《化工反应原理与设备》课后习题杨西萍Word文档格式.docx
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3注意载荷的选择要考虑硬度值范围，如果材料本身硬度低载荷选择过大，会造成压痕过大反而不好测量
填空题
1.连续、半连续、间歇；
2.微元时间，微元体积，浓度，温度；
3.0，0.15mol/（m3·
s）；
4.-1，-2/3，0.4NA0
5.CAG>
CAS>
CAC>
CAe，CAG≈CAS》CAC≈CAe，CAG》CAS≈CAC≈CAe；
6.无穷大，0；
7.越大，相等；
8.表面反应速率，内扩散速率；
9.均相，非均相，动力学特性；
10.极慢速反应；
判断题
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
×
√
思考题
1.三种操作方式：
间歇操作、连续操作、半连续操作。
间歇操作
间歇反应过程是一个非定态过程，反应器内物系的组成随时间而变，这是间歇过程的基本特征。
间歇反应器在反应过程中既没有物料的输入，也没有物料的输出，即不存在物料的流动，整个反应过程都是在恒容下进行的。
反应物系若为气体，则必充满整个反应器空间;
若为液体，虽不充满整个反应器空间，但由于压力的变化而引起液体体积的改变通常可以忽略，因此按恒容处理也足够准确。
连续操作
连续操作的反应器多属于定常态操作过程，即反应器内任何部位的物系参数，如浓度及反应温度等均不随时间而改变，只随位置而变。
大规模工业生产的反应器绝大部分都是采用连续操作，因为它具有产品质量稳定，劳动生产率高，便于实现机械化和自动化等优点。
这些都是间歇操作无法与之相比的。
然而连续操作系统一旦建立，想要改变产品品种是十分困难的，有时甚至要较大幅度地改变产品产量也不易办到，但间歇操作系统则较为灵活。
半连续（半间歇）式操作
半连续反应器的反应物系组成必然既随时间而改变，也随反应器内的位置而改变。
2.反应器内存在不同停留时间的流体粒子以及不同停留时间流体粒子之间的混合即返混。
原因：
滞留区的存在沟流和短路循环流流体流速分布不均匀扩散。
3.沉淀法浸渍法混合法熔融法离子交换法。
4.理想置换流动模型：
方差，；
平均停留时间：
，。
理想混合流动模型：
平均停留时间，，方差，。
5.根据双膜理论反应过程可描述如下：
⑴气相中的反应组分A从气相主体通过气膜向气液相界面扩散，其分压从气相主体处PAG的降至界面处PAi。
⑵在相界面处组分A溶解并达到相平衡。
服从亨利定律。
此时，其中HA是亨利系数，PAi是相界面出组分A的浓度。
⑶溶解的组分A从相界面通过液膜向液相主体扩散。
在扩散的同时，与液相中的反应组分B发生化学反应，生成产物。
此过程是反应与扩散同时进行。
⑷反应生成的产物向其浓度下降的方向扩散。
产物若为液相，则向液体内部扩散；
产物若为气相，则扩散方向为：
液相主体—液膜—相界面－气膜—气相主体。
6.七步：
反应物外扩散，内扩散，吸附，表面反应，脱附，产物内扩散，外扩散。
7.理想吸附认为吸附活化能不随覆盖率的变化而变化，而真实吸附认为吸附活化能随覆盖率的变化而变化。
8.定量描述反应速率与影响反应速率因素之间的关系式称为化学动力学方程。
宏观动力学与本征动力学的区别是，宏观考虑了传质过程。
9.①外扩散做控制步骤即内扩散过程的阻力很小，表面反应过程的速率很快。
反应过程的速
率取决于外扩散的速率。
浓度变化为：
CAG>
>
CAS≈CAC≈CAe
②内扩散做控制步骤即反应过程的传质阻力主要存在于催化剂的内部孔道，表面反应过程的速率和外扩散的速率很快。
CAG≈CAS>
CAC≈CAe
③表面反应做控制步骤即传质过程的阻力可以忽略，反应速率主要取决于表面反应过程。
通常称为动力学控制。
CAG≈CAS≈CAC>
CAe
10.转化率
收率
产率
三率的关系为：
计算题
1.kP=kC·
=2.654×
104×
=1.66×
10-15mol·
L-1·
S-1·
Pa-3
2.因为CA0=CB0，所以CA=CB，即,则，xA=0.9
3.反应机理：
4.
5.孔容，孔隙率
6.，
4mm球形催化剂：
，
，
圆柱形催化剂：
7.参考例题1-8
0.3<
236.99<
300，
8.要消除内扩散，，则
9.，
10.，
一级反应：
，，，
模块二釜式反应器
1.分子间碰撞，传质，传热；
2.，>
；
3.7.8s，623.8s；
4.操作线，动力学线；
5.，物料的性质，搅拌器类型；
6.，KA（T-TW）；
7.小于，各釜体积相等；
8.装料，卸料，清洗；
9.搅拌釜封头，搅拌轴，填料密封，机械密封；
10.反应器本身对热的扰动有无自行恢复平衡的能力，反应过程中各有关参数（流量、进口温度、冷却温度等）发生微小变化时，反应器内的温度将会有多大的变化；
1.因为多釜串联完成生产任务所需的反应器体积小于单釜情况，所以多釜串联釜式反应器的生产能力大于单釜釜式反应器。
2.作用：
反应器内的物料借助搅拌器的搅拌，达到物料的充分混合，增强物料分子碰撞，强化反应器内物料的传质传热。
选择：
工业上搅拌器的选型主要根据流体的流动状态、流体性质、搅拌目的、搅拌容量及各种搅拌器的性能特征来进行。
一般情况下，流体的粘度对搅拌的影响较大，所以，可根据液体粘度来选型。
对于低粘度液体，应选用小直径、高转速搅拌器，如旋浆式、涡轮式；
对于高粘度液体，应选用大直径、低转速搅拌器，如锚式、框式和桨式。
另外，搅拌目的和工艺过程对搅拌的要求也是选型的关键。
对于低粘度均相液体混合，要求大的循环流量，因此主要选择各旋浆式搅拌器。
对于非均相液液分散过程，要求液体涡流湍动剧烈和较大的循环流量，应优先选择涡轮式搅拌器。
对于固体悬浮操作，必须让固体颗粒均匀悬浮于液体之中，当固液密度差小，固体颗粒不易沉降的固体悬浮，应优先选择旋浆式搅拌器。
当固液密度差大，固体颗粒沉降速度大时，应选用开启式涡轮搅拌器。
对于结晶过程，往往需要控制晶体的形状和大小，需要有较大的循环流量，所以应选择涡轮式搅拌器和桨式搅拌器。
对于以传热为主的搅拌操作，控制因素为总体循环流量和换热面上的高速流动。
因此可选用涡轮式搅拌器。
当反应过程需要更大的搅拌强度或需使被搅拌液体作上下翻腾运动时，可在反应器内装设挡板和导流筒。
3.做或图，通过比较图形面积来进行生产能力的比较：
（1）如果BR的辅助时间为0，则三种反应器的生产能力与上图中的阴影面积成正比，即BR>
n-CSTR>
CSTR。
（2）如果BR的辅助时间不为0，n-CSTR>
CSTR，但是不能定性确定BR的生产能力大小，其与辅助时间有关。
4.反应釜的传热装置主要有夹套式、蛇管式、外部循环式等。
夹套式换热一般适用于传热面积较小且传热介质压力较低的情况。
当工艺过程中需要的较大的传热面积，单靠夹套传热不能满足要求时，或者是反应器内壁衬有橡胶、瓷砖等非金属材料不宜使用夹套式换热时，可采用蛇管、插入套管、列管式换热器等传热。
对于大型反应釜，需高速传热时，可在釜内安装列管式换热器。
除了采用夹套和蛇管等内插传热构件使反应物料在反应器内进行换热之外，还可以采用各种型式的换热器使反应物料在反应器外进行换热，即将反应器内的物料移出反应器经过外部换热器换热后再循环回反应器中。
另外当反应在沸腾温度下进行且反应热效应很大时，可以采用回流冷凝法进行换热，即使反应器内产生的蒸汽通过外部的冷凝器加以冷凝，冷凝液返回反应器中。
采用这种方法进行传热，由于蒸汽在冷凝器以冷凝的方式散热，可以得到很高的给热系数。
有时若进行反应釜小试时，还可以采用电加热的方式。
5.同时满足Qc=QR和>
的点，即为热稳定点。
6.主要控制温度和压力。
在操作过程中，温度应该最难控制，温度控制方案主要有以下三种：
通过夹套冷却水换热；
组成反应釜气相外循环系统，通过调节循环气的温度，调整易冷凝气体回流入釜的量来控制反应釜的温度；
通过釜外料液循环系统，调整料液循环温度从而控制反应釜的温度。
另外反应釜的压力控制也很重要。
反应釜压力的变化主要是由于反应过程中物料的蒸汽分压的变化造成的，因此釜压的控制也可以通过控制温度来调节。
但当反应釜压力过高时则需要选择通过放空来降低反应釜的压力。
7.解析法：
列出公式或，再将式带入，然后对该式求导使其等于0，即可得到最优条件下的相应变量。
图解法：
已知处理量V。
、初始浓度CA0和最终转化率xAN，要求确定串联连续操作釜式反应器的釜数和各釜的有效体积，也可以在绘有动力学曲线的（一rA）～CA图上进行试算。
若各釜的有效体积相同时，根据操作线方程，假设不同的VRi，就可以在CA和CAN之间做出多组具有不同斜率、不同段数的平行直线，表示着釜数N和各釜有效体积VRi值的不同组合关系。
通过技术经济比较，确定其中一组为所求的解。
8.N个连续串联操作釜数反应器进行一级不可逆反应，各釜的温度相同，则体积为：
上式对转化率求偏导数得：
（i=1,2…,N-1）
若使反应体积最小，则
或
化简可得：
即：
9.在反应初期由于反应物的初始浓度较大，反应速率比较快，所选用的换热介质的温度较高。
但随着反应的进行，反应物浓度逐渐下降，反应速率也逐渐下降，要求换热介质的温度较低，但换热介质的最低温度是有限制的，不能无限制地降低。
因此就要求采用不同的换热面积来适应。
尤其对于等温反应，必须根据反应的进行随时调整换热方案。
例如某吸热反应装置的换热方案如下：
在反应器内设置两组加热盘管，其中一组盘管的传热面积为6.65cm2,另一组盘管的传热面积为3.59cm2，可用加热蒸气的温度为11
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