化學反應工程課程設計

1、<p>　　課 程 設 計</p><p>　　課程名稱： 化學反應工程課程設計 </p><p>　　學生姓名： xxx 學 號： xx</p><p>　　學 院： 化學與制藥工程學院 </p><p>　　

2、專 業(yè)： 班 級 化工092班</p><p>　　指導教師： </p><p><b>　　2012年6月 </b></p><p>　　化學反應工程課程設計</p><p><b>　　任務書</b></p&

3、gt;<p>　　某日產1000噸合成氨的裝置中的中溫變換反應器在30.5atm下操作，進口氣體流量NT0=9000kmol/h，采用Φ9*9mm催化劑，堆密度1500kg/m3,催化床直徑為4m，高度為1.5m,催化劑有效因子為0.6。</p><p>　　已知本征動力學方程：</p><p><b>　　式中</b></p><p

4、><b>　　要求：</b></p><p>　　1、采用龍格庫塔方法求微分方程的數值解；</p><p>　　2、進口溫度的初值可設定為334℃，在初始溫度與400℃之間取5個溫度點進行計算，繪制（1）在不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化曲線；（2）床層出口溫度隨入口溫度變化曲線。并對結果進行討論。</p><p>　　3、以給定的

5、進口流量為中心，選擇5個不同進口流量，間隔為150kmol/h，繪制（1）在不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化曲線；（2）床層出口溫度隨進口流量變化曲線。并對結果進行討論。</p><p>　　4、可用VB程序或EXCEL進行計算</p><p>　　5、比熱、熱效應、平衡常數可以查閱《化學工程手冊》</p><p><b>　　目 錄</b

6、></p><p>　　1工藝過程介紹1</p><p>　　1.1目前工業(yè)上常用的一氧化碳轉換方法1</p><p>　　1.1.1甲烷化法1</p><p>　　1.1.2制氫氣法1</p><p>　　1.2工藝方法的確定1</p><p>　　1.2.1工藝流

7、程2</p><p>　　1.2.2工藝條件2</p><p>　　1.3影響反應的工藝條件2</p><p>　　1.3.1溫度2</p><p>　　1.3.2壓力3</p><p>　　1.3.3水氣比3</p><p>　　2動力學模型的選取和反應器數學模型的建立

8、4</p><p>　　2.1動力學模型的選取4</p><p>　　2.1.1CO變換反應的本征動力學方程4</p><p>　　2.1.2CO變換反應的宏觀動力學方程4</p><p>　　2.1.3總體反應速率4</p><p>　　2.1.4絕熱式固定床反應器的選擇5</p>

9、<p>　　2.2反應器數學模型的建立5</p><p>　　2.2.1物料衡算5</p><p>　　2.2.2能量衡算6</p><p>　　2.2.3公式推導7</p><p>　　2.3考慮催化劑有效因子的分析8</p><p>　　2.3.1宏觀反應速率8</p>

10、;<p>　　2.3.2根據等摩爾反應的特點進行分析8</p><p>　　3模型參數選取9</p><p>　　3.1定壓摩爾熱容9</p><p>　　3.1.1各種氣體與溫度的關系[8]9</p><p>　　3.1.2反應初始條件10</p><p>　　3.2反應熱10&

11、lt;/p><p>　　3.3平衡常數Kp10</p><p>　　4計算方法的確定11</p><p>　　4.1確定解微分方程組的方法11</p><p>　　4.1.1微分方程的推導11</p><p>　　4.2龍格庫塔法求微分方程的數值解13</p><p>　　4.2

12、.1龍格庫塔常用公式的形式13</p><p><b>　　5計算過程14</b></p><p>　　5.1在不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化14</p><p>　　5.1.1數據處理14</p><p>　　5.1.2關系曲線16</p><p>　　5.2床層出

13、口溫度隨入口溫度的變化17</p><p>　　5.2.1數據處理17</p><p>　　5.2.2關系曲線18</p><p>　　5.3在不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化19</p><p>　　5.3.1數據處理19</p><p>　　5.3.2關系曲線21</p>

14、<p>　　5.4床層出口溫度隨進口流量的變化22</p><p>　　5.4.1數據處理22</p><p>　　5.4.2關系曲線23</p><p>　　6結果與討論24</p><p>　　6.1不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化24</p><p>　　6.1.1由圖中曲線

15、得出的結論24</p><p>　　6.1.2產生結論的原因推測24</p><p>　　6.2床層出口溫度隨入口溫度的變化25</p><p>　　6.2.1由圖中曲線得出的結論25</p><p>　　6.2.2產生結論的原因推測25</p><p>　　6.3不同進口流量下床層溫度隨床層高度的

16、變化25</p><p>　　6.3.1由圖中曲線得出的結論25</p><p>　　6.3.2產生結論的原因推測25</p><p>　　6.4床層出口溫度隨進口流量的變化25</p><p>　　6.4.1由圖中曲線得出的結論25</p><p>　　6.4.2產生結論的原因推測25</

17、p><p><b>　　工藝過程介紹</b></p><p>　　氨在化工生產中占有非常重要的地位，主要用于制造化肥。合成氨的生產主要分為：原料氣的制??；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的CO，由于CO是合成氨催化劑的毒物，所以必須進行凈化處理[1]。</p><p>　　目前工業(yè)上常用的一氧化碳轉換方法</p><p&

18、gt;　　目前工業(yè)上常用的一氧化碳轉換方法主要有甲烷化法及制氫氣法?，F分別介紹如下，同時形成對比：</p><p><b>　　甲烷化法</b></p><p>　　甲烷化法是在催化劑存在下使少量CO、CO2與H2反應生成CH4和H2O的一種凈化工藝，要求入口原料氣中碳的氧化物含量(體積分數)一般應小于0.7%。甲烷化法可以將氣體中碳的氧化物(CO+CO2)含量脫除到

19、10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性氣體CH4的含量。甲烷化反應如下：</p><p>　　CO+3H2→CH4+H2O =-206.2kJ/mol</p><p>　　CO2+4H2→CH4+2H2O =-165.1kJ/mol</p><p><b>　　制氫氣法</b></p><p>　

20、　CO + H2O(g) CO2 + H2        ΔH= - 41.19KJ/mol</p><p>　　這是一個可逆放熱反應。先經過CO變換反應，使其轉化為易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣造氣的繼續(xù)。所以這里我們采用這種方法進行一氧化碳的變換。</p><p><

21、;b>　　工藝方法的確定</b></p><p>　　變換工藝流程的設計，首先應依據原料氣中的一氧化碳含量高低來加以確定。以煤為原料氣的中小型氨廠制得的半水煤氣中含有較高的一氧化碳，所以需采用多段中溫變換流程。中溫變換催化劑操作溫度范圍較寬，而且價廉易得，使用壽命長。因此，在一氧化碳轉換工藝設計中，選用中溫變換工藝[2]。</p><p><b>　　工藝流程&

22、lt;/b></p><p>　　半水煤氣首先進入飽和熱水塔，在飽和熱水塔內氣體與噴淋下來的130至140℃的熱水逆流接觸，使半水煤氣提溫增濕。出飽和塔的氣體進入氣水分離器分離夾帶的液滴，并與蒸汽過熱器（電爐）送來的300至500℃的過熱蒸汽相混，使半水煤氣中的汽氣比達到工藝條件的要求，然后進入主熱交換器和中間換熱器，使氣體溫度升至380℃進入變換爐，經第一催化反應床層反應后氣體溫度升到480至500℃，經

23、蒸汽過熱器、中間換熱器與蒸汽、半水煤氣換熱，降溫后進入第二段催化床層反應。反應后的高溫氣體用冷凝水冷激降溫后，進入第三段催化床反應。氣體離開變換爐的溫度為400℃左右，變換氣依次經過主熱交換器、第一加熱器，熱水塔、第二熱水塔、第二水加熱器回收熱量，再經變換氣冷卻器降至常溫后送下一工序。</p><p><b>　　工藝條件</b></p><p>　　中溫變換工藝所用

24、催化劑為鐵一鉻系，由于其起始活性溫度較高，半水煤氣在進入變換爐之前需先將其加熱到380℃～400℃左右，而變換氣溫度較高，在進入壓縮機前需將其冷卻到35℃左右，以增加壓縮機的打氣能力，降低功耗[3]。在流程中設置了飽和熱水塔，以便能回收變換氣中大部分未反應的蒸汽，并配置了熱交換氣、中間換熱器以回收變換氣的顯熱[4]。為了充分回收變換氣余熱，設置了第二熱水塔以加熱銅洗工段所需熱水，第二水加熱器加熱鍋爐軟水。由此，變換工段已成為第二熱水循環(huán)

25、網絡的熱源中心，為實現蒸汽自給技術創(chuàng)造了條件。在中溫變換流程中，系統(tǒng)的平均溫度較高，而對于同樣的CO平衡變換率，變換溫度不同所需汽氣比不同。如CO 平衡變換率為百分之九十 ，240℃時的汽氣比為0.34，400℃時的汽氣比則高達0.92，即變換溫度越高，所需的汽氣比越大。因此，要達到一定的變換率，在高溫下，就需要有較大的汽氣比，則消耗的水蒸氣量增大。為此，限制了水蒸氣消耗量的進一步降低。要進一步降低水蒸氣消耗量，首先要采用低溫高活性催化

26、劑，使反應能在較低的溫度下進行．不需用很大的水與一氧化碳的比，便可實現較高的平衡變換率。</p><p><b>　　影響反應的工藝條件</b></p><p><b>　　溫度</b></p><p>　　由于CO變換為可逆的放熱反應，平衡常數Kp隨溫度升高而減小。從平衡角度考慮，低溫下進行CO變換反應有利于降低出口CO

27、含量，但是必須高于其起活溫度并且不能結露。于是采用適于低溫或寬溫的多種催化劑和中、低溫變換催化劑組合的工藝流程。</p><p><b>　　壓力</b></p><p>　　一氧化碳變換是等分子反應，如為理想氣體時，壓力對平衡沒有影響。壓力在30.5atm時，溫度在200～500℃時，壓力對變換反應沒有顯著影響。</p><p><b&

28、gt;　　水氣比</b></p><p>　　提高水蒸汽比例，有利于提高CO變換率，降低CO殘留量。另外，過量的水蒸汽還起到熱載體的作用，減少催化劑床層的溫升。但是，過高的水氣比使得變換過程的消耗增加，床層阻力增加，并使余熱回收設備負荷加重。所以，選擇一個合適的水氣比顯得尤為重要。水氣比的高低還受催化劑的制約。根據催化劑的特性和各段反應出口CO濃度及最終CO濃度的要求，該工程CO變換流程水氣比定為1.

29、4[5]。</p><p>　　動力學模型的選取和反應器數學模型的建立</p><p><b>　　動力學模型的選取</b></p><p>　　反應可以按擬均相處理，所以只需考慮反應動力學數據，不需考慮傳遞數據。</p><p>　　CO變換反應的本征動力學方程</p><p>　　公式（1）　

30、　　　　　　　　　　</p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　公式（2）</b></p><p><b>　　公式（3）</b></p><p>　　CO變換反應的宏觀動力學方程</p><p>　　催化劑有效因子ζ，因此該

31、反應的宏觀動力學方程：</p><p><b>　　公式（4）</b></p><p><b>　　總體反應速率</b></p><p>　　穩(wěn)態(tài)條件下，在氣固相催化反應器中，反應組分從氣流主體擴散到催化劑外表面的速率等于顆粒內實際反應速率。rＡ,g是以單位體積催化床層為基礎并考慮內擴散過程的總體速率。</p>

32、<p><b>　　公式（5）</b></p><p>　　絕熱式固定床反應器的選擇</p><p>　　絕熱式固定床反應器有單段與多段之分。絕熱式反應器由于與外界無熱交換以及不計熱損失，對于放熱反應，依靠本身放出的反應熱而使反應氣體溫度逐步升高；催化反應器入口氣體溫度要高于催化劑的起始活性溫度，而出口氣體溫度要低于催化劑的耐熱溫度[6]。</p&

33、gt;<p>　　CO+H2OCO2+H2是等摩爾的放熱反應，絕熱溫升較小，溫度對產物影響不是特別大，因此本反應選擇單段絕熱固定床催化反應器。</p><p>　　單段絕熱反應器的反應物料在絕熱條件下發(fā)生反應后流出反應器。</p><p>　　反應器數學模型的建立</p><p><b>　　物料衡算</b></p>

34、<p><b>　　圖1　物料衡算</b></p><p>　　選微元dL高度床層作為物質衡算基礎，在穩(wěn)態(tài)時，根據質量守恒定律在某一時刻反應物CO在單位時間內進入微元體的量等于單位時間內CO流出微元體的量加上在微元體中消耗的量，即：</p><p>　　CO進入微元體的量 = CO流出微元體的量 + CO在微元體中消耗的物質的量

35、 </p><p><b>　　用符號表示為： </b></p><p><b>　　公式（6）</b></p><p>　　其中： 公式（7）</p&

36、gt;<p>　　整理得： 公式（8） </p><p>　　又連續(xù)流動條件下轉化率定義為：</p><p><b>　　公式（9）</b></p><p><b>　　公式（10）</b></p><p>　

37、　對式微分后代入式得：</p><p><b>　　公式（11）</b></p><p>　　經整理后，可以得到如下的微分方程式：</p><p><b>　　公式（12）</b></p><p><b>　　能量衡算</b></p><p>　　同樣取

38、微元體dVB為熱量衡算基礎，設在微元dVB中的溫度變化為dT。進入物料的總摩爾流量為F0，總體積流量為，換熱介質的溫度為TS，則在等壓下對于放熱反應熱量衡算關系為：</p><p>　　單位時間dVB中反應放出的熱量 = 單位時間體系升溫吸收的熱量 + 單位時間體系向外傳出的熱量</p><p><b>　　用公式表示為：</b></p><p&g

39、t;<b>　　公式（13）</b></p><p>　　式中，S為單位長度反應管的管壁傳熱面積， 公式（14）</p><p><b>　　公式（15）</b></p><p>　　帶入反應器的物料衡算方程式整理得：</p><p><b>　　公式（16）&l

40、t;/b></p><p>　　由于選取的反應器為單段絕熱式，所以傳向環(huán)境的熱量為零，即：</p><p><b>　　公式（17）</b></p><p><b>　　即： </b></p><p><b>　　公式（18）</b></p><p&

41、gt;　　經整理后，可以得到如下的微分方程式：</p><p><b>　　公式（19）</b></p><p><b>　　公式推導</b></p><p><b>　　公式（20） </b></p><p>　　= 　　　　公式（21） <

42、;/p><p><b>　　公式（22）</b></p><p><b>　　公式（23）</b></p><p><b>　　公式（24）</b></p><p><b>　　公式（25）</b></p><p><b>　

43、　公式（26）</b></p><p><b>　　公式（27）</b></p><p><b>　　公式（28）</b></p><p>　　公式（29） </p><p><b>　　公式（30）</b></p><p>

44、　　考慮催化劑有效因子的分析</p><p><b>　　宏觀反應速率</b></p><p>　　由于床層直徑遠大于顆粒直徑，反應在絕熱條件下進行，所以垂直氣流方向的溫度差、濃度差、軸向返混都可以不計，可以采用一維平推流模型進行計算。忽略校正因子及壽命因子對反應速率的影響，則宏觀反應速率的計算式為：</p><p><b>　　公式

45、（31）</b></p><p>　　根據等摩爾反應的特點進行分析</p><p>　　CO+H2OCO2+H2為等摩爾反應，所以滿足</p><p><b>　　公式（32）</b></p><p>　　考慮催化劑有效因子ζ，得出</p><p><b>　　公式（33）&

46、lt;/b></p><p><b>　　因此可以得出</b></p><p><b>　　公式（34）</b></p><p><b>　　公式（35）</b></p><p><b>　　模型參數選取</b></p><p&g

47、t;<b>　　定壓摩爾熱容</b></p><p>　　由<<物理化學>>[7]上冊得某些氣體的摩爾定壓熱容與溫度的關系</p><p>　　單位： 公式（36）</p><p>　　各種氣體與溫度的關系[8]</p><p><b>　　公

48、式（37）</b></p><p><b>　　公式（38）</b></p><p><b>　　公式（39）</b></p><p><b>　　公式（40）</b></p><p><b>　　公式（41）</b></p>&

49、lt;p><b>　　公式（42）</b></p><p><b>　　反應初始條件</b></p><p>　　反應初始各組分的濃度</p><p>　　表1 反應初始各組分的濃度</p><p><b>　　平衡態(tài)</b></p><p>　

50、　反應初始各組分的濃度</p><p>　　表2　　平衡態(tài)各組分濃度</p><p><b>　　公式（43）</b></p><p><b>　　公式（44）</b></p><p>　　進口氣體流量NT0=9000kmol/h，塔的截面積===12.56m2</p><p&g

51、t;　　P=30.5atm ， ζ=0.6 ， =1500kg/m3</p><p><b>　　反應熱</b></p><p>　　已知在25℃下摩爾反應熱為= –9838，查<<合成氨>>[9]反應熱與溫度的關系符合下式關系：</p><p><b>　　[9]</b></p>

52、<p><b>　　公式（45）</b></p><p><b>　　平衡常數Kp</b></p><p>　　由<<化學工程手冊>>[10]查知 平衡常數Kp隨溫度的變化可根據下式：</p><p><b>　　公式（46）</b></p>&

53、lt;p><b>　　其中 </b></p><p>　　T — 溫度，K </p><p><b>　　計算方法的確定</b></p><p>　　確定解微分方程組的方法</p><p>　　顯然我們要求微分方程組的數值解，常用方法有歐拉法、改良歐拉法和龍格-庫塔法。</p

54、><p>　　其中龍格-庫塔法精度高，屬于單步驟法，且截斷誤差較小，四階龍格庫塔法截斷誤差更小，相對也簡單。這里采用龍格庫塔法進行求解。</p><p><b>　　由方程</b></p><p><b>　　公式（47）</b></p><p><b>　　得微分方程</b>&l

55、t;/p><p><b>　　公式（48）</b></p><p><b>　　微分方程的推導</b></p><p><b>　　公式（49）</b></p><p>　　熱量衡算方程的一般形式</p><p><b>　　公式（50）</

56、b></p><p>　　絕熱條件下無與環(huán)境的熱交換，所以熱量衡算方程可以簡化為</p><p><b>　　公式（51）</b></p><p>　　結合反應動力學方程式，整理后，可以得到如下微分方程：</p><p><b>　　公式（52）</b></p><p>

57、;<b>　　公式（53）</b></p><p><b>　　公式（54）</b></p><p><b>　　公式（55）</b></p><p><b>　　另外</b></p><p><b>　　公式（56）</b><

58、/p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　公式（57）</b></p><p><b>　　公式（58）</b></p><p><b>　　ζ=0.6</b></p><p>　　D=4m, NT0=9000

59、000mol/h， ρ=1500000g/m3</p><p>　　龍格庫塔法求微分方程的數值解</p><p>　　龍格庫塔常用公式的形式</p><p>　　龍格庫塔法公式的形式多種多樣，現將龍格庫塔法常用的幾種形式列舉如下：</p><p><b>　　公式（59）</b></p><p>

60、<b>　　公式（60）</b></p><p><b>　　公式（61）</b></p><p><b>　　公式（62）</b></p><p><b>　　公式（63）</b></p><p><b>　　公式（64）</b>&

61、lt;/p><p><b>　　公式（65）</b></p><p><b>　　公式（66）</b></p><p><b>　　公式（67）</b></p><p><b>　　公式（68）</b></p><p><b>

62、;　　公式（69）</b></p><p><b>　　公式（70）</b></p><p><b>　　公式（71）</b></p><p><b>　　計算過程</b></p><p>　　在不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化</p><

63、p>　　用Excel對微分方程的數值解進行計算，催化床層高度為1.5m,取步長h=0.075m,共計算20個點，通過取不同的進口溫度，得出在不同進口溫度下，床層溫度隨床層的高度的變化。</p><p><b>　　表3 有效條件</b></p><p><b>　　數據處理</b></p><p>　　以進口溫度33

64、4℃為例進行計算如下：</p><p><b>　　根據</b></p><p><b>　　代入題給條件如下：</b></p><p>　　各組分的初始濃度為：</p><p>　　表1 反應初始各組分的濃度</p><p><b>　　代入公式：</b&

65、gt;</p><p><b>　　得：</b></p><p>　　當= 0.0950，= 0.075時</p><p>　　即在0.075m高度處，CO含量和溫度分別為：</p><p>　　同理，可用excel求得不同進口溫度下CO在各段的出口含量及溫度。</p><p>　　用excel計

66、算得到的數據如下：</p><p>　　表4 不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化數據</p><p><b>　　關系曲線</b></p><p>　　用excel作圖如下：</p><p>　　圖2　不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化曲線</p><p>　　床層出口溫度隨入口溫度的

67、變化</p><p><b>　　數據處理</b></p><p>　　以進口流量NT0=9000Kmol/h為例具體計算過程如下：</p><p>　　按照不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化的計算方法</p><p><b>　　仍由</b></p><p><b

68、>　　等公式進行計算</b></p><p>　　只需要將上面求得的結果取床層最后一段處的CO含量和溫度，即在1.5m高度處，CO含量和溫度分別為：</p><p>　　同理，可用excel求得不同進口溫度下的出口含量和溫度。</p><p>　　用excel計算得到的數據如下：</p><p>　　表5 不同進口溫度下的

69、出口含量和溫度數據</p><p><b>　　關系曲線</b></p><p>　　用excel作圖如下：</p><p>　　圖3 　不同進口溫度下床層出口溫度隨入口溫度的變化曲線</p><p>　　在不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化</p><p><b>　　數據處理&l

70、t;/b></p><p>　　以以進口溫度334℃為例進行計算如下：</p><p><b>　　根據</b></p><p><b>　　代入題給條件如下：</b></p><p>　　各組分的初始濃度為：</p><p>　　表1 反應初始各組分的濃度</

71、p><p><b>　　代入公式：</b></p><p><b>　　得：</b></p><p>　　當= 0.0950，= 0.075時</p><p>　　即在0.075m高度處，CO含量和溫度分別為：</p><p>　　同理，可用excel求得不同進口流量下CO在各段

72、的出口含量及溫度。</p><p>　　用excel處理得到的數據如下：</p><p>　　表6　　不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化數據</p><p><b>　　關系曲線</b></p><p>　　用excel作圖如下：</p><p>　　圖4　　不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的

73、變化曲線</p><p>　　床層出口溫度隨進口流量的變化</p><p><b>　　數據處理</b></p><p>　　以進口流量NT0=9300Kmol/h為例具體計算過程如下：</p><p>　　按照不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化的計算方法</p><p><b>　

74、　仍由</b></p><p><b>　　等公式進行計算</b></p><p>　　只需要將上面求得的結果取床層最后一段處的CO含量和溫度，即在1.5m高度處，CO含量和溫度分別為：</p><p>　　同理，可用excel求得不同進口流量下的出口含量和溫度。</p><p>　　用excel處理得到的數

75、據如下：</p><p>　　表7　　　不同進口流量下床層出口溫度隨進口流量變化數據</p><p><b>　　關系曲線</b></p><p>　　用excel作圖如下：</p><p>　　圖5不同進口流量下床層出口溫度隨進口流量變化曲線</p><p><b>　　結果與討論&l

76、t;/b></p><p>　　不同進口溫度下床層溫度隨床層高度的變化</p><p>　　由圖中曲線得出的結論</p><p>　　隨著進口溫度的升高，床層溫度隨床層高度的變化曲線漸漸由近似直線變?yōu)榍€。</p><p><b>　　產生結論的原因推測</b></p><p>　　當進口溫

77、度相對較低，床層溫度隨床層高度近似呈直線變化，可能是由于進口溫度對反應熱和催化劑性質影響較小，床層溫度主要受反應熱的控制，所以床層溫度隨床層高度的增加近似呈線性增加。</p><p>　　當進口溫度增加到一定的數值時，進口熱量與反應熱相比較不能忽略，床層溫度隨床層高度呈曲線變化，可能由于較高的溫度影響了催化劑性質，進而影響反應進行程度，同時高溫不利于該放熱反應的進行。因此床層溫度隨床層高度仍然增加但速率減緩。&l

78、t;/p><p>　　床層出口溫度隨入口溫度的變化</p><p>　　由圖中曲線得出的結論</p><p>　　由圖可得，床層出口溫度隨入口溫度呈近似直線關系，并隨入口溫度的增加而增加。</p><p><b>　　產生結論的原因推測</b></p><p>　　可能原因是反應器為固定床絕熱反應器，

79、反應熱不用于與外界進行熱交換，而用于反應物料升溫，反應又為等摩爾反應，所以焓值的增加是線性的，總能量不變，所以床層出口溫度的增加也是線性的。所以床層出口溫度隨入口溫度呈近似直線關系。</p><p>　　不同進口流量下床層溫度隨床層高度的變化</p><p>　　由圖中曲線得出的結論</p><p>　　同一進口流量下，床層溫度隨床層高度的變化趨勢近似呈直線關系，并

80、隨床層高度的增加而增加。在不同流量下，隨進口流量的增大床層溫度隨床層高度變化的變化率減小，但整體來看出口溫度變化并不明顯。</p><p><b>　　產生結論的原因推測</b></p><p>　　在同一進口流量下，隨著床層高度的增加，反應轉化率增加，放熱量線性增加，所以床層溫度隨床層高度的增加近似呈線性增加。在不同流量下，隨著進口流量的增大，進口流體起到的熱載體作

81、用不能忽略，反應物出反應器時攜帶的總能量可能增大，造成催化床層增加的能量相對減少，所以床層溫度隨床層高度增加的速率減小，但由于反應按理想的絕熱反應處理，整體上看出口溫度變化并不明顯。</p><p>　　床層出口溫度隨進口流量的變化</p><p>　　由圖中曲線得出的結論</p><p>　　床層出口溫度隨入口流量的增大呈近似線性減小。</p>&l

82、t;p><b>　　產生結論的原因推測</b></p><p>　　隨著進口流量的增大，反應物出反應器時攜帶的總能量可能增大，如果出口處反應物及產物攜帶的能量的增加量大于進口流量增加的焓值，則會造成催化床層增加的能量相對減少，出口溫度降低。反應在絕熱條件下進行，入口能量的增加全部用來物料及催化床層的升溫，沒有其他量的影響，所以床層出口溫度隨入口流量的變化是近似線性的。</p>

83、;<p><b>　　參 考 文 獻</b></p><p>　　1 河北工學院. 氮肥工藝設計手冊. 第一版. 北京: 石油化學工業(yè)出版社出版, 1977. 12.</p><p>　　2　王樹仁.《合成氨生產工藝》[M].北京:化學工業(yè)出版社. 2005-02</p><p>　　3 梅安華主編.小合成氨廠工藝技術與設計手

84、冊[M].北京: 化學工業(yè)出版社. 1995 . 330-360</p><p>　　4 陳國桓.《化工設備機械基礎》[M]. 北京:化學工業(yè)出版社.1995-2.174-175，205-208</p><p>　　5 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院.《化工工藝設計手冊》[M].上海: 化學工業(yè)出版社.1996</p><p>　　6 王承學, 胡永琪. 化學反

85、應工程. 第一版. 北京: 化學工業(yè)出版社, 2008. 10.</p><p>　　7 王正烈, 周正平. 物理化學. 上冊. 第四版. 北京: 高等教育出版社, 2001. 12.</p><p>　　8 化工部第六設計院編.《化學工程手冊》[M].第1 篇.北京:化學工業(yè)出版社.1980</p><p>　　9 石油化學工業(yè)部化工設計院主編.《合成氨》.