1、颗粒密度床层堆积密度，床层体积颗粒体积床层体积空隙体积PBPBBPB111VVV31S3S66dVdV球形体积：a21S2SdSdS球形外表面积：SSVS32SSV6666SVSddddVSS球形比表面积：iidxd1m：床层空隙率气体密度颗粒当量直径：床层高度空塔气速：平均流速修正的雷诺数，式中：BgsmBggmsmms2mg3BBm:1Re:Re175.1Re150dddluuddulP 粒径 ds/mm3.404.606.90质量分率 w0.600.250.15m1096.3mm96.390.615.060.425.040.360.0131Siidxd190644.01103.22.61
2、096.31Re53BgSmGdPa10898.1444.044.0146.21096.32.675.11903150175.1Re150175.1Re15053323BBgS2m3BBSg2mmLdGLdup在反应条件下气体的密度g-3，粘度g=2.1 反应在圆管式反应器中进行。1 颗粒流动类似液体，易于处理，控制；因此涉及到传递现象，并且和液相的流型相关联。气体流动通过催化剂床层，将产生压降。3 流固相之间没有温度、浓度差。意味着B在液膜中的扩散远远大于A组份的扩散或B的浓度远大于A。由一维拟均相平推流模型：随着流体流量增加，颗粒受到的曳力也随着增大。催化剂为球体，空隙率B=0.1严格控制
3、温度、压力、浓度等操作参数；M点：产热速率和移热速率都低cBi不一定为0，与 中速反应的区别在于cAL为0，即在液相主体中没有A。如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度，又会产生考虑到粒内温度浓度梯度的模型。4颗粒对设备磨损严重；1922年 Fritz Winkler获德国专利，1926年第一台高13米，截面积12平方米的煤气发生炉开始运转。1 颗粒流动类似液体，易于处理，控制；1气体的流动状态难以描述，偏离平推流，气泡使颗粒发生沟流，接触效率下降；2计算操作条件下的空隙率及膨胀比在任意一段内，当xin及xout确定之后，应选取适当的进口温度Tin，使催化剂量最小。dv输入 输出=反应 积累FA
4、 FA+dFA (-RA)(1-B)Aidl 0出：催化剂堆密度或者以催化剂质量计：以催化剂体积计A0A0A00A00BAAB0A0BAAAA00BAAdddddd1ddxBALRxculculRxcuRlxRcuRlx出A0AA0A0RdxrxcVV对于非球形颗粒，可将其折合成球形颗粒，以当量直径表示。（1）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中。与化学吸收过程极为相似。气相流动为平推流，气体分压随高度呈线性变化。1 从解题的角度看，一般壁温恒定，实际情况并非如此。第一段入口反应物浓度，各物性参数；2属于瞬间反应或快反应过程；模型是以存在稳定的膜为前提，即：不论气液相主体如何扰动，
5、相界面上滞留膜总是稳定存在。连续流动反应器一般按定常态设计，但反应器的操作并不总是稳定的。s-1，催化剂装填高度L0=20cm，气体流量为122m3h-1，试估算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。根据不同的简化和假定，分为几种不同层次的模型。与化学吸收过程极为相似。为减少壁效应的影响，要求床层直径至少要大于颗粒直径的8倍以上。气体与固体之间的热量传递；床层对流给热系数hW=561kJ.2计算流化床浓相段床高7 轴向扩散系数和轴向导热系数需通过实验求取或参考文献值及通过经验公式求取。取反应器内任意横截面对气相进行物料衡算：式中的各参数由经验方程计算。鼓泡塔反应器适用于慢反应过程，全部反应发生在液
6、相主体。gprBA41dducTTdUHRlTi s2mg3BBm175.1Re150dddulpgprBA41dducTTdUHRlTi0A0BAA1ddcuRlx s2mg3BBm175.1Re150dddulp。为常数，计算大大简化常数中，反应速率的同时：kRcuRlxucTTdUHRlTiA0A0BAAgprBA1dd041ddp0Agp0A0ddmcHFAAuccuHxTiiA00BAA1ddcuRlxAA0AAA0APA0AP0A0TBTAA0A0B0A0BAAdddddd1dd11ddRxFWRxFVRFVcuAlARxlcucuRlx质量为基准，则：如果动力学方程以颗粒准，则：
7、学方程以颗粒体积为基力中的基准对应，如果动要求与反应动力学方程积：左端上下同乘床层截面变形：xT平衡线等速率线0二氧化硫氧化反应Tx图示意4outin4out3in3out2in21outin1,d,d,d,d43210AxxxxxxxxTxrxTxrxTxrxTxrxFWx1in,T1inx1out,T2inx2outT3inx3outT4inx4out第一段第二段第三段第四段斜线为段内操作线，斜率为1/。水平线表示段间为间接冷却，只是温度降低，转化率不变。xT0二氧化硫氧化反应Tx图示意在Tx图上看：0d,1,din2in0AoutinoutinouinxTTxrrTxrdxTTxrxFW
8、xxxxxxt速率。等于前一段的出口反应后一段的入口反应速率少，无论中间转化率是多即：变上限定积分的偏微分。使两段催化剂之和最小选取中间转化率TxrTxrTxrTxrTxrxTxrxxxxTxrxTxrxFWFWiiiiiiiixxixxiiiixxixxiiiiiiiiiii,0,1,10,d,d,d,din11outin11out1outin1out1A01A0out1in1outinout1in1outin由于全混流反应器参数均一，计算简单，以此为例讨论反应器的热稳定性。2计算流化床浓相段床高1 从解题的角度看，一般壁温恒定，实际情况并非如此。气液反应器有许多类型，常见的有：代表了反应面
9、的位置，=1，反应面在液膜位置上，反应面与气液界面重合。A与B之间的反应进行得极快，以致于A与B不能在液相中共存。若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床高Lf为若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床高Lf为温度可以由T=T0+(xx0)代替。二氧化硫氧化反应气固相催化反应，用于硫酸生产，可逆，强放热，绝大多数生产过程采用多段绝热操作。返混很小的管式反应器，任何一个局部发生扰动，必然引起局部的温度变化，而温度变化只会影响反应器的下游，不会影响到反应器的上游。可用来计算床层压力分布。反应历程亦为连串过程，反应速率决定了控制步骤的所在。（转移到气泡晕中的量）=（在气泡晕中反应掉的量）+（转移到乳化相
10、中的量）稳定性问题是由径向温度分布所引起。一维拟均相带有轴向返混的模型稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。同理，M点也是稳定操作点。上式的关键是YA与-rA的关系。则 Lf=RLmf01,01,01,01442444433333233332222222222111112144332211dxTrrTxrTxrdxTrrTxrTxrdxTrrTxrTxrdxTrrinxxininoutoutinxxininoutoutinxxininoutoutinxxoutinoutinoutinoutin第四段：第三、四段之间：第三段：第二、三段之间：第二段：
11、第一、二段之间：第一段：xT0二氧化硫氧化反应Tx图示意 SPBAO3HOCHC3OCHHC2324622346TkpkpLR13636837.19exphkgkmol11BARA112tWSWKhmkJ88dhhUS催化剂有效因子 总括给热系数 U 催化剂比活性 LR 管间冷载体熔盐温度 TS 进料组成（原料气中 邻二甲苯的初摩尔分数）yA0 操作压力 p 管内径 dt 管数 n 混合气入口温度 T0 原料气体混合物单管入 口质量流速 G 0A0mBAA1ddcuRlxWt0BAPBm411ddTTdhRHculT一般认为液固流态化为散式流态化而气固之间的流化状态多为聚式流态化。气相中的A分
12、压用比摩尔分率表示：二氧化硫氧化反应气固相催化反应，用于硫酸生产，可逆，强放热，绝大多数生产过程采用多段绝热操作。若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床高Lf为尾涡与气泡云统称为气泡晕。催化剂：微球硅胶钒催化剂（同例8-1）与一维模型相比，考虑的因素更多，得到的结果更复杂，各有优缺点。反应历程亦为连串过程，反应速率决定了控制步骤的所在。只有两条曲线的交点才满足方程。模型参数的取得，与实验条件有关，在具体应用时，要选择尽可能接近应用条件的文献值。与一维模型相比，考虑的因素更多，得到的结果更复杂，各有优缺点。即维持流化状态的最低气速与最高气速之间。一维拟均相带有轴向返混的模型反应大量在液相主体进行
13、，宜选用持液量大的反应器，如鼓泡塔。目前最重要的工业应用：设定入口温度等于管壁温度，调用数值积分程序同时对以下两式进行数值积分。对于固定床反应器，一般有以下模型：（气体向上运动时产生的曳力）（床层体积）（固体颗粒分率）（颗粒密度），即：与一维模型相比，考虑的因素更多，得到的结果更复杂，各有优缺点。给热系数随颗粒比热的增大而增大，随粒径的增大而降低；如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度，又会产生考虑到粒内温度浓度梯度的模型。设定入口温度等于管壁温度，调用数值积分程序同时对以下两式进行数值积分。LdlcA0,FA0,xA0=0,V0cA,FA,xA,VFA,xAFA+dFA,xA+dxAdVRlA
14、RcuAFAllcclEFFAlcEFiiiid1dd ddddddddBAAAAAZAAAZA01ddddAA2A2ZBRlculcElTATTcAullTTlATcAuiiiiddddddddZpgZpg输出：输入：lTThdlAHRiidd1r0BA041ddddrBAp22ZTTdhHRlTculTiog0dd0dddddd0AZ0pg0AZAA00lTlcLllTTTculcEccul1严格控制温度、压力、浓度等操作参数；取反应器内任意横截面对气相进行物料衡算：若颗粒受到的升力恰好等于自身重量时，颗粒受力处于平衡状态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这种现象被称为固体的
15、流态化，整个床层称为流化床。堆积密度：B=1300kg.液体沿填料表面向下流动，持液量小；催化剂：微球硅胶钒催化剂（同例8-1）烃在进入反应器之前蒸发，并与空气混合。对同一个体系，根据不同的简化和假定，可以构造不同的模型。基于=2，解得=1.FA FA+dFA (-RA)(1-B)Aidl 0反应面左侧，只有A，没有B，因此，在此区域，为纯物理扩散。即维持流化状态的最低气速与最高气速之间。反应历程亦为连串过程，反应速率决定了控制步骤的所在。若继续加大气量，床层内产生一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静床层高度。强化宏观反应速率需要提高k，DAL，减小L。二维非均相带有颗粒内梯度的模型2计算
16、流化床浓相段床高对同一个体系，根据不同的简化和假定，可以构造不同的模型。已知cA0，Lf，可求得气体的出口浓度cAf（或转化率xAf）。反应历程亦为连串过程，反应速率决定了控制步骤的所在。讨论：从Tx图上看：混合气平均热容：cP-1K-1drdlRr0dd21d2dd2dd2ddd2d2d2AArAAlAAAArAlA积累：反应：输出：输入：lrrRrcElrllcclErrllccurrrrccrElrrlcErrucrrBBAAA2A2rBAA2A2lA2A2r1111RlcurcrrcERlculcErcrrcE散项被忽略：在多数情况下，轴向扩lrrHRrTlrlTrrllTTcurrr
17、rTTrlrrllTTlrrTcurrdd21d2d2dd2ddd2dd2d2BArlpgrlpg微元内反应热：输出微元的热量：输入微元的热量：HRlTculTrTrrTBApg22l22r11HRlTcurTrrTBApg22r11 s2mg3BBm175.1Re150dddulpwwrAA00A0A,000,000,00TThrTrcLlRrrTrcLlrppTTccRrll=0l=LRRRRrrcRRrcrcrrTRcuRrTcruT0A22A0A02pg2pg0d2d2d2d2热量传递热量传递拟均相一维平推流模型热量传递热量传递带有轴向返混的拟均相一维模型热质传递热量传递热量传递拟均相
18、二维模型热质传递固体相热量传递热量传递二维非均相模型热质传递抽象成为热量传递二维非均相模型热质传递热量传递流体相热量传递考虑颗粒内梯度的二维非均相模型热质传递热量传递流体相 固体相（总消失量）=（在气泡中反应的量）+（转移到气泡晕中的量）流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通过将实验数据归纳成准数方程而获得。4反应动力学方程设计固定床反应器的要求：在拟均相平推流模型上迭加一个轴向返混，与 非理想流动中介绍的返混模型相同，但增加热扩散的考虑。第一段入口反应物浓度，各物性参数；2计算流化床浓相段床高1 A从气相主体向气液界面扩散；尾涡与气泡云统称为气泡晕。反应面左侧，只有A，没有B，因此，在
19、此区域，为纯物理扩散。由于视cAL=0，与液相流型无关。如果一个操作点在受到扰动后能自行恢复，称为稳定操作点。床层中温度基本上可以认为是一致的。考虑到流体与催化剂颗粒之间有较大的温度差和浓度差，流固相不能当成一个虚拟的均相处理，派生出了非均相模型。已知催化剂粒度分布如下：因为是快速反应，传质阻力主要存在于气膜之中。模型是以存在稳定的膜为前提，即：不论气液相主体如何扰动，相界面上滞留膜总是稳定存在。在气泡、气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。液相在塔内为理想混合，物性参数不变。4颗粒对设备磨损严重；流体流速增加固定床初始流态化散式流态化聚式流态化腾涌稀相流态化液体气体100ReemfPm
20、fmfDLFr100ReemfPmfmfDLFr弗鲁特数：gduFrP2mfmf 雷诺准数：mfPmfReud umf：初始流化速度 dP：颗粒平均粒径，P：流体密度，颗粒密度 Lmf：初始流化时的浓相段床高 De：流体的扩散系数：流体粘度 颗粒含量床高稀相段浓相段浓相段和稀相段)(1()(1)(gsmfmfgsmfmfttLpLAWAp ps20g3BB2ps03B2B175.11150duduLp s2mg3BBm175.1Re150dddulP如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度，又会产生考虑到粒内温度浓度梯度的模型。气体在催化剂颗粒之间的孔隙中流动，较在管内流动更容易达到湍流。液相在塔
21、内为理想混合，物性参数不变。kGA,kLA有经验公式可算。只有两条曲线的交点才满足方程。颗粒的导热系数和床高对给热系数影响不大；在液膜区存在一个反应面，此面上AB的浓度均为0。（3）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相三部分。压降计算通常利用厄根（Ergun）方程：2计算操作条件下的空隙率及膨胀比（转移到气泡晕中的量）=（在气泡晕中反应掉的量）+（转移到乳化相中的量）6 轴向扩散系数和轴向导热系数都不是物性参数。kGA,kLA有经验公式可算。模型参数的取得，与实验条件有关，在具体应用时，要选择尽可能接近应用条件的文献值。斜线为段内操作线，斜率为1/。操作方式由反应的热效应和操作范围的宽窄及反应的经济
22、效益等决定。一维拟均相带有轴向返混的模型根据计算结果绘制xA-l，T-l曲线，如图。如果反应放热与壁面传热相等，反应器轴向将没有温度变化。2gsg3p2mfgp3mfsmfgp3mf2smf75.11150dudud2gsg3pmfgp3mf2smf1150dud20Re1150mf3mfgs2p2smfdu 2gsg3p2mfgp3mfs75.1dud1000Re75.13mfggsps2mfdu2t2pgDgs3p4216udgCd21gspD3122gs21Dgs2pD52.520000Re50043.02254500Re2Re10182ReRe24duCdguCgduCp对应对应对应u
23、Vd4GT目数120100-12080-10060-8040-60120 100-120 80-100 60-80 40-60 40 dPi 0.121 0.133 0.163 0.208 0.298 0.360 Piidx 0.99 0.752 0.797 1.680 0.839 0.139 mm192.0139.0839.0680.1797.0752.099.011PPiidxd7.330408.07.33Re212P3P2mfgd0568.07.331002.381.91.111201.11092.10408.067.1133Re212534mf1524P2Psm2956.01002.3
24、1881.91.111201021.118gdu23.11002.31.12956.01021.1Re54Pudfmfmff11LLRnuu1tf03.0TPRe5.1735.4ddn1.0TPRe1845.4ddn1.0Re45.4n1.155.1P032ArRe102.1LLm6.012.0360012244GTuVdfmfmff11LLRnuu1tf03.0TPRe5.1735.4ddn8392.01002.31.112.01092.1Re54P379.48392.06.01092.15.1735.403.04n8139.02965.012.0379.41f687.28139.015.0
25、1Rcm74.5320687.2mff RLL1.155.1P032ArRe102.1LL7.931002.31.1112081.91.11092.1Ar25342P3Pgdcm36.1317.938392.020102.11.155.132L 21PPPPPrRe1075.0Nucc 43.066.0P8.0PPP43.023.02PrRe110844.1NuccC44.0P3.044.01PrRe66.0Nu6mf0uu 反应消耗反应消耗反应消耗的总消失量乳化相气泡晕气泡相传递传递AecbAeAcceAcAbbcccecebbcbcccKccKSkKSkK传递速率相间交换系数AereAcr
26、cAbrb31AerAcrAbr31msmolmsmolcfkcfkcfkcfkcfkcfkecb气泡颗粒反应速率气泡体积颗粒体积AbbrAbbAbAbddddddddAcfKlculctltc组分总消失量brKluKcfcddbbrAbAbAfAAfAbfA0AAb00 xxccLlxcclAbbrAbbAbddddAcKlcutc组分总消失量AereAeAcceAcrcAcAbbcAbrbckccKckccKck在乳化相中反应量转移到乳化相的量在气泡晕中反应量转移到气泡晕的量在气泡中反应量AeAcceAbrbAbbrAbbddccKckcKlcuAeAcceAcrcAcAbbcccKckc
27、cKAereAeAcceckccKecercbcrbrbr1111KkKkkKAbbrAbbddcKlcuAfAbf0AAb0ccLlcclbfr0bbrAbAbddfAfA0uLKluKccLccfbbrAfexp1LuKxAfbrbf1lnxKuLbwmfmf21bmfmfmfc711.031VVugducbbbmfe11bmfbuuu gud2tb711.0415b2ebmfbc85.55.4dgDduK213bbemfce78.6duDKm1092.14Pd3Pkg.m1120smPa302.012scm204.0D3kg.m1.1cm20mf0 LLm6.0Td5.00mf1m.s1
28、2.0u14.3AArcR13mfm.s1011.8u1tm.s2956.0u8.0f05.3Rcm74.53fLcm36.1312Lm01762.081.9711.02956.0711.022tbgud1tbrm.s2956.0 uu1brmfbm.s75.4056.29811.012uuuubwmfmf21bmfmfmfc711.031VVugdubwVVm1092.14Pd47.0bwVV3221.047.05.000811.001762.081.9711.05.000811.035.0121ccbbbmfe112746.075.40811.012bmfbuuu8435.03221.00
29、1.02746.02746.015.01ebbcKbceK8488.9762.1981204.085.5762.1811.05.485.55.44152415b2ebmfbcdgDduK435.8762.175.40204.05.078.678.6213213bbemfceduDK4694.28435.01435.84.313221.01849.94.3101.04.31111ecercbcrbrbrKkKkkK9615.074.5375.404694.2exp1exp1fbbrAfLuKx出总总边界条件：相界面积BBB0BLLALALABLBAALALALABALABB,0:11dddd1d
30、dccttcctSVVVSVcckcSVtcckVStNVtcii出B0BALABLABAd1cciccckt出进边界条件：AAAAAA01ddYYHlYYlrlYFHYYlrYF0AAd1dAA出进ScHpkkHScHpkHktncHpkDScckSccDtnkDSppkSppDtniiiiiiALAALAGAAALAALAAGAAAAALALLAALALAALALLAAGAGGAAAGAAAGGAA11111dd)()(dd)()(dd由以上两式可以推得：相界面处达到平衡根据亨利定律，总括传质系数。示的分别是以气相和液相表和LAGALAGAALALAAGAGAALAALAALAAGAA11
31、111)()(ddKKkkHKkHkKScHpKScHpKtnLLGLpApAicAcAiL化学增强因子:ddddLLLLLALLLLALLALAALALAAAAAAAGAAkDDkccSktncHpppSktniiii一个化学增强因子。过程相比，仅相差传质系数。与物理吸收示的总括分别是以气相和液相表和LAGALAGAALALAAGAGAALAALAALAALAALAAGAA11111)()()(ddKKkkHKkHkKScHpkScHpkScHpktnLBBBAAB2B2LBLAAAAAAA2A2LAAAALAALA,;0dd,0BCddB,;,0BCdd0ddddddddccllclrlc
32、DcclHpcclrlcDlSrllcclSDlcSDii：，亦有方程：同理，对液相反应物：积累反应扩散离开扩散进入GLpApAicBcAcAiALA2L2A2LA2A2LALAAAAAAA2A2LAdddd,;,0BCddcDkzclzkclcDcclHpcclrlcDii变为为无因次长度，原方程令对一级反应，：八田数膜内转换系数前有:LLALALALALA2LDkkkDDk shsh1sh,1,0ddALAAAAAAA22A2zczcccczcczczciLi此方程的解为：ALAALAALAALAALALAALALLAALALLA0ALAAALAAchthchthchshchshchddd
33、dshch1chddccccccccccSkccSDccSDlcSDtnzczczciiiiiiili因此：0dd2A2lcALAALAchthcccciiLA2LDkGLpApAicBcAcAidlth00ddALAAA2A2LA对一级反应，可得：，边界条件：clcclrlcDiGLpApAicBLcAiGLpApAicBLcAi反应面RiiclccclccllcARAiAARAA2A20,00ddBLBLBR2B2,0,0ddcclcllcRRLBLLRRBLRLBLBlcclccBLLALBRLRBAALALBRLBLBARABLBBAALAddddcDDcDDcclcDlcDiiiii
34、icckkccDDccDDDDccABLLALBBAABLLALBBAABLLALBBARLLALBRLBLBARA1111ALBLALAGAABBL临AGAABBL临LLB00pDDkkcpkcDGLpApAicBL临cBLcBLcAi气液反应器有许多类型，常见的有：uVd4内12A12AAtAAAthmkmol:ddhmkmol:ddddddtnFYFtnAtnYYFAFYAAt因次：输入输出反应传递HF,YA出F,YA进L,XA进L,XA出dlldSd42内AAA1 YYPp总SkHkcHptnLAAGAALAAA1ddALALAAAGAAddccSkppSktnii出进出进总内出进总内
35、在全塔为常数，得：积分上式并视边界条件：AAAALAAGA2AAAALAAGA2ln140d114dYYYYkHkPdFHYYHlYYlYYYkHkPdFlAldlYA出F,YA入出进边界条件：AAAAAAtAAAtAt01ddd1dYYHlYYlrlYFlArYYFAFYA 00RrAW221p0RrAW22p01p0VHrTTKATTcVVHrTTKATcVTcV整理得：积累量应的热效应反应器内反境的热交换反应器与环出热量物流携入热量物流携器进行热量衡算：在定常态下以整个反应W2rAfA021p0rAf0A0W221p0RAf0A0RAfA0Af1AAf1AAf0AR00TTKAHxcTT
36、cVHxcVTTKATTcVVxcVVxFrxrxxFV：代入热量衡算方程，得，当进口物流不含产物时：全混流反应器基本方程可以用来推算达到一定转化率所需要补充或移走的热量。RTERTERTERTERTEekVVekVVxxekxVVxcekVxcVxxcekxkckcr00R00RAA0A0RAA00RAA001AA0A0A0AAA111011：方程且考虑代入全混流反应器基本热。左侧为移热，右侧为产如果是放热反应，上式并移项整理：代入将 RTERTERTERTEekHekcVTTKATTcVHxcVTTKATTcVVVekekx0r0A0RW212p0rAfA00W221p00R00A101热
37、速率非线性关系。移热速率为一直线，放作图：和为横坐标，分别对以操作温度右侧：产热速率：左侧：移热速率：gr20r0A0RgW1p02p0r212p0r1qqTekHekcVqKATTcVTKAcVqTTKATTcVqRTERTEW 件。为稳定操作点的必要条因此，点而点：tqtqtqtqtqtqgddddddddPddddNMgrgrrHRlTculTrTrrTBApg22l22r11HRrTrrTBA22r1dd1ddw0dd0TTRrrTr2222wg22222wg222wg2wg2wg2wgwg0ASAddddddddddddddddddddddddddddexp:LetzERTRrTrE
38、TRrTzRETRrTzRrrETRrTETRTrTrTETRTTRrzRrzTREkcfRwg0ASBr2wg2g0ASABAr2wg222BA2wg2222wgrexp1:Letexp1dd1dd1dd1ddTREkcfHTRERTREkcfRHRTRERzzzHRzRETRRzzERTR2wwwwg22wg22wggwgg22:expdd1dd11expdd1ddexpexpexpdd1ddTTTTTTTREzzzTTREzzzTRETRETRETREzzz近似认为 w222wwg2201,0dd0expdd1ddexpdd1ddTTzzzzzzTTTREzzz即边界条件相应转变为：ET
39、RTTETRTTTTTRE2wgw2wgw2wwg37.137.1即：HRQBA1令：EQTRRTREQRTREkcfHTRERr2wgmaxr2wg2maxwg0ASBr2wg222exp1因此：rgpBA4dd1TTdUlTucHRixT0二氧化硫氧化反应Tx图示意 SPBAO3HOCHC3OCHHC2324622346TkpkpLR13636837.19exphkgkmol11BARA热。左侧为移热，右侧为产如果是放热反应，上式并移项整理：代入将 RTERTERTERTEekHekcVTTKATTcVHxcVTTKATTcVVVekekx0r0A0RW212p0rAfA00W221p00R00A101
