例题集1.ppt

[例7.3-1] 在一逆流操作的填料塔中用化学吸收法把进料气中的有害组分的含量从0.1%降低到0.02%，试比较以下几种情况，求出所需填料高度。已知： 液相流量分别为L=700kmol/(m2.h)，气相流量分别为G=100kmol/(m2.h)，气相总压P=1atm，液相的总浓度CT=56kmol/m3。（1）用纯水吸收；（2）用CB1=0.8kmol/m3的反应组分的水溶液吸收，反应极快 液相总浓度CT=56kmol/m3，b=1；（3）CB1=0.03kmol/m3，其余同（2）；（4）CB1=0.128kmol/m3，其余同（2）。 塔上段为界面反应，用界面反应宏观速率式 塔下段为瞬间反应区，用瞬间反应宏观速率式 塔填料层总高度 H=H上+H下=2.128+4.784=6.91m * 从上例计算可知，对于等温、间歇操作的反应器，达到一定转化率所需的反应时间，只取决于反应的速度而与反应器的大小无关。而反应器的大小，是由单位时间处理物料量的多少以及所需的转化深度所决定。由于系间歇操作，每进行一批生产，都要进行清洗、装卸料、升降温等操作，这些反应的辅助工序所需要的时间，有时也很可观。因此，间歇反应器一般适于反应时间较长的慢反应。由于它灵活、简便，在小批量、多品种的染料。制药等生产部门仍然得到广泛应用。 （2）因为是连串反应，应选用平推流反应器。 （3）按式（3.4-11）计算Cpmax： 按式（3.4-12）计算τopt 按式（3.4-6）计算CA： 相应于CP,max是A的转化率xA为： xA=1-0.5=0.5 4.2变温间歇反应器的设计 设计非等温反应器需要： VR/FA0=f1(xA,(-rA)) 物料衡算 (-rA)=f2(xA,T) 动力学方程 T=f3(xA) 热量衡算 作全釜热量衡算：其热量衡算可依式（4.1-1）写出， 对BR，取单元时间△t=dt，单元体积△V=VR，式（4.1-1）中的Ⅰ项=Ⅱ项=0。 BR的热量衡算式为： A-单位反应相体积具有的传热表面积m2/m3 CV-定容比热容，KJ/（kg? K） ρ-反应混合物密度，kg/m3 U-总传热系数，KJ/（m2? h? K） Tm-传热介质温度，K。 △HA-组分A的反应热 KJ/kmolA (2) ?2) 绝热操作:则UA/（Tm-T）=0 式中λ称为间隙釜反应器的绝热温升：当xA从0 变为1时体系温度升高的数值，绝热温升值在反应过程中近似为常数。 [例6.3-2]萘与空气的催化氧化反应在一列管式反应器中进行 C10H8+4O2 → C8H4O3+2H2O+2CO2 (A) (B) (R) (S) (C) 其宏观速率方程为： 总压Pt=1atm不变，进料中含A 0.1%（mol），其余为空气。平均反应热（-△HA）=20100J/g，气体入口温度T0=613K，气体质量通量G=1870kg/(m2.h)，列管内径dt=0.025m，圆柱形催化剂尺寸为φ5mm×5mm，床层堆积密度ρB=0.8g/cm3，床层对壁传热系数h0=10W/(m2.K),管内壁温TW=613K不变。试用拟均相一维模型法计算床层轴向的温度与浓度分布。 因为进料气体中空气占99.9%，故可作为恒摩尔体系处理，物性参数可取空气之值。 单管的摩尔质量 查表得空气摩尔热容 总给热系数 宏观反应速度 物料衡算式 热量衡算式 代入数据化成差分式，得 边界条件：l=0，xA0=0，T0=613K 取计算步长为0.1m，用四阶龙格-库塔法逐步计算床层不同深度l处得xA、T值，得到沿床高的轴向温度与转化率的分布值。 热点在l=1.2m处，T=622.43K，计算得到如下结果 作物料衡算与热量衡算得： 整理得一非线性常数微分方程组 此微分方程组可以用数值法求解，得出换热式催化床中轴向的温度分布。由入口及出口转化率及入口温度，便可以确定催化剂床层高度。常用的数值法除改进欧拉法外还有龙格-库塔法等， 四阶龙格-库塔法简介： 设有一阶非线形微分方程组 由初值x0、y0、z0开始，以△x为步长，逐步计算得： 经过一个步长的下一个值为： 再由x1、y1、z1为初值，经过相同的步骤依次得到以下各点（ x2、y2、z2 ）、 （ x3、y3、z3 ）…… 四阶龙格-库塔法求解步骤 ，将上式化成有限差分式： 由拟均相一维模型法得到的非线性常微分方程组 其边界条件为l=0，xA=xA0，T=T0.以此作为初值，取步长△l为，逐点计算 经过一个步长后的下一点的各变量值为： 在以（xA1，