本文对恒沸精馏过程提出了一种新逐板计算法.选用沿塔单调变化的变量作为迭代变量,并采用迭代变量随时变换的方法使Newton法得以稳定收敛.

对于精馏过程的模拟计算,大都已有严格算法适用于操作型计算.操作型方法虽可用于设计型计算,但增长计算时间.本文则提出用于直接设计型计算的新逐板法.设计型新逐板法选择比值为迭代变量.对于理想系统和与之相近系统,比值是指塔上部各板上各重组分分流量之比和塔下部各板上各轻组分分流量之比.对于萃取精馏系统,比值是指各板上各被分离组分的浓度之比.与操作型的新逐板法”相比,强回路不再存在,迭代回路全部由弱回路构成,因此具有更快的收敛速度.由于这是逐板计算法,故各股进料和侧线出料的最优位置可以方便地确定,而不必应用最优化判据或作最优化计算.

在珠串反应器上,使用Fourier分析的方法,考察了正戊烷-Pt-Sn/Al_2O_3体系的传递系数和吸附系数对流出峰影响的敏感性.在所有这些参数中,只有吸附平衡常数和粒内有效扩散系数能从单一次脉冲应答试验中准确地获得.研究结果说明,珠串反应器的行为类似于通常的填料床反应器.在计算中也考察了不同的目标函数、周期和步长对参数计算值的影响.

本文按多孔催化剂内多组分分子扩散及努森扩散联合过程的特性,导出了描述等温球形催化剂内单一反应的反应物和产物浓度分布的二阶非线性常微分方程组.微分方程中各个反应组分的浓度梯度强烈相互耦合.在计算机上用打靶法求解此常微分方程组提出的两点边值问题,即可求得各个反应组分的浓度分布和催化剂效率因子的数值解.由于反应组分的有效扩散系数间的差异,催化剂内反应组分的组成变化之间的关系不再符合反应的化学计量关系.当内扩散过程的阻滞作用严重时,催化剂颗粒内会出现“死区”,死区内反应组分的浓度趋近于平衡浓度,实际上不再继续进行反应.存在死区时,使用此数学模型及解题方法可求出死区的半径及此情况下催化剂的效率因子.工业上常用的圆柱状催化剂按照相等比外表面积的球体处理.

按照本文(Ⅰ)中提出的多孔催化剂效率因子的多组分扩散模型及其数值计算方法,本报计算了B109中温变换催化剂的效率因子,并与实验测定值进行了比较.测试了B109变换催化剂的孔隙率、孔径分布、曲节因子和常压下的本征动力学,并在内循环无梯度反应器中测试了常压下φ9.8×8.3mm圆柱状颗粒B109催化剂于各种气体组成和温度条件下只计入内扩散过程的宏观反应速率.由此获得十六种情况下效率因子的实验观察值为0.142至0.455,相同反应条件下模型预计值与实验观察值的相对误差为-0.25至0.06.比较的结果令人满意.

用PICKER动态型微量热计测量了三个温度下八个烃-醇二元系的混合热数据.提出了一个研究烃-醇系热力学性质的新的热力学模型——拟化学溶液模型(QCSM),用该模型关联了混合热实验数据和部分体系的等温汽液平衡数据,计算值和实验值间符合良好.以混合热拟合得到的QCSM参数及其与温度的关系式,推算了8个烃-醇二元系的244个等温或等压汽液平衡数据,获得了满意的结果.汽相摩尔分数的平均误差为0.004—0.032.

本文利用加权余量法计算了等温球形催化剂的有效因子,并对催化反应n=1,2的两种情况与其它简化法进行了比较.文中取Dirac函数作为权函数,形式简单,在袖珍计算器上就能完成计算.其结果:当n=1时,与解析解非常接近;当n=2时,优于其它三种简化解法,很接近数值解.

本文以连续流动单管的实验装置,研究了C_8芳烃的单溶质和双溶质在二乙苯溶液中的液相吸附平衡.从测定穿透曲线出发,作出了对二甲苯、邻二甲苯、乙苯、对二甲苯-邻二甲苯等系统在170℃下的吸附等温线.发现当溶质浓度<3.0mo1/1时,吸附等温线符合Henry定津,且双溶质溶液的吸附量可按Radke-Praus Nitz的二维理想稀溶液理论由单溶质吸附等温线进行预测.将Polanyi吸附势理论延伸应用于C_8芳烃的液相吸附.用170℃下pX-DEB系统的吸附平衡数据作出特性曲线,可预测110℃下pX-DEB系统的吸附等温线.并用动态法测定的数据,验证了上述推导.

本文将Bussey的BET型混合吸附公式应用于30℃时环己烷-乙醇、苯一乙醇和环已烷-苯的混合蒸气在Cab-O-Sil上的吸附,以及—185.6℃时氧-氮和氧-氩混台气体在铬胶上的吸附,并与Hill的和作者的BET型混合吸附公式的结果作了比较.由于Hill的公式太复杂,而其结果又与Bussey公式的差别不大,故从应用的角度看,不宜推荐.Bussey的和作者的公式因只含单纯气体吸附的BET参数,故应用方便;但自现有的实验结果,尚不能判断两者的优劣.

本文对计算孔径分布的Broekhoff方程做了简化,得到一组近似方程,实例计算结果证明它和原方程等效.近似方程的优点在于能制成专用机与吸附仪联用,加快数据处理.近似方程的适用范围为:10(?)—300(?)