化工反应原理与设备课后习题杨西萍

化工反应原理与设备课后习题答案模块一 基础知识硬度就是单位面积上所受的力。就维氏硬度来说，“单位面积”就是指的压痕大小，“力”就是载荷也就是砝码的重量，HV1、HV10、HV30分别是1KG、10KG和30KG。载荷的选择跟工件的材料、大小、厚薄、硬化层深度有关。 同时，硬度的实质是材料抵抗塑性变形的能力。材料的这种性能是跟显微组织有关的，是材料各组成相机械性能的综合体现。如果单位面积压痕内材料的组织愈均匀，则打出来的硬度愈能体现材料本身的真实性能。所以，一般来说，硬度测试都尽可能选择大的载荷，以期能获得最大的压痕，以代表最多的组织的综合性能。 HV1的压痕较小，硬度测试时对组织的敏感性较强。打表面硬度时压痕内残奥占多数与马氏体占多数得到的硬度差别会很大，同样道理打心部硬度时，也要考虑到铁素体及贝氏体的影响。我的经验，用HV1测试齿轮的表面硬度及心部硬度时，能否跟HV30或HRC、HRA直接换算，一般来说，如果表面残奥一级，心部100%板条马氏体的话，则表面硬度和心部硬度用HV1、HV10、HV30以及HRC、HRA测试结果一致。 回到楼主的问题，齿轮的表面硬度以及心部硬度测试，如果表面有效硬化层深度在0.4mm以上，可以用洛氏硬度测试，HRC或HRA均可，然后依据GB/T 1172-1999 黑色金属硬度和强度换算值换算为HV30；心部硬度可以直接测试HRC，换算为心部强度（测试心部硬度的最终目的也就是为了获得心部强度）再换算为HV10（如果有必要的话）。1 维氏硬度试验从理论上如果材料均匀的话与载荷无关，也就是说测出的硬度是一样的。2 但实际生产中不是这样，偏差很大，可以理解为：材料不均匀造成硬度不均匀；载荷越小，压痕越小，测量人为误差越大。因此，尽可能采用大载荷减小测量误差。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241. 连续、半连续、间歇；2. 微元时间，微元体积，浓度，温度；3. 0，0.15mol/(m3s)；4. -1，-2/3，0.4NA05. CAGCASCACCAe，CAGCAS CACCAe，CAG CASCACCAe；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12345678910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： 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。 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。 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。 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. 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：CAGCASCACCAe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。浓度变化为：CAGCASCACCAe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。浓度变化为：CAGCASCACCAe10. 转化率 收 率 产 率 三率的关系为： 计算题1. kP=kC=2.654104=1.6610-15molL-1S-1Pa-32. 因为CA0=CB0，所以CA=CB ，即,则，xA=0.93. 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1-8，0.3236.99 ； 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；判断题12345678910思考题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：0xA1xA2xA0xA1xA4xAxA10xA2xABRCSTRn-CSTR（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BRn-CSTRCSTR。（2）如果BR的辅助时间不为0，n-CSTRCSTR，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110180。在反应开始时采用180的蒸汽，两组传热面均使用以确保反应初期的供热速率。随反应的进行，蒸汽温度同步下降，到某一反应时刻时，蒸气温度已降至110。此时停一组加热盘管，同时调整蒸汽温度为158。然后随着反应的进行，再同步下降换热蒸汽的温度，当反应完成时，蒸气温度降至110。10. BR：反应器内温度处处相同，时时不同，随反应时间发生变化。CSTR：反应器内温度处处相同，时时相同。n-CSTR：各反应器内温度处处相同，各釜温度不同。计算题1. 讨论：对于二级反应，当最终浓度远远小于初始浓度时，初始浓度的改变对反应时间的影响不明显。2. 由题意知：，其中，则。3. 略4. 根据题意，则。每个反应器体积为：。5. 略6. 由题意知则7. 由题意知： R的收率、得率：R的选择性：8. (1)每一个釜的平均停留时间：，则，所以模型参数N=1.(2) ，得xA=75%9. (1) (2) (3) ，(4) 由题(3)可知，等体积的反应器体积为0.2m3。模块三 管式反应器填空题1. ；2. 有效体积，大；3. T，CA；4. 不同；5. 动力学，反应器，生产能力，选择性；判断题12345思考题1. 反应器内各点浓度不随时间发生变化，沿流动方向发生变化。2. 当反应级数n0时，三者的生产能力大小顺序：PFRn-CSTRCSTR；反应级数nn-CSTR PFR。3. 以提高选择性为目的，通过比较主副反应的级数来确定所需反应器型式及操作方式。4. 管式反应器的热量衡算式与物料衡算式联立，便可得到非等温、非绝热情况时所对应得反应器体积。5. 在等温等容过程中，相同产量、相同转化率、相同初始浓度和温度下，所需理想管式流动反应器体积(VR)p和理想连续釜式反应器有效体积(VR)s之比称为容积效率，即。反应级数愈高，容积效率愈低。转化率愈高，容积效率愈低。串联釜数N增大，也增大，但增大的速度逐渐缓慢，因此通常取串联的釜数为4或者小于4。计算题1. PFR中进行的等温变容反应，。2. 由题意知：， 3. 因为CA0=CB0，并且是等摩尔反应，所以。(1) ，xA=50%(2) (3) xA=38.2%4. 由题意知(1) ， (2) (3)若两个CSTR串联：若PFR与CSTR串联：若CSTR与PFR串联：各种情况下，产物中P的选择性均为：5. 根据反应速率常数的单位，确定该反应为2级，且，。空时： 平均停留时间：，又因为，所以结合空时和平均停留时间的表达式可求得平均停留时间模块四 固定床反应器填空题1. 空时，空速，空时收率；2. 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；3. 颗粒内传热，颗粒与流体间的传热；4. 器壁对空隙率分布的影响以及由此造成的对流体流动、传热、传质的影响；5. 催化剂大小要均一，充填时注意保持各个部位密度均匀，保证催化剂床层各个部位阻力相同；消除气流初始动能，使气流均匀流入反应器床；判断题12345678思考题1. 流体通过由不动的固体催化剂构成的床层进行化学反应的设备称为固定床反应器。固定床反应器的优点：催化剂不易磨损，可长期使用，床层内流体的流动接近于平推流，与返混式的反应器相比，它的反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的容积的反应器获得较大的生产能力。此外，由于停留时间可以控制，温度分布可以适当调节，有利于达到高的转化率和高的选择性；缺点：传热较差，催化剂更换时必须停止生产。2. 分为：绝热式固定床 单段绝热式反应器结构简单，造价便宜，反应器体积利用率较高。多段绝热式反应器是在段间进行反应物料的换热，以调节整个生产过程的反应温度；列管式固定床 通常是在管内充填催化剂，管间通热载体，气体原料自上而下通过催化剂床层进行反应，反应热通过管壁与管外的热载体进行热交换；自热式固定床 设备更紧凑与高效、热量利用率高、易实现自动控制；径向固定床 气体流程缩短，流道截面积增大，虽使用较细颗粒催化剂而压降却不大，因此节省了动力，但在此类反应器中，气体分布的均匀性却是很重要的；3. 单段绝热式适用于反应热效应较小、反应温度允许波动范围较宽、单程转化率较低的反应过程，对于热效应较大的反应只要反应温度不很敏感或是反应速度非常快时，有时也使用这种类型的反应器。当反应的的热效应较大，反应速度又较慢时，其绝热升温必将使反应器内温度的变化超出允许范围，在这种情况下，应采用多段绝热式反应器。列管式固定床既适用于放热反应，也适用于吸热反应，特别适用于以中间产物为目的产物的强放热复合反应。自热式固定床通常只适用于热效应不大的放热反应以及高压反应过程，如合成氨和甲醇的生产过程。径向固定床适用于反应速度与催化剂表面积成正比的反应。4. 床层空隙率的影响因素包括：颗粒大小、形状、充填方式、表面粗糙度、粒径分布等。5. 催化剂的有效系数是指催化剂孔内平均反应速度与孔道外表面的温度与浓度为基准的反应速度之比。它反映了催化剂内表面的利用率大小的系数。当1时，表面内扩散不存在，反应过程属动力学控制；当 1时，内扩散的影响明显，反应过程属内扩散控制。6. 具有相当大动能的部分原物会直接冲入床层，造成了气体分布的不均匀性，即不同停留时间的物料混合，引起了返混，最终影响到反应结果。可通过在反应器的气流入口处设附加导流装置，如装设分布头、扩散锥或填入环形、栅板形、球形等惰性填料，或增设环形进料管或多口螺旋形进料装置等，另外，还可采用适当的流向，利用自然对流来调整各处气流运动的推动力或采用改变管排列形式的方法，使气流分布更合理。7. （1）空间速度指单位时间内通过单位体积催化剂的原料标准体积流量，它是衡量固定床反应器生产能力的一个重要指标；（2）空间时间是指在规定的反应条件下，气体反应物通过催化剂床层中自由空间所需要的时间，表示同体积的催化剂在相同时间内处理的原料越多；（3）空时收率指反应物通过催化剂床层时，在单位时间内单位质量（或体积）催化剂所获得的目的产物量，它是反映催化剂选择性和生产能力的一个重要指标。8. 以换热式固定床反应器中进行放热反应为例，床层温度分布的主要特征：在床层中心处即r=0，温度T0达最高；在近壁处即rR，TR很低；在管壁处即rR，TW最低。由于床层壁面处存在“壁效应”，较大的空隙率增加了边界层气膜的传热阻力，所以近壁处的温度TR与管壁温度TW相差也大。如何控制径向温度分布？计算题1. 2.3.4. （1）（2）（3）（4） 5. 改正：题目中气体的质量流速为18.25kg/m2s，取6. 7.8. (-rA)= (-rA)P=3.6 而=1.58，=0.5 0.444 XA=69.29. 实际年产苯乙烯的量：年消耗乙苯的物质的量：年消耗乙苯的质量：原料摩尔流量：原料标准体积流率：催化剂质量：模块五 流化床反应器填空题1. 热效应很大的放热或吸热过程；要求有均一的催化剂温度和需要精确控制温度的反应；催化剂寿命比较短，操作较短时间就需要换（或活化）的反应；有爆炸危险的反应，某些能够比较安全地在高浓度下操作的氧化反应；2. 壳体；气体分布装置；内部构件；换热装置；气固分离装置；保证流化过程局限在一定的范围内进行，对于存在强烈的吸热或放热的反应过程，保证热量不散失或少散失；使气体的压力均匀，使气体均匀进入分布板，从而减少气体分布板在均匀分布气体方面的负荷；用来破碎气泡，改善气固接触，减少返混；及时移走或供给热量；回收细小颗粒使其返回床层；3. 临界流化速度；颗粒带出速度；4. 一是支撑床层上的催化剂或其他固体颗粒；二是分流，使气体均匀分布在床层的整个床面上，造成良好的起始流化条件；三是导向，可抑制气固系统恶性的聚式流态化，有利于保证床层稳定；临界开孔率；稳定性临界开孔率；5. 判断题12345678思考题1. 按照固体颗粒是否在系统内循环分类，分为非循环操作的流化床（单器）和循环操作的流化床（双器）；按照床层外形分类，分为圆筒形和圆锥形流化床；按照反应器层数分类，可分为单层和多层流化床；按照床层中是否设置内部构件分类，分为自由床和限制床；按照是否催化反应分类，可分为气固催化流化床反应器和气固非催化反应器两种；2. （1）壳体 壳体的作用主要是保证流化过程局限在一定的范围内进行，对于存在强烈的吸热或放热的反应过程，保证热量不散失或少散失。 （2）气体分布装置 作用是使气体的压力均匀，使气体均匀进入分布板，从而减少气体分布板在均匀分布气体方面的负荷； （3）内部构件 主要用来破碎气泡，改善气固接触，减少返混。 （4）换热装置 作用是及时移走或供给热量。 （5）气固分离装置 作用是回收细小颗粒使其返回床层。3. 将固体颗粒悬浮于运动的流体中，从而使颗粒具有类似于流体的某些宏观特性，这种流固接触状态称为固体流态化，如图5-18所示。设有一圆筒形容器，下部装有一块流体分布板，分布板上堆积固体颗粒，当流体自下而上通过固体颗粒床层时，随着流体的表观（或称空塔）流速变化，床层会出现不同的现象。包括四种状态：固定床，临界流化床，流化床，气流输送床。4. 临界流化速度，也称起始流化速度、最低流化速度，是指颗粒层由固定床转为流化床时流体的表观速度。5. 流化床中常见的不正常流化现象包括：（1）沟流现象 要消除沟流，可适当加大气速、对物料预先进行干燥，另外分布板的合理设计也是十分重要的。还应注意风帽的制造、加工和安装，以免通过风帽的流体阻力相差过大而造成布气不均；（2）大气泡现象 在床层内加设内部构件可以避免产生大气泡，促使平稳流化；（3）腾涌现象 在采用高床层、大颗粒时，可以增设挡板以破坏气泡的长大，避免腾涌现象发生。6. 旋风分离器结构尺寸的确定，首先根据生产工艺的要求选择适宜的型号，一般来说，短粗的旋风分离器除尘效率低、流体阻力较小，适用于风量大、阻力低和低净化率的要求，细长的旋风分离器除尘效率高，但阻力大。型号选定后，就可以按照流化床稀相段或扩大段的气体流量选择进口气速ug，按下式求得旋风分离器的进口面积：，每种型号的旋风分离器的进口高度和宽度都有一定的比例，其他部位的尺寸又与进口高度的宽度呈一定的比例，因此就可以确定出各部分的尺寸了。然后，要校验中央排气口的气速，应该在3.08.0m/s，如果不在此范围，再作适当调整，重新确定结构尺寸，直到满足要求。7. 保持器内压力恒定，防止器内物料泄露。8. ？、9. 温度发生偏差后，会发生其它形式的聚合反应。10. ？ ？计算题1.2. ，采用式（5-26）3. 略4. 20空气的密度。 5. 床层压降， 床层孔隙率： 表观速度设，则再根据，得： 计算得：检验：6. 平均粒径 100空气的密度：，起始流化速度： 成立 成立带出速度： 重新计算7. 流化数，操作速度 浓相段高度：稀相段高度：，根据D1.3m 速度u1m/s，查图的则 ，锥底高度：模块六 气液相反应器填空题1. 层流；均一；2. 相界面积；填料塔或喷雾塔；3. 液相；气相；4. 除去上升气体中夹带的液滴；自然沉降；5. 利用分布器(多孔板或微孔板)使通过的气体在塔中分散成气泡；以液体的湍动引起喷出气流的破 裂形成气泡；判断题12345思考题1. 气、液相反应器的设计包含两方面的内容：首先根据气液反应系统的动力学特性选择正确的反应器型式，然后结合反应器特性来确定能满足生产认为的反应器几何尺寸。2. 气、液相反应器型式的选择应从下面几个因素来进行考虑：气液接触方式，相间传质系数，气液流动速率，气液反应控制区的考虑等。3. 鼓泡塔内传热通常以三种方式进行：利用溶剂、液相反应物或产物汽化带走热量，如苯烷基化制乙苯；采用夹套、蛇管或列管式冷却器换热；采用液体循环外冷却器移出反应热，如乙醛氧化制醋酸。4. 鼓泡塔内，气体通过分布器形成气泡鼓入液层。气体在床层中的空塔气速决定了反应器的相界面积、含气率、和返混程度。直接影响传质、传热系数直至反应结果。5. 鼓泡塔的气体压降由分布器小孔的压降和鼓泡塔的静压降两部分组成，计算式为： 。计算题1. 塔高经验值9.8m，年工作8000h。单位时间应生产纯乙苯的量：鼓泡塔体积：塔径： 圆整： 2. 液相体积：塔 直 径： 分离空间高度：死区高度：总高度：3. 液相体积：充气液层中气体所占体积：充气液层体积：分离空间高度取：分离空间体积：若采用椭圆形封头：则顶盖死区体积： 反应器体积：4. 进入鼓泡塔的气体体积流量C2H4的体积流量 O2的体积流量 CO2+N2的体积流量 总进气流量OG OG = 5984+1565+1657=9206 m3/h 离开鼓泡塔的气体体积流量G（标准状态）CH3CHO：8522.4=1904m3/hC2H4：5984(1-0.35)=3889.6 m3/hO2：CO2+N2：1657 m3/h离开鼓泡塔的总气体流量 G =1904+3889.6+517.8+1657 =7968.4 m3/h 操作条件下鼓泡塔内气体平均流量假设该鼓泡塔的气体压降为152kPa，则鼓泡塔入口气体压力（表压）为 294.2 +152 = 446.2kPa ? ? ?5. ?