:催化劑床層高度;床層壓力降減小的百分率.解(1)求dp為6mm的床層高度L2,已知數(shù)據(jù):dp1=3mm=0.3cm,dp2=0.6cm,L1=2m,kp=0.8s-1,De=0.013cm2/s求床層壓力降減小的百分率:假定床層的空隙率不變,則有:層流流動時:(1),(2)式聯(lián)立:床層壓力降減少的百分率為:7.6在絕熱催化反應器中進行二氧化硫氧化反應，入口溫度為420C,入口氣體中SO2濃度為7%(mol);出口溫度為590C,出口氣

5、體中SO2含量為2.1%(mol),在催化劑床層內(nèi)A,B,C三點進行測定.(1)測得A點的溫度為620C,你認為正確嗎?為什么？測得B點的轉(zhuǎn)化率為80%,你認為正確嗎?為什么？測得C點的轉(zhuǎn)化率為50%,經(jīng)再三檢驗結(jié)果正確無誤，估計一下C點的溫度.解(1)絕熱床內(nèi)的溫度是呈線性上升的,出口處溫度最高,床內(nèi)任一點溫度不可能高于出口溫度，故620C是不可能的.出口處SO2的轉(zhuǎn)化率為(0.07-0.021)X100%/0.07=70%.床層內(nèi)部任一點處轉(zhuǎn)化率不可能高于70%,故轉(zhuǎn)化率為80%是不可能的.入厶XA,590-420=入X0.7入=(590-420)/0.7=242.86712圖7.C和圖7

6、.D分別為兩個化學反應的T-X圖，圖中AB為平衡曲線,NP為最佳溫度曲線,AM為等溫線,GD為絕熱線,GK為非絕熱變溫操作線,HB為等轉(zhuǎn)化率線.(1)試比較這兩個圖的差異,并說明造成這些差異的根本原因.采用固定床反應器進行圖7.C所示反應,分別按MA,GD和GK操作線操作,要求最終轉(zhuǎn)化率達到50%,試比較這三種操作所需催化劑量的大小,說明原因.對圖7.D所示的反應,重復(2)的比較.對于(2)和(3)的比較結(jié)果,你認為是普遍規(guī)律呢還是個別情況.解:(1):圖7CT升高，平衡轉(zhuǎn)化率減小有最佳溫度曲線絕熱操作線斜率為正非絕熱變溫操作線有熱點圖7DT升高，平衡轉(zhuǎn)化率增大無最佳溫度曲線絕熱操作線斜率為

7、負非絕熱變溫操作線有”冷點”造成以上差異的根本原因是：圖7.C是可逆放熱反應的X-T關(guān)系，而圖7.D是可逆吸熱反應的X-T關(guān)系.因是可逆放熱反應,操作線接近T線的程度越大，催化劑用量越小，從圖7.C看,在轉(zhuǎn)化率從0到50%這一范圍內(nèi),MA線最接近T曲線，所以等溫操作所需OP催化劑最少，絕熱操作(GD線)居中，非絕熱變溫操作(GK線)催化劑用量最大.對圖7.D,是吸熱反應,反應溫度高則催化劑用量小，從圖7.D看,GK線的操作溫度最高,催化劑用最最小,絕熱操作居中,等溫操作溫度最低,因而催化劑用量最大.等溫操作線的位置(即等溫操作所維持的溫度)對(2),(3)的比較結(jié)果有很大影響,例如圖7.C的等

8、溫操作線MA左移(即降低等溫操作的操作溫度)，它與TOP曲線的接近程度就會發(fā)生變化,與GD線和DK線相比,在轉(zhuǎn)化率0到50%范圍內(nèi)MA線不一定最接近TOP線，因而不一定是等溫操作所需催化劑用量最小對圖7.D,如果等溫操作線MA右移，即提高等溫操作的溫度，可使MA,GD和GK各線的操作溫度的高低順序發(fā)生變化.另外,如果最終轉(zhuǎn)化率不是50%,例如是70%,對圖7.C,在反應后期(即轉(zhuǎn)化率接近70%的部分)最接近TOP線的是GD線,絕熱操作的催化劑用量最小(反應后期接近TOP線的程度對催化劑用量大小起關(guān)鍵作用.所以說,(2),(3)比較結(jié)果,并非普遍規(guī)律.7.15常壓下用直徑為6mm的球形氧化鋁為催

9、化劑進行乙腈合成反應,操作條件與習題7.10同,此時內(nèi)擴散影響不能忽略,而外擴散影響可不計,氧化鋁的物理性質(zhì)如下:孔容045cm/g,顆粒密度11g/cm3,比表面積180m/g,曲節(jié)因子等于3.2.試計算第一段的催化劑用量.解:rA-反應速率?kmol/m3粒子hPb-顆粒密度,kg/m3粒子rA=pbX3.08X104exp(-7960/T)(1-XA)kmol/hm3粒子，而rA=kpCA=kpCA0(1-XA)T0/T,kp是以顆粒體積計的反應速率常數(shù),因此，代入數(shù)據(jù)得:化簡之題給:Vg=045cm3/gSg=180m2/g=180X104cm2/g平均孔徑vra=2V/Sg=2X0.

10、45/180X104=5X10-7cm常壓下氣體分子運動的平均自由程近似等于10-5cm,因此,入/2vra=10-5/(2X5X10-7)=10,可見以努森擴散為主，乙炔分子量為26,故:由7.10題解知，第一段絕熱熱線方程是T=770.4+171.5xA進口處6=469.5(770.4Mexp(-3980/770.4)=14.11出口處可見，第一段床層各處內(nèi)擴散影響嚴重，因此有n=1第一段催化劑用量:0計算得到xa與f(XA)的一系列數(shù)值如下：故有:w2=2209X0.4212=9.304KgXA00.050.100.150.200.250.300.3067T(K)770.4779787.

11、6796804.7813.3821.9823F(XA)hkg/kmol14.0313.9914.0114.1014.2314.4414.7414.79圖解積分求得：(710)題已算出FA0=22.09kmol/h,因此有:W=2209X4.311=95.23Kg710在氧化鋁催化劑上進行乙腈的合成反應:設(shè)原料氣的摩爾比為C2H2:NH3:H2=1:2.2:1，采用三段絕熱式反應器，段間間接冷卻,使每段出口溫度均為550C,而每段入口溫度亦相同，已知反應速率式可近似地表示為：式中XA為乙炔的轉(zhuǎn)化率，液體的平均熱容為5二128K，如要求乙炔轉(zhuǎn)化率達到92%,并且日產(chǎn)乙腈20噸,問需催化劑量多少?解

12、:以A表示乙炔，C在熱衡算中忽略反應過程總摩爾數(shù)的變化,并把各段的p視為相等,對每一段均有:依題意，各段進出口溫度相等即各段AT相等，所以各段轉(zhuǎn)化率差AXa亦相等，因此有:XA=1/3X0.92=0.3067各段AT為：T=1715AXa=1715X0.3067=5259K因而各段進口溫度=823-5259=7704K各段進出口溫度和轉(zhuǎn)化率如下表所列:段數(shù)進口出口T(K)XAT(K)XA一一770.408230.3067二770.40.30678230.6134三770.40.61348230.92第一段T=7704+1715AXak=308X104exp(-7960/T)Xa00.050.1

13、00.150.200.250.300.3067T770.4779787.6796804.7813.3821.9823k1.0031.1241.2571.401.5581.7291.9151.9411k(1-XA)0.9970.93650.88390.840.80320.77110.74590.7431圖解積分求得：因此河產(chǎn)2209X0.2576=5.690Kg第二段,T=7704+1715(Xa-03067)XA0.30670.350.400.450.500.550.600.613T770.4777.8786.8794.9803.6812.1820.7823k1.0031.1071.2381.

14、3781.5371.7051.8591.9411/k(1-XA)1.4381.3891.2471.3181.31010.3031.3231.333第三段,T=7704+1715(Xa-06134)Xa0.60340.650.700.750.800.850.900.92T770.4776.7785.2793.8802.4810.9819.5823k1.0031.0911.2191.3601.5141.6801.8651.9411/k(1-XA)2.5792.6192.7352.9413.3033.9685.3626.440w3=22.09X1.04=22.96Kg催化劑總重量=569+9304+2296=3795Kg8.2用12M的氨水吸收某生產(chǎn)裝置出口氣中的二氧化喘，當氣流主體中二氧化碳分壓為1.013X10-3Mpa時,該處的二氧化碳吸收速率為多少？已知:液相中CO2和NH3的擴散系數(shù)均為3.5X10-5CM/S，二級反應速率常數(shù)為